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UNIVERSITÀ DEGLI STUDI DI PAVIA
Facoltà di Ingegneria
Master universitario di I livello in:
RAFFINAZIONE IDROCARBURI: PROCESSI ED AFFIDABILITÀ
Coordinatore Prof. G. Mimmi
_____________
Analisi di fattibilità e sviluppo di
un’applicazione di controllo multivariabile
su unità Vacuum
Relatore: Dott. Mauro Moschetti Pusterla
Tesi
del Dott. Giuliano Leoni
Anno Accademico 2007 - 2008
c
Giuliano
Leoni
E-mail: mailto:[email protected]
Web: http://www.leoniweb.tk
Relazione realizzata in LATEX 2ε .
Introduzione
Il presente documento vuole essere una relazione sulle attività svolte durante
lo stage presso la raffineria ENI di Sannazzaro dè Burgondi al termine del
master universitario di primo livello in “Raffinazione Idrocarburi: processi e
affidabilità”. Esso vuole essere in linea con il documento richiesto da Eni
Corporate University ad inizio master.
Figura 1: Locandina Master
L’attività di stage è avvenuta nel periodo Marzo - Settembre 2008 con
inserimento presso l’unità APROC (Automazione di processo) di raffineria.
Le attività cui sono stato coinvolto sono state:
• Supporto ordinario al controllo di base e avanzato presente in raffineria;
• Commissioning 2008 DMCplus Splitter Propano Propilene;
• Tuning PID nuovo impianto Deasphalting Rose;
• Migrazioni inferenziali Reforming Catalitico da tecnologia Honeywell a
Aspen IQ;
• ENI Advanced Process Control Meeting 2008 - Venezia;
iii
iv
Introduzione
• Realizzazione DMCplus su impianto Vacuum.
L’attività maggiormente seguita è stata l’implementazione del controllore predittivo multivariabile presso l’unità Vacuum, oggetto di questa tesi di
master. Il progetto è stato commissionato alla società Aspentech, partner tecnologico per il gruppo ENI, nelle persone del prof. Brambilla Alessandro e
dell’ing. Scaturchio Giancarlo. Il team ENI era invece costituito dal dott.
Moschetti Pusterla Mauro e dall’ing. Franco Luciana. La fase di analisi dei
benefici e design funzionale è stata svolta nel Novembre 2007 mentre la fase
di Step Test / Identificazione è stata svolta nel periodo Maggio - Giugno 2008
per finire con il Commissioning nel Luglio 2008 a conclusione dello stage.
La relazione è costituita da due capitoli. Il primo vuole essere una introduzione al mondo ENI andando ad analizzare la realtà della raffineria di
Sannazzaro dè Burgondi ed in particolare dell’impianto Vacuum che mi è stato
permesso di conoscere nel mese di Marzo 2008 con un mese di affiancamento
all’operatore titolare dell’impianto con turnazione 6-14 e 14-22.
Il secondo capitolo analizza invece il controllo multivariabile, con una iniR
utilizzato dal gruppo
ziale introduzione al controllore Aspentech DMCplus
ENI, per poi finire in una discussione sulla sua implementazione all’unità Vacuum, dallo studio sui benefici economici al commissioning.
Sannazzaro dè Burgondi - PV
10 Settembre 2008
Giuliano Leoni
Indice
Introduzione
iii
Indice
v
Elenco delle figure
vii
Elenco delle tabelle
ix
1 Ambito di applicazione del controllore
1.1 Il gruppo Eni s.p.a. . . . . . . . . . . . . . . . . . . . .
1.1.1 La divisione Refining and Marketing . . . . . .
1.1.2 Logistica e Distribuzione . . . . . . . . . . . . .
1.2 La Raffineria di Sannazzaro dè Burgondi . . . . . . . .
1.2.1 Approvvigionamenti . . . . . . . . . . . . . . .
1.2.2 Il flusso di lavorazione . . . . . . . . . . . . . .
1.2.3 Stoccaggio e Spedizioni . . . . . . . . . . . . . .
1.3 L’unita Vacuum . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . .
1.3.1 Descrizione del flusso . . . . . . . . . . . . . . .
1.3.2 La zona flash . . . . . . . . . . . . . . . . . . .
1.3.3 Vapore di strippaggio . . . . . . . . . . . . . . .
1.3.4 Condizioni di cima . . . . . . . . . . . . . . . .
1.3.5 Il sistema di mantenimento del vuoto . . . . . .
1.3.6 Pacchi strutturati . . . . . . . . . . . . . . . . .
1.4 Dettagli sull’unità Vacuum di Sannazzaro dè Burgondi
1.4.1 Scopo e descrizione dell’impianto Vacuum . . .
1.4.2 Preriscaldo della carica . . . . . . . . . . . . . .
1.4.3 Integrazione termica . . . . . . . . . . . . . . .
1.4.4 Forno B-5701 . . . . . . . . . . . . . . . . . . .
1.4.5 Colonna di distillazione E-5701 . . . . . . . . .
1.4.6 Sistema di vuoto . . . . . . . . . . . . . . . . .
1.4.7 Circuito acqua temperata . . . . . . . . . . . .
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vi
INDICE
1.4.8 Generatori di vapore . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . 20
1.4.9 Assorbimento idrogeno solforato . . . . . . . . . . . . . . 20
1.4.10 Ultime modifiche all’impianto . . . . . . . . . . . . . . . 21
2 Implementazione del controllore
23
2.1 Il controllo predittivo (MPC) . . . . . . . . . . . . . . . . . . . 23
2.1.1 Introduzione . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . 23
2.1.2 Breve storia del controllo MPC . . . . . . . . . . . . . . 26
2.1.3 Strategie del controllo MPC . . . . . . . . . . . . . . . . 28
2.1.4 Il modello del predittore . . . . . . . . . . . . . . . . . . 30
2.1.5 La funzione costo e la legge di controllo . . . . . . . . . . 32
R
. . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . 33
2.2 Aspentech DMCPlus 2.2.1 Che cosa è un Controllore/Sottocontrollore DMCplus? . 33
2.2.2 DMCplus rispetto al controllo standard di base . . . . . 34
2.2.3 Come lavora il Controllore DMCplus? . . . . . . . . . . . 37
2.3 Analisi di fattibilità per l’unità Vacuum . . . . . . . . . . . . . . 43
2.3.1 Stima dei benefici . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . 43
2.3.2 Individuazione variabili . . . . . . . . . . . . . . . . . . . 45
2.4 Step Test . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . 47
2.5 Identificazione del modello . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . 50
2.5.1 Sezione Forno - 57FC067BPV per 57HC110IVP . . . . . 50
2.5.2 Sezione Forno - 57MAXSKIN per 57FFC003SP . . . . . 50
2.5.3 Sezione Forno - 57FC040IVP per 57TC030SP . . . . . . 51
2.5.4 Sezione Frazionatrice - 57TC064 per 57FC011SP . . . . . 53
2.5.5 Sezione Frazionatrice - 57LC005IVP per 57TC030SP . . 53
2.5.6 Sezione Frazionatrice - 57LC003IVP per 57FC017SP . . 54
2.5.7 Sezione Integrazione Termica - 53CALSVIL per 57HC110IVP 54
2.5.8 Sezione Integrazione Termica - B5701DUTY per 53FC065SP 56
2.5.9 Sezione Integrazione Termica - 57LC005IVP per 53FC065SP 56
2.6 Strategia del controllore . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . 57
2.7 Conclusioni e Valutazioni . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . 58
A Terminologia DMCplus
61
B Tuning di un PID con metodo Brambilla
63
C Schemi di Raffineria
67
Bibliografia
73
Elenco delle figure
1
Locandina Master . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . iii
1.1
1.2
1.3
1.4
Palazzo Eni - Roma . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . .
