Tradcuccio de control

ESTRATEGIAS DE CONTROL DE MULTILOOP PARA UN GASIFICADOR DE ALIMENTACIÓN
SECA EN EL
CICLO COMBINADO DE GASIFICACIÓN INTEGRADA
RESUMEN: Se estudian tres estrategias de control para un gasificador de alimentación seca.
Primero se examina la estrategia de control de relación fija que mantiene relaciones fijas de las
diferentes fuentes. Los resultados de la simulación muestran que esta estrategia mueve el sistema
a lo largo de un camino subóptimo durante los cambios de carga a medida que se seleccionan las
relaciones fijas para una operación de estado estacionario. Dos de las tres variables controladas
(CV) elegidas no se establecieron en sus puntos de ajuste en la prueba de rechazo de
perturbaciones. Para mejorar el rendimiento, se propone una nueva estrategia de control que agrega
bucles adicionales para ajustar las proporciones de alimentación en cascada. Bajo esta estrategia,
los puntos de ajuste son bien rastreados y las perturbaciones son rechazadas adecuadamente. La
tercera estrategia examina la necesidad de los controladores de relación al romper los bucles de
relación. Si bien la estrategia funciona razonablemente, las parejas de variables manipuladas (MV)
-CV elegidas son contraintuitivas. En la prueba de cambio de carga, uno de los MV se reduce al
límite inferior y los CV fluctúan significativamente.
INTRDUCCION
El ciclo combinado de gasificación integrada
(IGCC) se promociona como una forma más
limpia y más eficiente de utilizar el carbón para
la generación de electricidad. IGCC combina
un sistema de gasificación con un sistema de
ciclo combinado para generar energía. El
gasificador convierte el carbón en gas de
síntesis, que se suministra a las turbinas de
gas en el sistema de ciclo combinado. Esta
combinación, que se basa en el carbón, puede
tener una mayor eficiencia térmica que una
planta de energía tradicional de carbón
pulverizado (PC). Además, el proceso IGCC
nos permite tratar los contaminantes antes de
la combustión, lo que es especialmente
efectivo en la captura de CO2. Además, el
gasificador también nos permite usar otros
combustibles sólidos como residuos de
refinerías y biomasa. A pesar de que tiene
muchas ventajas, IGCC enfrenta varios
desafíos tales como menor disponibilidad,
menor aceptación y mayores costos de capital
en comparación con las plantas de carbón
pulverizado y la dificultad actual para financiar
el surgimiento de gas de esquisto y varias
energías renovables.1 La baja disponibilidad
principalmente se deriva de la combinación de
las dos tecnologías, la gasificación y el ciclo
combinado, que se han desarrollado y
utilizado por separado. Por ejemplo, una
planta de gasificación autónoma normalmente
funciona en estado estable con solo cambios
ocasionales de carga y cortes de
mantenimiento programados. Sin embargo,
las exigencias del entorno de la central
eléctrica cambios de carga mucho más
frecuentes, así como arranques y paradas
rápidas para seguir las demandas de carga
variables en el tiempo. En general, se está de
acuerdo en que la clave para mejorar la
disponibilidad radica en el funcionamiento sin
problemas del gasificador, ya que suministra
la alimentación ala turbina de gas y, por lo
tanto, su comportamiento dinámico influye en
los procesos posteriores y, a su vez, en toda
la planta. Si bien el control estricto del
gasificador es un importante eslabón perdido,
la mayoría de los trabajos de investigación
sobre modelado y simulación se han orientado
hacia la mejora del diseño del gasificador en
lugar de su funcionamiento y control. Los
estudios sobre el control de gasificadores son
escasos, y los existentes son principalmente
sobre el problema de prueba de referencia
ALSTOM, que es un problema de simulación
basado en ALSTOM Power Technology para
la comunidad de control académico del Reino
Unido, primero en 1997 y nuevamente en
2002.2,3 Este proceso involucra varios
problemas desafiantes que incluyen alto
orden, fuerte no linealidad, interacciones
fuertes y restricciones estrictas. El segundo

desafío proporcionó una estrategia de control
de referencia basada en bucles de PI
descentralizados, que no satisfacían los
límites dados en sus pruebas de rechazo de
perturbaciones. En respuesta, se propusieron
muchas estrategias basadas en técnicas
avanzadas de control, como el control
predictivo, 4 control PI multiobjetivo óptimo, 5
etc. Sin embargo, el gasificador ALSTOM es
un tipo de lecho fluidizado, que no es común
en las centrales eléctricas IGCC.
El tipo de flujo arrastrado, que se opera a alta
temperatura para la eliminación continua de
escoria y alta conversión de carbono, es el tipo
de gasificador representativo para IGCC.
Shell y GE son los principales jugadores de
esta tecnología. El gasificador GE es un tipo
de alimentación en suspensión, y el
gasificador Shell es un tipo de alimentación en
seco. El gasificador Shell tiene una alta
eficiencia y un costo de mantenimiento
relativamente menor debido a la robustez de
la pared de la membrana, aunque estos tienen
un mayor costo de capital.6 Actualmente, no
existe trabajo publicado sobre el control de un
gasificador de flujo arrastrado, a excepción de
una disertación de PhD7 y una Informe DOE.8
La disertación trata sobre la aplicación de la
estrategia de control predictivo modelo (MPC)
a una planta de energía IGCC con el
gasificador tipo slurry GE. En la disertación, el
pseudofuel, compuesto de hidrocarburos de
alto peso molecular, se utiliza en lugar de
carbón porque el manejo del carbón y la
ceniza no es sencillo en
el software de simulación utilizado de
AspenPlus / AspenDynamics. Por lo tanto,
probó las alteraciones en la calidad del carbón
como solo cambios pequeños en la
composición elemental de azufre, carbono e
hidrógeno, lo que no refleja completamente la
situación real. El informe del DOE también se
basa en el gasificador GE de alimentación de
lechada. El enfoque de este trabajo fue una
solución de control avanzado de MPC
combinada con el filtro de Kalman extendido
(EKF). Sin embargo, el informe público
presenta solo los resultados de la simulación
sin ningún detalle sobre el diseño del
controlador.
Este artículo informa nuestros hallazgos sobre
el control del gasificador de flujo arrastrado del
tipo de alimentación seca. Para el estudio, se
ha construido y simulado un modelo de
simulación dinámica simple utilizando el
software de MATLAB. Detalles de la
simulación dinámica
modelo se presentan en la Sección 2. El
principal problema del control del gasificador
se aborda en la Sección 3. Se comparan tres
estrategias de control diferentes. Señalamos
algunas desventajas inherentes de la práctica
de control actual, que se basa en mantener
relaciones fijas entre los flujos de
alimentación. En la segunda estrategia,
proponemos agregar bucles de control
adicionales, en cascada a los bucles de
relación existentes (sin romperlos).
En general, el problema se ve como un
sistema multivariable de 3 × 3. Las entradas y
salidas están emparejadas, y tres
controladores PI están diseñados sobre la
base del análisis de matriz de ganancia
relativa (RGA) y las reglas de ajuste de IMC.
Tanto la alteración como el cambio de carga
los escenarios son probados. Los resultados
de simulación que se muestran en la Sección
4 demostraron claramente el rendimiento
mejorado con la adición de estos bucles.
Como tercera estrategia, rompemos los
bucles de relación y luego agregamos tres
bucles PI que manipulan los flujos de
alimentación directamente. Esto es para
examinar los beneficios potenciales de los
bucles de relación. Resulta que los
emparejamientos variables variables (MV)
controlados por variable (CV) elegidos aquí
son contraintuitivos ya que la tasa de flujo
másico de gas de síntesis (producto principal)
se ajusta por la velocidad del flujo de oxígeno
(alimentación auxiliar) en lugar del flujo de
carbón (alimentación principal ) tarifa.

Además, el rendimiento de circuito cerrado,
aunque razonable, mostró algunas
fluctuaciones en las CV debido a la saturación
de entrada. En general, la estrategia de
control en cascada resulta para ofrecer el
mejor rendimiento. El documento concluye
con algunas observaciones en la Sección 5.
MODELO GASIFICADOR
Se han dedicado importantes esfuerzos de
investigación al modelado y la simulación de
gasificadores. En la etapa inicial, Wen y
Chaung9 y Govind y Shah10 desarrollaron
modelos matemáticos para un gasificador tipo
G alimentador de lechada. Además, Ni y
Williams11 desarrollaron un modelo para un
gasificador tipo Shell de alimentación seca.
Recientemente, se han empleado dinámicas
de fluidos computacionales12-15 y
submodelos altamente detallados para los
diversos fenómenos físicos y químicos para
realizar simulaciones más precisas. A su vez,
Monaghan y Ghoniem16 y Gazzani et al.17
propusieron un modelo de orden reducido con
menos carga computacional.17 En este
estudio, se considera el gasificador de flujo
arrastrado de alimentación seca, el
"gasificador Shell". El carbón pulverizado seco
junto con el oxígeno, el vapor y el fundente se
introducen en la parte inferior del gasificador.
El nitrógeno se usa como un vehículo para el
carbón. El oxígeno se usa como un oxidante
que conduce a reacciones de combustión
exotérmicas; el vapor se usa como moderador
de temperatura porque conduce a reacciones
de gasificación endotérmicas. El flujo como la
piedra caliza se inyecta para disminuir el punto
de fusión de la ceniza y la viscosidad de la
escoria. Como el foco de este estudio es el
control del gasificador, no modelado, se
selecciona un modelo dinámico simplificado
para la simulación. El modelo de gasificador
adoptado se basa en un modelo de gasificador
Shell previamente publicado por Sun et al18.
Sin embargo, se le han realizado algunas
modificaciones y correcciones19.
Modificado el modelo de Sun del Gasificador
Shell.
El carbón introducido se desvolatiliza
rápidamente, y los volátiles se queman. El
carbón restante también reacciona con
oxígeno y vapor. Se consideran las siguientes
reacciones químicas (ecuaciones 1-5).
Los balances de materiales de los elementos
se muestran en las ecuaciones 6-11. Se
supone que el 99.5% del carbón se convierte
en general a través de todo el gasificador y se
suministra oxígeno con una pureza del 100%.
Además, el 90% del azufre se convierte en
H2S y el 10% restante se convierte en COS.
donde nx denota la cantidad molar de x
especie.
El número de moles de C, H, N, S y O se
calcula sobre la base de las corrientes de
entrada (es decir, carbón, oxígeno, vapor y
nitrógeno) y el resto son los contenidos del
gas de síntesis y se calculan en el base de las
ecs 6-12. Además de estas balanzas, se
supone una condición de equilibrio para la
reacción de desplazamiento del gas de agua
de acuerdo con la siguiente relación constante
de equilibrio:
El calor de la reacción es como en la eq 13.