Struttura societaria di Eni . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . .
Distributore Agip . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . .
Raffineria ENI di Sannazzaro de’ Burgondi (PV) - Immagine
istituzionale . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . .
Impianto FCC e Laboratorio Analisi presso lo stabilimento di
Sannazzaro dè Burgondi (PV) . . . . . . . . . . . . . . . . . . .
Serbatoi presso lo stabilimento di Sannazzaro dè Burgondi (PV)
Schema generale impianto Vacuum . . . . . . . . . . . . . . . .
Sala controllo SOI EST - Stabilimento di Sannazzaro dè Burgondi
Il sistema di mantenimento del vuoto . . . . . . . . . . . . . . .
Localizzazione dell’impianto . . . . . . . . . . . . . . . . . . . .
Flusso impianto . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . .
1.5
1.6
1.7
1.8
1.9
1.10
1.11
2.1 Schema a blocchi del controllo di tipo MPC . . . . . . . . . . .
2.2 Gerarchia delle funzioni di un sistema di controllo per un tipico
impianto: sulla sinistra è mostrato lo schema del controllo di
tipo tradizionale, sulla destra la struttura del controllore MPC .
2.3 Funzionamento della strategia di controllo MPC - t=0 . . . . . .
2.4 Funzionamento della strategia di controllo MPC - t=1 . . . . . .
2.5 Risposte tipiche di un Controllore DMCplus e di un regolatore
PID . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . .
2.6 Esempio di un modello dinamico di processo utilizzato dal DMCplus . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . .
2.7 Esempio di matrice di modelli dinamici utilizzata dal DMCplus
2.8 Limiti di validità, ingegneristici ed operatore . . . . . . . . . . .
2.9 Esempio di modello dinamico tra CV e MV . . . . . . . . . . .
2.10 Esempio di calcolo della predizione da DMCplus . . . . . . . . .
2.11 Predizione dinamica open loop . . . . . . . . . . . . . . . . . . .
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viii
2.12
2.13
2.14
2.15
2.16
2.17
2.18
2.19
2.20
2.21
2.22
2.23
2.24
ELENCO DELLE FIGURE
Effetto variazioni . . . . . . . . . . . . . .
Calcolo delle mosse . . . . . . . . . . . . .
Ottimizzazione a steadystate . . . . . . . .
Trend sui passi del forno durante StepTest
57FC067BPV per 57HC110IVP . . . . . .
57MAXSKIN per 57FFC003SP . . . . . .
57FC040IVP per 57TC030SP . . . . . . .
57TC064 per 57FC011SP . . . . . . . . . .
57LC005IVP per 57TC030SP . . . . . . .
57LC003IVP per 57FC017SP . . . . . . .
53CALSVIL per 57HC110IVP . . . . . . .
B5701DUTY per 53FC065SP . . . . . . .
57LC005IVP per 53FC065SP . . . . . . .
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B.1 Schema di controllo . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . 63
B.2 Coefficiente c per un modello del primo ordine con tempo di
ritardo (controllore PI) . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . 65
C.1
C.2
C.3
C.4
C.5
Flusso logico della Raffineria di Sannazzaro de’ Burgondi (PV)
Schema controllo forno B-5701 e colonna E-5701 . . . . . . . .
Schema controllo forno B-5701 . . . . . . . . . . . . . . . . . .
Preriscaldo 1/2 . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . .
Preriscaldo 2/2 . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . .
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Elenco delle tabelle
1.1
1.2
Principali condizioni operative . . . . . . . . . . . . . . . . . . . 10
Rese . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . 11
2.1 Stima benefici . . . .
2.2 Prezzi prodotti . . .
2.3 Variabili controllate .
2.4 Variabili manipolate
2.5 Variabili feedfoward .
2.6 Problemi riscontrati .
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47
48
48
49
x
ELENCO DELLE TABELLE
Capitolo 1
Ambito di applicazione del
controllore
1.1
Il gruppo Eni s.p.a.
Con una capitalizzazione di borsa di oltre 97 miliardi di euro, l’Eni è una delle
società energetiche integrate più importanti al mondo; opera nelle attività del
petrolio e del gas naturale, della generazione dell’energia elettrica e dell’ingegneria delle costruzioni, in cui vanta competenze di eccellenza e forti posizioni
di mercato a livello internazionale.
Figura 1.1: Palazzo Eni - Roma
La società si compone di tre divisioni:
• Exploration and Production: L’Eni ricerca e produce idrocarburi in
Italia, Africa Settentrionale, Africa Occidentale, Mare del Nord, Golfo
del Messico e Australia e in aree ad alto potenziale quali l’area del Mar
Caspio, il Medio e l’Estremo Oriente e l’America Latina.
1
2
Ambito di applicazione del controllore
• Gas and Power: L’Eni opera nelle attività di approvvigionamento, trasporto, distribuzione e vendita di gas naturale, nonchè nella produzione
e vendita di energia elettrica.
• Refining and Marketing: L’Eni opera nella raffinazione e commercializzazione dei prodotti petroliferi principalmente in Italia e nel resto
d’Europa.