donde ΔHrxn = -ΔHc = HHVsyngas - HHVcoal.
j indica productos tales como gas de síntesis
y escoria, ei indica reactivos tales como
carbón, vapor, oxígeno, flujo y nitrógeno
(Figura 1). La capa de escoria está compuesta
por una capa de escoria fluida y una capa de
escoria sólida. Se supone que el 70% de la
ceniza de carbón está unida a la capa de
escoria líquida que se solidifica o fluye hacia
abajo para descargarse a través de un grifo de
escoria (véase la ecuación 31). El espesor de
la capa de escoria fluida se calcula sobre la
base del balance de materiales a
continuación.
Suponiendo que la escoria líquida se
comporta como un fluido newtoniano e
ignorando el término de aceleración, la
ecuación de Navier-Stokes se convierte en
Se supone que la viscosidad varía a lo largo
de la dirección horizontal x de acuerdo con la
ecuación 16. Sustituyendo la ecuación 16 en
la ecuación 15 e integrándola usando la
condición límite de la ecuación 17, la
velocidad y el flujo másico existente se
convierten en los que se muestran en las
ecuaciones 18 y 19, respectivamente.
El equilibrio de energía se muestra en la
ecuación 20. Suponiendo que la capacidad
calorífica de la escoria líquida es constante y
sustituyendo las ecuaciones 22 y 14 en la
ecuación 20, se obtiene la ecuación 21 para la
temperatura superficial de la capa de escoria
fluida.
El flujo de calor del gas a la escoria fluida, qg,
es la suma del calor radiativo y el calor de
convección. El coeficiente de transferencia de
calor convectivo, αs, se basa en la correlación
de Gnielinski (eq 25):
El espesor de la capa de escoria sólida en la
ecuación 26 puede reordenarse a la ecuación
30 sustituyendo la ecuación 26 en la ecuación
27 que describe el equilibrio de energía.

El modelo de simulación dinámica del
gasificador requiere entradas de carbón,
oxígeno, vapor, flujo y caudal másico de
nitrógeno, temperatura y presión de las
corrientes de entrada y la temperatura del
refrigerante. Las salidas del modelo de
gasificador incluyen la tasa de flujo másico de
syngas y la composición, la temperatura y el
espesor de la escoria. El modelo de
gasificador se representa como un sistema
DAE semiexplicit index-1. Por lo tanto, el DAE
se puede resolver usando el ODE
solucionador ode15s en MATLAB. Las
variables dependientes, las variables
independientes y los parámetros del modelo
se enumeran en las tablas S1 y S2,
respectivamente. En general, el modelo
consta de 3 ecuaciones diferenciales y 17
ecuaciones algebraicas. Para la simulación
dinámica, el número de ecuaciones se reduce
a 8 (3 ecuaciones diferenciales y 5 ecuaciones
algebraicas), por sustitución y simplificación.
2.2. Propiedades físicas del carbón y la
ceniza.
Se supone que el carbón de El Cerrejón se
utilizará en este estudio; el carbón y las
cenizas se enumeran en los cuadros 1 y 2,20,
respectivamente. Las composiciones de
caliza 21 se enumeran en la Tabla S3.
En el modelo, la escoria es una mezcla de
ceniza de carbón y fundente. En el estudio de
control, las tasas de flujo másico de carbón y
flujo (caliza) son las variables manipuladas.
Por lo tanto, la composición de escoria no es
constante y sus propiedades físicas deben
expresarse en función de la composición.
La temperatura de transición de fusión y la
viscosidad son las propiedades físicas más
importantes que tienen un gran impacto en la
dinámica de la escoria. Suponemos que la
temperatura de transición de fusión, Tm, es la
temperatura de la viscosidad crítica Tcv que
se calcula sobre la base de la relación ácido /
base de la composición de escoria.
La viscosidad se expresa como una función de
la composición y la temperatura. S es la
relación de sílice definida en la ecuación 34.

Esto sirve como el valor para η (0) y η (δf) en
la ecuación 16. Mills y Rhine propusieron el
modelo de densidad de escoria que se basa
en el volumen molar y la estructura
constitutiva de la escoria de silicato.23 Se
asumió que el coeficiente de temperatura un
valor de 0.01% K-1. Los volúmenes molares
parciales de constituyentes de escoria se
presentan en la Tabla S4.
La capacidad de calentamiento de la escoria
se basa en la suma de cantidades molares
parciales de los componentes individuales.24
La conductividad térmica de la escoria sólida
se deriva como en la ecuación 38 con una
difusividad térmica α que es de 4,5 × 10-7 m2
/ s. La conductividad térmica de la escoria
líquida es 1 W / mK.25 La emisividad de
escoria, ε, es 0.83.
CONTROL DE GASIFICADOR
Definición del problema de control. El
índice de flujo másico de gas de síntesis, la
relación H2 / CO y la temperatura del
gasificador se seleccionan como las variables
controladas, y la tasa de flujo de masa de
carbón, el oxígeno y el caudal de vapor se
seleccionan como las variables manipuladas.