Figura 1.2: Struttura societaria di Eni
1.1.1
La divisione Refining and Marketing
Il sistema di raffinazione dell’Eni in Italia è costituito da quattro raffinerie di
proprietà a gestione diretta (Sannazzaro, Venezia, Livorno, Taranto), una di
proprietà a gestione indiretta (Gela) e dalla quota di partecipazione del 50%
nella raffineria di Milazzo in Sicilia. Le raffinerie di proprietà dell’Eni hanno
una capacità di circa 26,7 milioni di tonnellate (534 mila barili/giorno), pari a oltre un quarto della capacità di raffinazione nazionale; sono dotate di
una capacità di conversione di 16,32 milioni di tonnellate, con un indice di
conversione del 58,94%, tra i più elevati in Europa. All’estero l’Eni possiede
una partecipazione dell’8,3% nella raffineria di Schwedt e una partecipazione
del 20% nella Bayernoil, un polo di raffinazione integrato che comprende le
raffinerie di Ingolstadt, Vohburg e Neustadt; inoltre partecipa con il 16,33%
nella società Ceska Rafinerska che possiede e gestisce le due raffinerie di Kralupy e Litvinov, nella Repubblica Ceca. La capacità bilanciata complessiva
del sistema di raffinazione dell’Eni in Italia e all’estero è pari a 35,5 milioni di
tonnellate (710 mila barili/giorno). Nell’attività di raffinazione l’Eni intende
1.1 Il gruppo Eni s.p.a.
3
attuare interventi volti a razzionalizzare la capacità di raffinazione adeguando
la produzione alle esigenze del mercato e aumentando la flessibilità e l’efficienza delle raffinerie. La realizzazione di tali interventi porterà ad un aumento
dell’indice di conversione ad oltre il 65%. L’obiettivo è di adattare le produzioni all’evoluzione delle specifiche dei carburanti per autotrazione in ambito
comunitario e di differenziare l’offerta di carburanti in funzione delle esigenze
di specifiche fasce di clientela, facendo leva sul sistema integrato raffinazione logistica - distribuzione.
1.1.2
Logistica e Distribuzione
L’Eni, leader in Italia nello stoccaggio e trasporto di prodotti petroliferi, dispone di una struttura logistica integrata composta da un sistema di depositi
di stoccaggio e di oleodotti. La struttura di stoccaggio si compone di 12 depositi di proprietà distribuiti sul territorio nazionale; inoltre l’Eni partecipa
in 5 società costituite con i più importanti operatori petroliferi nazionali nelle
aree di Vado Ligure - Genova (Petrolig), Arquata Scrivia (Sigemi), Venezia
(Petroven), Ravenna (Petra) e Trieste (DCT), con l’obiettivo di ridurre i costi, migliorare l’efficienza gestionale e offrire servizi integrati. L’Eni opera nel
settore del trasporto di petrolio e di prodotti petroliferi via terra attraverso
depositi, stazioni di pompaggio e una rete di oleodotti di proprietà (integrata
da oleodotti di terzi affidati in gestione). La rete di oleodotti in Europa ha
uno sviluppo complessivo di 3210 km, di cui 1513 di proprietà. La struttura
logistica utilizza una flotta di navi cisterna a noleggio per il trasporto via mare
di petrolio e di prodotti nonchè di un parco di autocisterne, essenzialmente di
terzi, per la distribuzione secondaria dei prodotti sul mercato rete ed extrarete.
La rete di distribuzione dell’Eni in Italia è costituita da oltre 4300 stazioni di
servizio a marchio Agip con un erogato medio di oltre 2 milioni di litri.
Negli anni recenti la strategia attuata da Eni nel resto d’Europa ha mirato alla crescita selettiva nelle aree di consumo con interessanti prospettive di
redditività dell’Europa Centro-Orientale, (in particolare Germania Meridionale, Austria, Repubblica Ceca e Ungheria), della Francia Sud-Orientale e della
Penisola Iberica, per le quali la relativa vicinanza geografica con i centri produttivi di proprietà Eni ha reso possibile il conseguimento di sinergie. In cinque
anni le vendite di prodotti petroliferi Eni sui mercati rete del resto d’Europa
sono aumentate di oltre il 50% (corrispondente al tasso medio annuo del 9%).
Per quanto riguarda la produzione di lubrificanti finiti e grassi Eni dispone
di 8 impianti, alcuni dei quali in compartecipazione, in Italia, Europa, Nord e
Sud America, Africa ed Estremo Oriente. Con una gamma di prodotti composta da oltre 650 miscele differenti, Eni vanta un know-how tra i più elevati
in campo internazionale nella formulazione di prodotti destinati sia all’auto-
4
Figura 1.3: Distributore Agip
trazione (oli motore, fluidi speciali e oli trasmissione) sia all’industria (sistemi
idraulici, ingranaggi industriali, lavorazioni dei metalli). In Italia Eni è leader
nella produzione e nella commercializzazione di basi lubrificanti. La produzione di oli base è realizzata presso la raffineria di Livorno. Eni possiede anche
uno stabilimento per la produzione di additivi per lubrificanti presso Robassomero (TO). Nel 2006 le vendite di lubrificanti rete ed extrarete in Italia sono
state di 136 mila tonnellate, con una quota di mercato del 24,9%. Sono state
vendute circa 4.000 tonnellate di altri prodotti speciali (oli bianchi, oli trasformatori e liquidi antigelo). All’estero le vendite al consumo di lubrificanti sono
state di circa 102 mila tonnellate localizzate per il 50% in Europa (soprattutto
Germania, Paesi Bassi e Spagna).
1.2
La Raffineria di Sannazzaro dè Burgondi
Con una capacità di raffinazione primaria bilanciata di 10 milioni di tonnellate annue e una capacità di conversione superiore all’80% la Raffineria di
Sannazzaro è una delle raffinerie più efficienti d’Europa. Situata nell’area
sud occidentale della Pianura Padana, tra i fiumi Po e Ticino rifornisce prin-
1.2 La Raffineria di Sannazzaro dè Burgondi
5
cipalmente i mercati dell’Italia nord occidentale e della Svizzera. L’elevata
flessibilità della raffineria consente di lavorare un’ampia varietà di greggi costituita da greggi russi, africani e asiatici, il greggio CPC Blend proveniente dal
Mar Caspio attraverso l’oleodotto CPC, nonchè il greggio del vicino giacimento Eni di Villafortuna (ormai in esaurimento). Dal punto di vista logistico, la
raffineria si colloca lungo il tracciato dell’Oleodotto dell’Europa Centrale che
collega il terminale di Genova con la Svizzera francese. La raffineria dispone
di due impianti di distillazione primaria e di una unità di vacuum. La conversione si attua attraverso l’unità di cracking catalitico a letto fluido (FCC),
l’unità di conversione distillati medi mild hydrocracking (HDCK), l’unità di
conversione termica visbreaking e l’unità di gassificazione del tar (residuo pesante da visbreaker) per la produzione di gas di sintesi destinato all’alimentazione della vicina centrale termoelettrica EniPower di Ferrera Erbognone.