El gasificador
la temperatura debe controlarse para un grado
deseado de conversión de carbono,
escorificación y seguridad. La temperatura del
gas de síntesis generado es de alrededor de
1500 ° C, y se enfría a alrededor de 900 ° C
mediante enfriamiento en la salida del
gasificador para proteger los equipos y las
tuberías aguas abajo.6 El gas de síntesis
reciclado se utiliza para el enfriamiento y el
gas de síntesis templado se enfría de nuevo
en un enfriador de syngas. El gasificador Shell
también utiliza la pared de la membrana que
protege la pared del gasificador con la capa de
escoria sólida y recupera el calor mediante la
generación de vapor. El gas de enfriamiento
impacta directamente sobre la última unidad
(es decir, refrigerador de gas de síntesis) en
lugar de dentro del gasificador, y el
enfriamiento por la pared de la membrana está
indirectamente relacionado con la reacción
química. En este estudio, nos enfocamos en
el control de la temperatura que está
directamente relacionada con la reacción
química. Por lo tanto, el enfriamiento no se
consideró, y se asumió una temperatura de
enfriamiento constante. Por lo tanto, la
temperatura de syngas antes del enfriamiento
se selecciona como la variable controlada, y el
límite de fluctuación permitido se selecciona
como ± 10K. Entre varios componentes del
gas de síntesis, el hidrógeno y el monóxido de
carbono son los principales componentes. La
relación entre dos componentes, la relación
H2 / CO, debe mantenerse a un valor de
referencia para una operación sin problemas
de la turbina de gas. La alta temperatura de la
combustión de hidrógeno causa los altos
problemas de emisión de NOx, preignición y
retroceso, a su vez; la fluctuación de la
relación H2 / CO puede aumentar la
inestabilidad en la operación de la turbina de
gas.26 En este estudio, elegimos el límite de
control ajustado como ± 0.01 porque no se
conoce una regla práctica para determinar el
rango aceptable del H2 / Relación de CO.
Además, el índice de flujo de gas de síntesis
debe controlarse adecuadamente de acuerdo
con el cambio de carga de la turbina de gas.
En condiciones transitorias, las violaciones de
límites son inevitables porque los límites se
seleccionan estrechamente para la operación
de estado estable. Alternativamente, es
necesario minimizar el error integrado durante
la fugacidad. Además, la proporción de
nitrógeno a carbón se fija porque el nitrógeno
se usa solo como gas portador. La relación de
flujo a carbón también se fija porque el

espesor de la escoria (o la viscosidad de la
escoria) no se mide en línea. Por lo tanto, se
construye un problema de control de múltiples
entradas múltiples de 3 × 3 (MIMO) (Figura 2).
Los límites de las variables de entrada se
enumeran en la Tabla 3, y los requisitos de
control se encuentran en la Tabla 4.
El desafío de referencia de Alstom es un
sistema 4 × 4 cuyos CV son la masa de la
cama, el valor calorífico del gas de síntesis, la
presión de gas de síntesis (PGAS) y la
temperatura del gas de síntesis, y los VM son
la tasa de extracción y la tasa de flujo de
vapor.2,3 La configuración y dinámica del
gasificador Alstom son bastante diferentes
con el gasificador Shell porque el gasificador
Alstom es un gasificador de lecho fluidizado.
Debido a la naturaleza de un reactor de lecho
fluidizado, es importante mantener una
presión constante, pero se produce una
abrupta caída de presión cuando se abre la
válvula del sumidero. Por lo tanto, el desafío
de referencia de Alstom consideró el PGAS
como un CV y PSINK como una medida
disturbio. Al Seyab y Cao informaron que la
respuesta PGAS exhibe no linealidades
significativas.4 Sin embargo, el gasificador
Shell es un gasificador de flujo arrastrado, por
lo que el PGAS no es un CV y estas no
lineales fuertes no se observan para el
sistema en este estudio de control. Para la
simulación, el modelo de planta no lineal dado
por los DAE en la Sección 2 se usó para
obtener las respuestas de la planta. También
verificamos las respuestas de pasos de ciclo
abierto de la planta bajo diversas magnitudes
de cambios de entrada y exhibieron un
comportamiento levemente no lineal (ver los
diagramas de respuesta de paso en bucle
abierto incluidos en la Información de
respaldo). Aunque el sistema no es lineal,
podría ser adecuado
controlado por controladores PI lineales.
Significa que la no linealidad del sistema en
circuito cerrado es lo suficientemente leve
para ser controlado bien por controladores
lineales. Además, se supone que los flujos de
entrada se suministran instantáneamente (sin
retrasos). En otras palabras, las constantes de
tiempo y las restricciones en la tasa de
incremento para los MV no se incluyeron. El
enfoque de este estudio es la estrategia de
control para el gasificador en lugar de la
operación combinada del gasificador, ASU y /
o caldera. Por lo tanto, no consideramos el
efecto de la dinámica de los procesos
conectados. Para los caudales mínimo y
máximo del carbón y el oxígeno, se
supusieron el 40% y el 115% de los valores
nominales, respectivamente. En cuanto al
índice de flujo de vapor, debido a que se cree
que el tamaño del tambor de la caldera es
suficientemente grande, asumimos un rango
más amplio. Observamos que las
suposiciones con respecto a las constantes de
tiempo del proceso y los límites de las MV
deben volver a verificarse al extender este
estudio a optimización multiobjetivo o estudios
de control en toda la planta para la operación
combinada del gasificador y el equipo
conectado. Las constantes de tiempo, así
como la velocidad de rampa y los límites de
mínimo y máximo de los MV pueden afectar
significativamente el rendimiento del control.
Estrategia de control 1 (CS1): control de
relación fija. Una estrategia de control
comúnmente utilizada en la industria se basa
en mantener relaciones fijas (oxígeno-carbón,
vapor-carbón) entre los componentes de
alimentación.7,27 El control de supervisión se
basa en la experiencia y los conocimientos del

operador.8,28 Básicamente , la tasa de flujo
másico de carbón está determinada por la
demanda de gas de síntesis, que a su vez se
basa en la carga eléctrica de la turbina de gas.
Luego, el oxígeno y el vapor se suministran en
proporciones prefijadas a la tasa másica de
flujo de carbón, pero el operador los puede
ajustar de ser necesario (Figura 3). Los
valores de relación generalmente se
determinan sobre la base de la experiencia
previa de la operación de estado
estacionario.27 En una condición transitoria
tal como un cambio de carga, el operador
típicamente sigue un procedimiento
predeterminado. Por lo tanto, la estrategia de
control de relación fija puede mover el sistema
a lo largo de una ruta altamente subóptima
durante la transitoriedad.
Para el gasificador GE de tipo de alimentación
de lechada, la proporción de oxígeno a carbón
y la proporción de agua a carbón
generalmente son fijas. En este caso, es típico
ajustar solo la proporción de oxígeno a carbón
en el nivel de control de supervisión del
operador, ya que se debe garantizar un cierto
nivel de fluidez para la lechada.8 Por otro lado,
en el control de gasificación tipo Shell, ambos
las relaciones se pueden ajustar en la
supervisión del operador.27 Esto le da más
flexibilidad pero también significa que
la supervisión de alto nivel puede ser más
compleja y onerosa para el operador.
Observamos que se han investigado varias
estrategias alternativas para abordar la
dificultad del control de supervisión. En una
patente coreana, se propone un tipo de
método de disparo para elegir las tasas de
flujo de combustible, oxígeno y vapor.27 Para
disminuir la dependencia del operador durante
el funcionamiento, el controlador de
supervisión calcula los valores iniciales del
caudal de las tres MV basado en los datos
experimentales previos y un modelo numérico
de gasificador. Comenzando con los valores
iniciales, los MV se ajustan mediante los
bucles de control SISO. Las combinaciones
sugeridas para los bucles SISO son la tasa de
flujo de oxígeno y la temperatura del gas de
síntesis, la tasa de flujo de vapor y la relación
CO / H2.
y tasa de flujo de combustible y gas de
síntesis. Si las mediciones muestran que dos
de tres CV están dentro de sus respectivos
rangos aceptables, entonces el sistema de
control de supervisión se termina. De lo
contrario, el controlador de supervisión calcula
nuevamente los índices de flujo de MV. La
introducción de un controlador de supervisión
con un modelo de predicción lo convierte en
un enfoque más avanzado, pero allí, los
controladores de supervisión y regulación
funcionan por separado. Es decir, a pesar de
que el controlador de supervisión calcula los
valores de MV óptimos considerando las
interacciones o los efectos de las
perturbaciones no medidas, el controlador
normativo aún puede mover los MV a puntos
subóptimos o inapropiados. Debido a que la
estructura de control no coordina al
controlador regulador con el controlador de
supervisión, se considera la convergencia de
solo dos de los tres CV. Shihe et al. propuso
un control de rechazo de perturbaciones
activo para el gasificador Shell.29 La
estructura del controlador seleccionado
adopta dos controladores separados. Un
controlador de carga IGCC determina la tasa
de flujo de oxígeno en función de la demanda
de flujo de gas de síntesis, y un controlador de
gasificador de 2x2 ajusta las tasas de flujo de
carbón y vapor para controlar la temperatura y
el valor calorífico del gas de síntesis,
respectivamente. Se usan dos controladores
proporcionales adicionales para ajustar las
tasas de flujo de carbón y vapor de nuevo en
función del caudal de oxígeno. En el punto de

vista del controlador del gasificador 2 × 2, el
caudal de oxígeno se considera como una
perturbación externa y, por lo tanto, sugirieron
un método de control de perturbación activo.
Por lo tanto, las relaciones de carbón a
oxígeno y de vapor a oxígeno solo están
aproximadamente controladas. Sin embargo,
no proporcionaron una justificación para la
estructura de control elegida, aunque los
emparejamientos son contraintuitivos (tasa de
flujo de oxígeno y tasa de flujo másico de gas
de síntesis). Además, las pruebas de rechazo
de perturbaciones no se realizaron.
Además, hay un mito con respecto a la
práctica de control de proporción.
Tradicionalmente, la estrategia de control de
proporción era popular en los procesos de
combustión. La relación de aire (u oxígeno) a
combustible afecta directamente la eficiencia
y las emisiones ambientales. Una relación
aire-combustible superior a la relación
estequiométrica desperdicia combustible
calentando el exceso de aire. Una relación
más baja, por otro lado, conduce a una
combustión incompleta y aumenta la
generación de contaminantes. Teóricamente,
el proceso logra una eficacia máxima cuando
se proporciona aire a un caudal másico
correspondiente a la relación estequiométrica.