Completano il ciclo produttivo i due impianti di reforming catalitico, l’impianto di isomerizzazione, l’alchilazione, l’impianto MTBE e cinque impianti di
desolforazione.
Il programma di medio termine di sviluppo della raffineria prevede la realizzazione entro il 2008 di un nuovo impianto di hydrocracking ad alta pressione della capacità di 28 mila barili/giorno che consentirà di produrre un
milione di tonnellate/anno di gasolio di elevata qualità e a basso contenuto
di zolfo; di un nuovo impianto di deasphalting della capacità di circa 18 mila
barili/giorno per la separazione dal residuo vacuum degli asfalteni al fine di
ottenere una ulteriore carica per l’impianto di cracking. Entro il 2009 è inoltre
prevista la costruzione di una nuova unità vacuum da 50 mila barili/giorno.
Le nuove unità consentiranno di incrementare ulteriormente la flessibilità di
approvvigionamento della raffineria attraverso la possibilità di raffinare maggiori quantitativi di greggi a più elevato tenore di zolfo (ATZ) e di aumentare
le rese in prodotti pregiati. Gli investimenti previsti ammontano a 400 milioni
di euro. È in corso la valutazione di dettaglio per la realizzazione di un impianto della capacità di 20 mila barili/giorno che utilizzerà la tecnologia Eni
Slurry Technology (EST) per la lavorazione di greggi extra-pesanti e di sabbie
bituminose.
Nata nel 1963 con una capacità di 5 milioni di tonnellate/anno, raddoppiata nel 1975, ristrutturata tra il 1988 ed il 1992 e potenziata con interventi di
miglioramento tecnologico negli ultimi anni, la Raffineria vanta oggi un livello
di complessità e capacità di conversione tra i più elevati in Europa. Tecnologia ed efficienza, una felice posizione logistica e la flessibilità verso esigenze
di mercato ed ambientali, fanno della Raffineria di Sannazzaro un punto di
forza della Divisione Refining and Marketing dell’Eni. L’impegno della Raffineria non è però rivolto soltanto alle esigenze di produzione, ma, in linea con
6
le politiche societarie dell’Eni, anche a garantire la sicurezza e la salute nelle
proprie attività, a salvaguardare l’ambiente, ad assicurare un buon rapporto
con il territorio. Per questo la Raffineria si è dotata di efficaci strumenti gestionali, quali un complesso Sistema di Gestione della Sicurezza ed un Sistema
di Gestione Ambientale che ha ottenuto la Certificazione Internazionale ISO
14001 ed infine EMAS nel 2006. Tutto ciò, unito ad una mirata politica di
investimenti e grazie al coinvolgimento di tutti i dipendenti, ha consentito alla
Raffineria di raggiungere importanti traguardi non solo nel campo tecnologico
e della produzione, ma anche nel campo dell’antinfortunistica e della riduzione
dell’impatto ambientale.
Figura 1.4: Raffineria ENI di Sannazzaro de’ Burgondi (PV) - Immagine
istituzionale
1.2.1
Approvvigionamenti
La Raffineria, posizionata al centro del triangolo industriale Torino - Milano Genova, soddisfa le richieste di energia dell’area più industrializzata d’Italia.
Questa collocazione ha inoltre suggerito di sviluppare una fitta rete di rifornimento e distribuzione via oleodotti, minimizzando cosı̀ l’impatto ambientale
ed i costi connessi al trasporto e alla movimentazione dei prodotti petroliferi
su strada e garantendo un rifornimento puntuale e più veloce.
La raffineria è collocata lungo il percorso dell’oleodotto che collega il terminale di Genova con la Svizzera Francese. La quantità di greggio ricevuta da
Genova, proveniente via nave principalmente da Russia, Africa, Nord Europa,
e Medio Oriente, ammonta a circa il 99%. La restante quantità proviene dal
giacimento di Villafortuna presso Trecate (NO), anche essa mediante apposito
oleodotto.
1.2 La Raffineria di Sannazzaro dè Burgondi
1.2.2
7
Il flusso di lavorazione
La trasformazione del petrolio grezzo in prodotti finiti avviene attraverso fasi
successive che comportano l’utilizzo di diversi tipi di impianti. La prima operazione cui un grezzo viene sottoposto è la distillazione primaria in una apposita
colonna di frazionamento a pressione atmosferica (Topping), in cui avviene
la separazione dei vari componenti in frazioni diverse tra loro per volatilità e
punto di ebollizione.
Le frazioni più leggere, estratte nella parte superiore della colonna, sono
costituite dal Gpl e dalle benzine. Queste ultime, a loro volta frazionate in benzine leggere e pesanti, vengono prima desolforate e poi inviate rispettivamente
agli impianti di isomerizzazione e reforming, per incrementarne il numero di
ottano. Le altre frazioni di distillazione sono costituite da kerosene e gasolio che, dopo aver subito un processo di desolforazione per l’ottenimento delle
specifiche richieste, vengono inviate a stoccaggio e destinate alla vendita.
Figura 1.5: Impianto FCC e Laboratorio Analisi presso lo stabilimento di
Sannazzaro dè Burgondi (PV)
Il prodotto di fondo dalla colonna di distillazione primaria (residuo atmosferico) può essere inviato direttamente all’unità FCC (Fig.1.5) oppure all’impianto di distillazione sottovuoto (Vacuum), secondo la tipologia del greggio
8
di origine. Nel Vacuum il residuo viene ulteriormente frazionato in colonna
ottenendo distillati pesanti ed un “residuo da vuoto”. Quest’ultimo viene inviato all’impianto visbreaker, e qui convertito in parte in distillati, mentre il
prodotto di fondo del visbreaker (Tar) costituisce la base per la formulazione di oli combustibili e bitumi, nonchè per la produzione di syngas mediante
l’impianto di gassificazione per l’alimentazione di una delle tre turbine della
vicina centrale elettrica EniPower. Tutti i distillati pesanti, provenienti principalmente dalla distillazione sottovuoto, vengono ulteriormente trasformati
in prodotti più pregiati negli impianti di conversione catalitica. La Raffineria
di Sannazzaro dispone di due impianti principali di conversione catalitica: il
cracking a letto fluido (FCC) e il cracking con idrogeno (HDC), dai quali si
ottengono principalmente benzina, gasolio, ed in parte Gpl. Una quota del
Gpl prodotto dalla unità FCC viene utilizzato per la produzione di pregiati
componenti alto ottanici negli impianti di alchilazione ed MTBE.
Il Blending è l’ultima fase di lavorazione prima dello stoccaggio del prodotto
finito, e consiste nel miscelare in modo ottimale le benzine e gasoli ottenute
dai diversi impianti per ottenere la miglior formulazione di prodotti finiti, allo
scopo non solo di ottemperare alle specifiche di legge del prodotto finito, ma
anche di assicurarne le migliori caratteristiche tecnologiche.
1.2.3
Stoccaggio e Spedizioni
La Raffineria dispone di un parco di 170 serbatoi per una capacità complessiva
di stoccaggio di oltre 2,3 milioni di metri cubi. Il greggio viene suddiviso in
base alle caratteristiche e stoccato in 11 serbatoi aventi capacità unitaria di 35
mila e 120 mila metri cubi.
Il greggio ed i vari prodotti vengono stoccati in serbatoi di diversa tipologia.
Per evitare la formazione di miscele esplosive da idrocarburi ed aria, i prodotti
volatili, quali il petrolio greggio, la benzina ed il kerosene, vengono stoccati
in serbatoi a tetto galleggiante, tutti dotati di doppia tenuta ad anello liquido
per evitare evaporazione di idrocarburi leggeri nell’ambiente. In particolare i
serbatoi di kerosene a tetto galleggiante sono dotati di una ulteriore copertura
per evitare contaminazione da acqua piovana. Per i prodotti più pesanti,
quali gasolio ed olio combustibile, si ricorre invece a serbatoi a tetto fisso. I
serbatoi per lo stoccaggio dei prodotti pesanti ad alta viscosità, quali bitume
ed olio combustibile, sono coimentati e dotati di impianto di riscaldamento
con vapore e/o olio diatermico. Tutti i serbatoi sono protetti da dispositivi
antincendio e sono circondati da appositi argini di protezione che costituiscono
i cosiddetti bacini di contenimento in grado di contenere, in caso di grosse
perdite, il prodotto stoccato nel serbatoio stesso. Lo stoccaggio del Gpl avviene
1.3 L’unita Vacuum
9
Figura 1.6: Serbatoi presso lo stabilimento di Sannazzaro dè Burgondi (PV)
in particolari strutture a pressione separate e protette. Dal 2000 la Raffineria
ha predisposto uno stoccaggio di Gpl che fa uso di sigari tumulati.
La Raffineria di Sannazzaro copre il fabbisogno di prodotti petroliferi di
gran parte della Lombardia, del Piemonte, della Liguria e dell’Emilia, utilizzando un sistema misto di trasporti: oleodotti, autobotti, e ferrocisterne.
Inoltre vengono riforniti alcuni depositi in Svizzera ed Austria. Il 75% dei
prodotti viene spedito attraverso oleodotti che collegano la Raffineria ai grandi depositi di Rho (MI), Volpiano (TO), Fiorenzuola (PC), Arquata (GE) e
Genova. Per il caricamento via autobotti, la Raffineria dispone di 30 pensiline
dalle quali possono essere caricati tutti i tipi di prodotto. Le operazioni di carico e pesatura hanno raggiunto un elevato livello di automazione che consente
di avere una movimentazione media di 300 autocisterne al giorno. Altre pensiline consentono inoltre di caricare fino ad 60 cisterne su rotaia, movimentate
nel raccordo ferroviario interno allo stabilimento.
1.3
L’unita Vacuum
La distillazione sotto vuoto consente di aumentare la resa in distillati mediante
la diminuzione della pressione totale in colonna. In pratica l’aumento di resa
si ottiene inviando il residuo della distillazione atmosferica ad una unità di
distillazione sotto vuoto. In Fig 1.7 è rappresentato lo schema generale di una
unità Vacuum.
10
Figura 1.7: Schema generale impianto Vacuum
Nelle tabelle 1.1 e 1.2 sono riportate le principali condizioni operative ed il
bilancio materiale di una colonna Vacuum riferite ad un grezzo Arabian Light.
Dato
Unità di misura Valore
Temperatura ingresso forno ◦ C
324
◦
Temperatura zona flash
C
387
◦
Temperatura di testa
C
51
Pressione zona flash
mmHg
38,6
Pressione di testa
mmHg
14,9
Tabella 1.1: Principali condizioni operative
1.3.1
Descrizione del flusso
La distillazione del residuo viene condotta sotto vuoto, ai minimi valori possibili, generalmente 10 - 50 mmHg, onde ottenere, per una data temperatura
della zona flash, una alta vaporizzazione. La massima temperatura della zona
flash è in genere 415 - 430◦ C, a seconda della pressione. A temperature più
alte di 430◦ C i fenomeni di cracking sarebbero notevoli, con deterioramento
della qualità dei prodotti laterali. In un impianto sotto vuoto il residuo atmosferico, freddo o caldo in funzione dell’integrazione, è ulteriormente riscaldato
in un treno di scambiatori, vaporizzato parzialmente in un forno ed inviato
mediante transfer line nella zona flash della colonna di distillazione sotto vuoto. La separazione tra liquido e vapore, in questa zona della torre, avviene
11
Prodotto
DLV
DMV
DPV
TAR
Taglio (◦ C)
370-390
390-450
450-530
530 +
% Peso
3,9
13,1
52,1
30,9
Tabella 1.2: Rese
mediante un ciclone. Il liquido discendente è strippato con vapore ed inviato a
stoccaggio. I vapori provenienti dalla zona flash sono frazionati nella zona di
lavaggio, ottenendosi la condensazione degli idrocarburi più pesanti, che ricadono nella zona flash lavandola e asportando eventuali tracce di coke presenti
sulle apparecchiature. A volte, immediatamente al di sopra della zona di lavaggio, è inviata una piccola quantità di liquido che lava le apparecchiature
evitando cosı̀ un alto over flash ed abbassando la temperatura della zona flash.
La principale apparecchiatura della zona di lavaggio è la griglia Glistch che
evita trascinamenti di particelle di liquido pesanti al di sopra di questa zona. I
vapori uscenti dalla zona di lavaggio vengono condensati nella zona superiore
e prelevati come fase liquida dai tagli laterali. I vapori uscenti dalla cima della colonna sono costituiti da vapore acqueo e da idrocarburi leggeri riportati
in carica per imperfetta separazione o strippaggio nella torre atmosferica oppure ottenutisi mediante cracking (indesiderato) nell’impianto stesso. Questa
frazione condensata viene inviata in genere a fuel.
1.3.2
La zona flash
La zona flash è la zona in cui entra la carica in parte vaporizzata. La quantità
totale di carica vaporizzata dipende dalla temperatura e dall’overflash.
La temperatura della zona flash è limitata a 413 - 430◦ C, in funzione del
grado di vuoto onde evitare notevoli fenomeni di cracking che altererebbero la
qualità dei prodotti. Mantenendo costante la pressione e la portata di vapore,
un aumento di temperatura della zona flash fa aumentare la vaporizzazione.