Sin embargo, en un proceso de combustión,
es típico suministrar 5-20% de exceso de aire
considerando la mezcla imperfecta y para
evitar una combustión incompleta. Debido a
esta práctica, los operadores pueden pensar
erróneamente que el exceso de suministro de
oxígeno también es seguro y conservador
para el control del gasificador. Esto puede
verse en algunos estudios que indican que se
suministra más oxígeno que el valor óptimo
para asegurar una conversión casi completa
al gas sintético.30-32 Sin embargo, a
diferencia del proceso de combustión, en el
proceso de gasificación, el exceso de oxígeno
no aumenta la probabilidad de completar
conversión a syngas. El suministro excesivo
de oxígeno conduce a la reacción de
oxidación total (CO2) en lugar de oxidación
parcial (CO) y también convierte el monóxido
de carbono (CO) en dióxido de carbono (CO2)
como se indica a continuación:
Por lo tanto, en el proceso de gasificación, el
exceso de oxígeno disminuye el rendimiento
del producto (CO) y genera más calor que
debe eliminarse. Además, en el gasificador de
flujo arrastrado del tipo de alimentación seca,
el oxígeno excesivo podría hacer que el
sistema consuma más vapor para disminuir la
temperatura en la zona de reacción. El vapor
suministrado cambia la composición del gas
de síntesis porque no solo es un moderador
de temperatura sino también un reactivo.
Eventualmente, el suministro excesivo de
oxígeno hace que el sistema sea más
impredecible.
Como resultado, el exceso de suministro de
oxígeno y vapor no ayuda a controlar la
temperatura o el valor de calentamiento del
gas de síntesis. Más adelante en la Sección 4,
se presentarán los resultados de una prueba
de cambio de carga para verificar el
rendimiento de la estrategia de control de
relación fija en situaciones transitorias. Esto
servirá como un rendimiento de referencia con
respecto al cual se evaluarán nuestras
estrategias de control propuestas.
Estrategia de control 2 (CS2): control PID
Multiloop en cascada a los lazos de relación.
En esta estrategia, proponemos agregar un
bucle PI que manipula la tasa de flujo másico
de carbón y dos bucles PI adicionales que
manipulan los puntos de ajuste de los bucles
de relación en la estrategia de control de
relación fija anterior (Figura 3). Esto conduce
a un problema de control de 3x3 mostrado en
la Figura 4. Para verificar la direccionalidad
(es decir, el nivel de acondicionamiento) y el
grado de interacciones, se verificó el número
de condición (CN) de la matriz de ganancia de
estado estacionario. 33 CN fue alrededor de
21, lo que indica interacciones sustanciales,
pero aún es lo suficientemente bajo como para

un control descentralizado (como regla
general, un CN inferior a 50 indica que puede
ser factible desacoplar34). Los
emparejamientos entrada-salida se
determinaron sobre la base de la matriz de
matriz de ganancia relativa (RGA), que se
muestra en la Tabla 5. La matriz RGA
indica que solo fue posible un
emparejamiento (para evitar un
emparejamiento con una ganancia relativa
negativa). Los emparejamientos elegidos
fueron (1) tasa de flujo masivo de carbón y
tasa de flujo másico de gas de síntesis, (2)
relación de oxígeno a carbón y temperatura de
gas de síntesis, y (3) relación de vapor a
carbón y relación de gas de síntesis / CO.
Tiene sentido físico que el índice de flujo
másico de gas de síntesis (producto principal)
se ajuste por la tasa de flujo másico de carbón
(alimentación principal). Para asegurarse de
que el emparejamiento elegido sea correcto
no solo en estado estacionario sino en todo el
rango de frecuencia relevante, se verificó el
RGA dinámico (DRGA) (Figura 5) .35,36
DRGA proporcionó el mismo resultado de
emparejamiento que el RGA de estado
estacionario. Como muestra la Figura 5, el
sistema sigue siendo diagonalmente
dominante en todo el rango de frecuencia
probado. El método de sintonía IMC se utilizó
para encontrar la configuración inicial de los
bucles PI, que se ajustaron bien a través de
simulaciones. Una ventaja adicional de
mantener los bucles de relación (en lugar de
romperlos) es que los bucles de relación
proporcionan una especie de acción de control
de avance: Los índices de flujo másico de
oxígeno y vapor se ajustan de forma inmediata
y automática en respuesta a fluctuaciones en
el caudal másico de carbón. Un posible
inconveniente es que requiere dos lazos de
control más para sintonizar y mantener.
Estrategia de control 3 (CS3): control PID
Multiloop con los lazos de relación eliminados.
Para verificar la necesidad de los bucles de
relación, se prueba otra estrategia que elimina
los bucles de relación. En este caso, los tres
bucles PID manipulan directamente las tres
velocidades de flujo de alimentación (Figura
6). El RGA para el sistema 3 × 3 que resulta
de esta estrategia se muestra en la Tabla 6, y
el resultado DRGA se muestra en la Figura 7.