La vaporizzazione della zona flash, ad una data pressione, dipende dalla temperatura di uscita forno, dalla portata del riciclo e dalla quantità di vapore
acqueo presente. Il calore entrante con l’alimentazione viene asportato nella zona di rettifica dal pump-around e dal riflusso circolatorio. Per questo
motivo si stabilisce lungo la torre un gradiente di temperatura che regola il
flusso in controcorrente del liquido e del vapore. Un’errata distribuzione delle
temperature può determinare un sovraccarico in alcune sezioni della torre e
12
determinare il flooding. Perciò è necessario mantenere un accurato controllo
delle temperature onde non disturbare l’equilibrio della torre.
La pressione della zona flash di una torre di distillazione sotto vuoto è determinata dalla pressione o grado di vuoto, che si ha nel ricevitore di cima e
dalla caduta di pressione che si ha nella vapor line e nella torre. La pressione
del ricevitore di cima è determinata dalla temperatura che si ha nel ricevitore
e quindi dalla temperatura dell’acqua di raffreddamento. La caduta di pressione nei condensatori e nella vapor line è minimizzata mediante l’uso di più
condensatori e più vapor line in parallelo. La caduta di pressione nella torre è
minimizzata mediante l’uso di piatti a jet. Più bassa sarà la caduta di pressione dal ricevitore di cima alla zona flash, più bassa sarà la pressione in questa
zona e quindi più alta potrà essere la vaporizzazione a parità di temperatura
di ingresso.
L’overflash è quella porzione del prodotto di fondo che nella zona flash è
vaporizzato unitamente ai prodotti di cima cima e laterali. Negli impianti di
distillazione sotto vuoto esso va dal 2 al 4 %.
1.3.3
Vapore di strippaggio
Negli impianti di distillazione sotto vuoto il vapore gioca un ruolo importante nei riguardi della riduzione della pressione parziale degli idrocarburi. Nel
caso della torre sotto vuoto, ogni riduzione della pressione degli idrocarburi
determinata dalla presenza del vapore di strippaggio sarà molto maggiore se
confrontata percentualmente con la stessa riduzione che si ha in un Topping.
Negli impianti sotto vuoto si inietta vapore non solo al fondo e negli stripper
laterali ma anche sulla carica immediatamente prima dell’ingresso al forno.
Quest’ultima iniezione presenta considerevoli vantaggi:
• Limita eventuali alte temperature locali per la carica che fluisce al forno.
• Determina una addizionale vaporizzazione della carica senza bisogno
di incrementare la temperatura della zona flash dovuta all’abbassamento
della pressione parziale idrocarburica.
• Aumenta la velocità di passaggio del grezzo nei tubi del forno andando
a limitare la formazione di coke.
La quantità di vapore di strippaggio usata nella colonna di distillazione sotto
vuoto è circa 60 Kg/mc, da 5 a 10 volte maggiore di quella usata nei Topping.
Ciò nonostante la qualità di vapore iniettata non può essere alta a piacere. Si
hanno notevoli svantaggi usando una quantità di vapore troppo elevata. Nel
forno aumentano notevolmente le perdite di carico; in colonna aumenta la fase
13
vapore ascendente, aumenta la caduta di pressione su di ogni piatto e si può
anche arrivare al flooding. È importante pertanto mantenere la quantità di
vapore nei limiti di progetto e non alterare il rapporto tra vapore iniettato nel
forno e vapore iniettato in torre.
Figura 1.8: Sala controllo SOI EST - Stabilimento di Sannazzaro dè Burgondi
1.3.4
Condizioni di cima
Le condizioni di cima dipendono dalla temperatura e dalla quantità di idrocarburi condensabili ed incondensabili presenti, oltre che dalla quantità di vapore
iniettato.
La temperatura di cima di una torre di distillazione sotto vuoto varia normalmente da 85 a 125◦ C, a seconda anche della pressione di esercizio. A parità
di pressione più alta è la temperatura di cima tanto maggiore è la quantità di
liquido prelevato, come prodotto di cima.
Le dimensioni delle apparecchiature di condensazione e di separazione dipendono in grandissima parte più dalla quantità di vapor acqueo iniettato in
colonna che dalla quantità di idrocarburi condensabili.
Nella fase vapore uscente dalla cima di una colonna di distillazione sotto
vuoto sono presenti in gran quantità idrocarburi leggeri non condensabili alla
pressione e temperatura di esercizio dei condensatori.
1.3.5
Il sistema di mantenimento del vuoto
La depressione dell’unità è realizzata mediante eiettori a vapore e condensatori
barometrici; per ottenere vuoti spinti in zona flash sono in genere impiegati
tre stadi di eiezione in serie. In Fig.1.9 è mostrato lo schema semplificato
14
delle apparecchiature che mantengono il vuoto e dei condensatori di cima di
una colonna di distillazione sotto vuoto. Dalla cima colonna escono vapori
di idrocarburi, vapor acqueo ed incondensabili. La vapor line porta questi
prodotti ad un condensatore ad acqua del tipo a fascio e mantello modificato.
Da questo condensatore infatti esce sia il liquido condensato, zona inferiore,
che i condensati, zona superiore. Il liquido condensato viene separato per decantazione in idrocarburi ed acqua in un ricevitore. Da questo ricevitore si
liberano anche prodotti non condensati che si uniscono con i prodotti ottenuti
in fase di vapore dal condensatore. Una prima batteria di eiettori a vapore
aspira dal condensatore e dal ricevitore i vapori non condensati, mantenendo
quindi il vuoto nelle due unità a monte. I vapori aspirati, compressi dall’eiettore vengono condensati, nel condensatore a fascio e mantello modificato. Il
prodotto condensato, a pressione inferiore di quella atmosferica, viene scaricato mediante canna barometrica. I vapori che si liberano da questo secondo
condensatore vengono aspirati da una seconda batteria di eiettori che li comprime a pressione leggermente superiore di quella atmosferica. Il prodotto di
uscita eiettore viene alimentato ad un condensatore modificato. Il liquido e i
gas incondensabili vengono quindi scaricati come da Fig.1.9.
Vapore
Waste Gas
a Forno
Vapor Line
Gas
incondensabili
Eiettore 3
Condensatore 3
Eiettore 2
Condensatore 2
Eiettore 1
Condensatore
di testa
H2O a
SWS
Condensatore 1
H2O a
SWS
H2O
H2O
Canna
Barometrica 3
Canna
Barometrica 2
Accumulatore
di testa
Canna
Barometrica 3
H2O a
SWS
H2O a
SWS
Fase
idrocarburica
Colonna
Vacuum
Figura 1.9: Il sistema di mantenimento del vuoto
1.3.6
15
Pacchi strutturati
Attualmente la tendenza più diffusa è quella di sostituire i piatti della colonna
Vacuum con speciali pacchi strutturati che realizzano un intimo contatto fra
idrocarburi e vapore contenendo le perdite di carico in colonna e consentendo,
quindi, di mantenere il vuoto spinto in zona flash.
Parte della frazione estratta viene ricircolata, dopo il raffreddamento, in
testa ai riempimenti strutturati per mantenere sempre una sufficiente circolazione di liquido sul riempimento ed impedire la formazione di coke.
Parametri fondamentali di funzionamento sono in questo caso la pressione
in colonna e le portate di estrazione ai piatti.
1.4
1.4.1
Dettagli sull’unità Vacuum di Sannazzaro
dè Burgondi
Scopo e descrizione dell’impianto Vacuum
Lo scopo principale dell’impianto Vacuum è quello di sottoporre il residuo
atmosferico ottenuto dalla distillazione primaria ad un processo di distillazione
sotto vuoto, per ottenere prodotti di pregio quali:
• Distillato leggero, da utilizzare come carica al dewaxing che entra nel
pool gasoli prodotti finiti;
• Distillato medio;
• Distillato pesante che rappresenta la carica ideale dell’impianto di
hydrocracking oppure dell’impianto FCC;
• TAR o residuo di fondo colonna che, addizionato allo slop wax, entra nel
pool oli combustibili oppure fa carica all’impianto visbreaker dal quale
si possono ricavare ulteriori prodotti pregiati.
Assumendo il principio fondamentale della fisica che regola la vaporizzazione di un liquido, vediamo che a parità di temperatura ma con pressioni minori
si riesce a vaporizzare liquidi con punto di ebollizione più alti. Nell’impianto
Vacuum si applica questo principio su scala industriale, ed è possibile raggiungere e completare le finalità proprie della distillazione atmosferica. Attraverso
questa proprietà fisica si ottiene la distillazione di prodotti le cui temperature di ebollizione sono elevate con consumi energetici relativamente bassi. II
processo può essere suddiviso in sezioni in cui il prodotto di base subisce una
serie di variazioni fisiche attraverso le quali si ottengono i risultati prefissati.
16
Figura 1.10: Localizzazione dell’impianto
II preriscaldo della carica consente un risparmio energetico senza parlare poi
delle dimensioni del forno che, in caso contrario, sarebbero di notevoli proporzioni. Applicando il vuoto alla colonna si realizzano le condizioni necessarie
alla distillazione di prodotti altobollenti a temperature relativamente basse.
1.4.2
Preriscaldo della carica
II fluido di carica al Vacuum è il residuo della distillazione atmosferica. Esso
può giungere all’impianto attraverso tre direttrici diverse e cioè:
• dall’impianto Distillazione Primaria N. 1 (DP1);
• dall’impianto Distillazione Primaria N. 2 (DP2);
• da stoccaggio.
Gli ultimi due circuiti vanno in aspirazione alle pompe J-5701 A/B, quindi
al preriscaldamento nel treno di scambio, mentre il primo arriva direttamente
dal fondo colonna dell’impianto di Topping N.1 e si unisce con i fluidi di uscita
dal treno di scambio per andare direttamente al forno B-5701. Nel treno di
scambio il residuo viene riscaldato a spese del calore sottratto al distillato
medio, pesante, pump-around e fondo colonna. Gli scambiatori interessati
17
Figura 1.11: Flusso impianto
sono i C-5701 A/B/C/D, C-5702 A/D - I/N, C-5722 A/D e C-5723 A/B. Il
terzo flusso, che arriva direttamente dal DP1 mediante la pompa di fondo
colonna, passa direttamente in carica forno mediante l’HC110. La pressione
di ingresso forno è mantenuta costante mediante la PC021 che, in cascata con
la FC067 regola il reintegro da stoccaggio. Il set point della PC021 è regolato
dall’operatore e mantenuto tra i 3,8 e i 4,3 bar.
1.4.3
Integrazione termica
Lo scopo dell’integrazione termica Topping/Vacuum è quello di trattare in
colaggio diretto il residuo atmosferico ottenuto dal DP1, con l’obiettivo di
massimizzare il recupero termico dei flussi caldi prodotti, con conseguente
risparmio energetico sul preriscaldo delle cariche e sul raffreddamento delle
stesse. In questa ottica, sono state apportate modifiche strutturali all’impianto
Topping N.1 che consentono di disporre di residuo atmosferico direttamente
in carica forno e utilizzare flussi di residuo vacuum e distillato pesante per
riscaldare, in alcuni scambiatori, il grezzo di carica DP1. Nel treno di scambio,
la carica da stoccaggio e/o proveniente dal DP2, subisce un preriscaldamento
a spese del distillato medio e del pump-around, negli scambiatori C-5701 B/D,
quindi nei C-5723 A/B assorbendo calore dal TAR. Proseguendo, il residuo
passa attraverso i C-5701 A/C e i C-5722 A/D acquisendo calore dal distillato
pesante ed infine, passa nei C-5702 A/D - I/N. La carica cosı̀ riscaldata si
unisce al prodotto caldo del fondo colonna del Topping N.1 ed è inviata al
forno B-5701, dove viene suddivisa in otto serpentini in cui viene iniettato
vapore. I dettagli dello schema di integrazione attualmente in uso possono
essere esaminati in Fig.C.4 e C.5.
18
1.4.4
Forno B-5701
La carica al forno è controllata dalla FC002 in cascata con le portate agli otto
passi del forno (FFC003 - FFC010). Il vapore di accompagnamento è invece
misurato dalle FI043 - FI050. Il forno ha due celle equipaggiate con bruciatori a fuel gas, olio combustibile e waste gas preso di riciclo dalla testa della
colonna Vacuum. La temperatura di uscita forno è controllata dalla FC040 in
cascata con la portata di fuel gas FC041. Il forno è a tiraggio naturale con un
aerotermo per il preriscaldo dell’aria di combustione e il possibile inserimento
di un estrattore di fumi regolato dalla PC020. La temperatura dell’aria di
combustione è invece indirettamente controllata dalla PC010 che manipola le
serrande del camino. Dettagli del forno possono essere esaminati in Fig. C.3.