Sobre la base de la RGA.
matriz, los pares elegidos son (1) tasa de flujo
de masa de carbón y temperatura de gas de
síntesis, (2) tasa de flujo másico de oxígeno y
tasa de flujo másico de gas de síntesis, y (3)
tasa de flujo de masa de vapor y relación de
gas de síntesis / CO. Sin embargo, este
emparejamiento es físicamente contrario a la
intuición. El índice de flujo másico de syngas
(producto principal) se ajusta mediante la tasa
de flujo másico de oxígeno (alimentación
secundaria). En este caso, los ajustes en la
tasa de flujo másico de oxígeno pueden
conducir a cambios en la temperatura del gas
de síntesis que a su vez conducen al ajuste
del índice másico de flujo de carbón. Los
emparejamientos son físicamente
contradictorios, pero los resultados RGA de
estado estable y RGA dinámico indican que
las parejas elegidas son la única opción
factible. En la Figura 7, los elementos RGA de
los pares elegidos están indicados por una
línea continua. Al observar las magnitudes de
los elementos RGA solamente, emparejar la
tasa de flujo masivo de syngas (línea amarilla)
con el índice de flujo de carbón (λ11) en lugar

de con el índice de flujo de oxígeno (λ12)
parece plausible, pero conduce a elementos
negativos para el el resto de las parejas (λ22
y λ23 son ambos negativos en el estado
estacionario). Además de la falta de intuición,
esto puede conducir a un cierto deterioro en el
rendimiento del control, como veremos en la
simulación.
RESULTADOS
En esta sección, probamos y comparamos los
rendimientos de bucle cerrado de las tres
estrategias de control presentadas en la
sección anterior. Dos escenarios fueron
considerados. El escenario 1 es una prueba
de rechazo de perturbaciones. Dieciocho
variables, que representan las
especificaciones del carbón, se cambian de
forma escalonada (tablas 1 y 2). Durante la
operación del gasificador, la composición del
carbón puede variar ligeramente de su valor
de diseño debido a alguna variabilidad
inherente en la materia prima natural. Las
variaciones en las especificaciones del carbón
actúan como perturbaciones no medidas en el
sistema, que deben ser compensadas. En
este estudio, se selecciona el grado B del
carbón de El Cerrejón como carbón de diseño.
Asumimos que las 18 variables de las
especificaciones de carbón pueden variar
entre el rango de carbones de grado A y C de
grado. Por lo tanto, se prueban dos tipos de
perturbaciones en el Escenario 1: Cambio de
paso de especificación de carbón del grado B
al grado A (Disturbio 1) y el del grado B al
grado C (Disturbación 2). El segundo
escenario es la prueba de cambio de punto de
ajuste. En este estudio, la carga del
gasificador se cambia del 100% al 50% y
luego al 100%, con una tasa del 5% por
minuto.37
Respuesta de bucle abierto. 4.1.1. Escenario
1: prueba de rechazo de perturbaciones. Las
respuestas de bucle abierto del Escenario 1,
donde las composiciones de carbón / ceniza
cambian de aquellas de grado B a grado A
(Disturbio 1) y grado C (Disturbio 2), se
muestran en la Figura 8. Las regiones
coloreadas corresponden a la violación de
límite de acuerdo con el requisitos de control
que establecimos anteriormente. La
perturbación no medida en la especificación
de carbón se introduce en el sistema en la
marca de 2 minutos. El sistema de gasificador
es estable en bucle abierto, pero lleva mucho
tiempo establecerse en un nuevo estado
estable, que se encuentra fuera de las
regiones factibles. Por lo tanto, el control
activo es necesario para satisfacer el requisito
de rendimiento.
4.2. Estrategia de control 1 (CS1): control de
relación fija.
4.2.1. Escenario 1: prueba de rechazo de
perturbaciones. Las respuestas de
ClosedLoop bajo los cambios de perturbación
se trazan en la Figura 9. Bajo la estrategia de
control de relación fija, solo la tasa de flujo
másico de gas de síntesis vuelve al estado
estacionario original. La temperatura del gas
de síntesis claramente viola el límite.
4.2.2. Escenario 2: la prueba de seguimiento
de punto de ajuste. Las respuestas de ciclo
cerrado bajo los cambios de punto de ajuste
descritos en la tasa de flujo másico de gas de
síntesis se muestran en la Figura 10. La tasa
de flujo másico de gas de síntesis rastrea
aproximadamente los cambios del punto de
ajuste; sin embargo,
los errores transitorios en la temperatura del
gas de síntesis y la relación H2 / CO son
significativos, y la alteración en el gasificador
puede llevar a problemas adicionales aguas
abajo. Los errores al cuadrado integrales (ISE)

durante la fugacidad se calculan y trazan en la
Figura 15.
4.3. Estrategia de control 2 (CS2): Control PID
Multiloop Asignado a los lazos de relación.
perturbaciones. Las respuestas de ciclo
cerrado bajo los mismos cambios de
perturbación se muestran en la Figura 11. La
relación de oxígeno a carbón y las
proporciones de vapor a carbón se ajustan
continuamente mediante los controladores de
circuito externo bajo esta estrategia. El
rendimiento del ciclo cerrado es mucho mejor
ya que todos los CV convergen a su puntos de
referencia sin compensación.
4.3.2. Escenario 2. Las respuestas de ciclo
cerrado bajo los mismos cambios de carga en
la tasa de flujo másico de gas de síntesis se
representan en la Figura 12. Los valores de
ISE representados en la Figura 15 indican que
esta estrategia de control conduce a un ISE
mínimo.
4.4. Estrategia de control 3 (CS3): control PID
Multiloop con los lazos de relación eliminados.
perturbaciones. En CS3, donde se eliminan
los bucles de relación, todas las CV también
convergen a sus puntos de ajuste después de
aproximadamente 50 min. El rendimiento es
ligeramente peor pero, sin embargo,
comparable al de CS2 para el escenario de
cambio de perturbación (Figura 13).
4.4.2. Escenario 2: la prueba de seguimiento
de punto de ajuste. En este caso, en
respuesta al cambio de punto de ajuste del
índice de flujo másico de gas de síntesis,
primero se cambia el caudal másico de
oxígeno. El cambio de la tasa de flujo másico
de oxígeno entonces perturba la temperatura
del gas de síntesis, lo que a su vez conduce a
ajustes en la tasa de flujo másico de carbón.
Esta secuencia de control es bastante
incómoda y ciertamente no es intuitiva, pero
se mantiene el control (Figura 14). En el ciclo
de control de relación H2 / CO de gas de
síntesis usando la tasa de flujo másico de
vapor, el MV alcanza el límite bajo dos veces
en el momento marcado de 14 y 18 minutos;
esto hace que los CV fluctúen un poco. En las
otras estrategias, no observamos tal
problema. En términos de ISE (representados
en la Figura 15), podemos ver que los errores
de bucle cerrado son ligeramente mayores
que los de CS2. Podemos concluir que los
bucles de relación se mantienen mejor (como
en CS2), tanto desde los puntos de operación
intuitiva como de rendimiento de circuito
cerrado.
CONCLUSIONES
Se estudiaron tres estrategias de control
para el gasificador de flujo arrastrado del
tipo de alimentación seca. La práctica de
control de gasificador convencional (CS1)
es fijar las proporciones de oxígeno a
carbón y de vapor a carbón durante la
operación (con algunos ajustes
heurísticos adicionales por parte del
operador en el nivel de supervisión). Se
argumentó (y luego se demostró a través
de la simulación) que esta estrategia no es
suficiente para controlar el gasificador
satisfactoriamente frente a las
perturbaciones esperadas y los cambios
de carga, y el control adicional
bucles necesarios para ser instalado.
Exploramos la opción de conectar en
cascada bucles de control PI adicionalesa
los bucles de relación existentes (CS2)
(para controlar las CV) y la alternativa de

eliminar los bucles de relación y luego
manipular las tasas de flujo individuales
directamente (CS3). Ambas opciones
dieron como resultado un problema de
control de 3 × 3 en el que los MV son el
carbón, el oxígeno y las velocidades de
flujo de vapor y los CV son la velocidad de
flujo del gas de síntesis, la temperatura del
gas de síntesis y la relación H2 / CO. En
ambos casos, el número de condición del
sistema 3 × 3 fue lo suficientemente bajo
como para considerar que la estrategia de
control multiloop descentralizado (en lugar
de una estrategia de control multivariable
como MPC) era suficiente. Se analizaron
los sistemas MIMO 3 × 3 resultantes, y los
emparejamientos se decidieron usando la
matriz de ganancia relativa (RGA). En cada
opción, los tres controladores PI se
diseñaron utilizando el método de ajuste
IMC y se ajustaron a través de la
simulación. Se demostró en simulación
que todos los CVs fueron controlados
satisfactoriamente por CS1 y CS2 en sus
puntos de ajuste, durante las
perturbaciones en la especificación del
carbón así como también en los cambios
de carga en la tasa de flujo másico del gas
de síntesis. Sin embargo, bajo CS3, se
observaron algunas violaciones de MV de
límite inferior que conducen a
fluctuaciones en los CV durante la prueba
de transición de carga. Además, CS3
condujo a emparejamientos de entrada-
salida que eran contradictorios, lo que
llevó a una secuencia incómoda de
acciones de control durante los cambios
de carga. Además, los controladores de
relación, cuando se mantienen como en
CS2, actúan para proporcionar acciones de
prealimentación, de modo que las
velocidades de flujo de oxígeno y vapor se
cambian de forma estable y predecible de
acuerdo con los cambios en el caudal de
carbón. Por lo tanto, podemos concluir que
la estrategia de control en cascada de CS2
debería ser la mejor opción (entre las tres
estrategias consideradas) para el control
del gasificador. En conclusión, la práctica
común de fijar las relaciones de entrada se
puede mejorar agregando bucles en
cascada para ajustar las relaciones
basadas en las retroalimentaciones de los
CV importantes. Además, la estrategia de
control de relación tiene ventajas para
controlar los flujos de múltiples entradas
del gasificador, lo que produce un efecto
de avance en los cambios de punto de
ajuste.
Otro aspecto importante del control del
gasificador es el control de la capa floja,
especialmente su espesor, ya que su
comportamiento puede tener un impacto
importante en la estabilidad y, por lo tanto,
en la disponibilidad del gasificador. Un
obstáculo importante para controlar el
grosor de la capa floja es que no se puede
medir fácilmente en línea. Sin embargo, la
dinámica de espesores de slack puede
modelarse (como ha sido en nuestro
modelo) y estimarse usando otras
mediciones en línea, lo que resulta en
oportunidades para monitorear y controlar
inferencialmente. Este es nuestro enfoque
actual.
Además, este estudio puede desarrollarse
aún más para abordar los problemas de la
optimización multiobjetivo o el control en
toda la planta de la planta de energía IGCC.
Para hacerlo, se debe agregar la dinámica
de los procesos que suministran los flujos
de entrada del gasificador, como ASU y
caldera.

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