1.4.5
Colonna di distillazione E-5701
La carica, parzialmente vaporizzata, alimenta la zona flash. La colonna è
divisa in 5 zone da griglie metalliche attraversate dai vapori provenienti dalla
zona di flash che incontrano in controcorrente i vari riflussi della colonna,
che sono: SW, DP caldo, DP freddo, DM caldo, DL caldo e DL freddo. La
pressione della colonna è regolata dalla PC001 in cascata con il riciclo degli
incondensabili al primo eiettore. Solitamente tale controllo è disattivato per
raggiungere il massimo grado di vuoto raggiungibile. Dettagli della colonna
possono essere esaminati in Fig. C.2.
Il prodotto di fondo (TAR), con la portata in controllo di livello (LC005),
viene inviato mediante la pompa J-5706 A/B agli scambiatori C-5702 A/D I/N. Una parte del TAR, raffreddato, ritorna sul fondo colonna in controllo
di temperatura TC032 per effettuare il quench. L’altra parte viene inviata ai
C-5702 A/D - D/N e al treno di scambio con grezzo da DP1 C-5333 e C-5332
A/B, nel caso di integrazione con DP1 all’uscita di tali gruppi di scambiatori
il residuo viene inviato alle caldaie C-5708 A/B/C prima e poi nei C-5706
(scambio con acqua temperata) e quindi inviato a stoccaggio. A monte del C5706 A/B/C esiste lo stacco per inviare il residuo vacuum caldo direttamente
all’impianto visbreaker per avere un recupero termico sulla carica dell’impianto
visbreaker.
Dal piatto a camini immediatamente sopra la zona di flash viene prelevato
lo slop-wax il quale, con portata in controllo di livello (LC004), viene inviato
unitamente al TAR nei C-5708 A/L, oppure ripompato sulla linea di carica
forno per l’eventuale recupero delle frazioni leggere, mediante la pompa J-5705
A.
Dalla sezione successiva (piatto a camino n◦ 2) è prelevato il distillato
pesante. Per mezzo della pompa J-5703 A/B viene inviato in parte ai C-5308
19
A/B e C-5304 A/B (preriscaldo carica Topping 1) per poi giungere al nodo di
smistamento del DPV; una parte viene avviata agli scambiatori C-5701 A/C
e C-5722 A/B per poi finire in congiungimento al nodo centrale; una parte
viene avviata al lavaggio griglie mediante la FC017 ed infine l’ultima parte
viene inviata nuovamente in colonna mediante la FFC016 come riflusso caldo.
Dal nodo centrale il DPV può essere avviato ad un ulteriore raffreddamento
mediante i C-5702 E/F e G/H prima di essere inviato a stoccaggio in controllo
di livello (LC003) assieme ad una parte di DPV che dal nodo viene utilizzato
nel ribollitore di fondo dello splitter propano propilene. Un’ultima parte può
invece essere inviata dal nodo direttamente agli impianti di hydrocracking o
di cracking catalitico fluido oppure ancora come riflusso freddo nella stessa
colonna Vacuum. Lo stream verso l’unità HDC è controllato dalla FC071
mentre quello verso l’unità FCC è controllato dalla FC020.
II distillato medio, prelevato dalla sezione mediana della torre (piatto a camino n◦ 3) tramite la pompa J-5734 A, viene inviato attraverso gli scambiatori
C-5701 B/D e, in parte, attraverso i C-5720 in controllo di livello (LC002) a
stoccaggio. Parte del distillato invece rientra in colonna come riflusso freddo
in controllo di portata (FC015) senza passare per i C-5720. In uscita dagli 01
uno stacco provvede ad inviare il distillato medio in carica diretta all’FCC in
controllo di portata (FC014).
Dall’ultima sezione, quella di testa, è prelevato il distillato leggero (piatto a
camino n◦ 4) che, tramite la pompa J-5702 A, viene in parte riflussato caldo in
controllo di portata (FFC012) e in parte raffreddato nei condensatori C-5703
A/B e C-5704 A/B; ed inviato, in controllo di livello (LC001), a stoccaggio e,
in controllo di temperatura (TC064), come riflusso di testa.
1.4.6
Sistema di vuoto
Il sistema è costituito da tre eiettori posti in testa colonna il cui vapore motore
è prodotto dai quattro generatori C-5608 A/B/C/D, che recuperano il calore
dal TAR e dal DP. Le caratteristiche principali sono:
• Pressione 4.0 - 4.5 kg/cm2
• Temperatura 148 ◦ C
Gli eiettori trascinano i gas incondensabili, il vapore acqueo presente e
gli idrocarburi. La parziale condensazione avviene nei C-5721 A/B/C il cui
condensato viene raccolto nell’accumulatore F-5722. II vuoto in colonna è
mantenuto e regolato riciclando al primo stadio parte dei gas uscenti dal terzo
stadio in funzione del vuoto richiesto in zona flash. II vapore proveniente dal
terzo stadio di condensazione C-5721 C viene inviato al separatore gas/liquido
20
F-5701. Quindi, il vapore contenente H2S viene alimentato all’assorbitore E5702. Mediante una soluzione di Ucarsol viene assorbito selettivamente l’H2S.
La soluzione satura, sotto controllo di livello, viene trasferita mediante la pompa J-5713 A/B all’unità di rigenerazione. I vapori depurati vengono inviati
agli speciali bruciatori nel forno B-5701. Nell’accumulatore il condensato fluisce attraverso tre canne barometriche. La parte idrocarburica, che tracima
dalla paratia, viene aspirata dalla pompa J-5721 ed inviata a slop, mentre la
condensa acquosa viene mandata ai desalters del DP1 e DP2 tramite la pompa
J-5708 in controllo di livello differenziale.
1.4.7
Circuito acqua temperata
II flusso di residuo e del DP che si invia a stoccaggio viene raffreddato a 100
◦
C nel circuito acqua temperata. La pompa J-5720 mantiene in circolazione
l’acqua demineralizzata che, in uscita dei C-5706 A/B/C, raggiunge gli 80 ◦ C e
quindi viene inviata agli air-coolers CA-5710/12 in regolazione di temperatura.
A monte, una parte di acqua viene inviata ai C-5702 G/H ed E/F nell’ordine
per poi confluire a monte nei CA-5712 A/B e successivamente nei CA-5710
A/B/C/D. A monte dei CA-5712 A/B uno stacco porta l’acqua ai CA-5711
A/B. L’azione di raffreddamento degli air-coolers, settata intorno ai 50 ◦ C,
viene mantenuta in controllo di temperatura.
1.4.8
Generatori di vapore
La produzione di vapore motore degli eiettori di vuoto in testa colonna si ottiene nei generatori C-5708 A/B/C/D. L’acqua demineralizzata necessaria proviene dal reparto trattamento acque della centrale termoelettrica preriscaldata
nello scambiatore C-5724. L’alimentazione ai generatori avviene in controllo di
livello lato mantello mentre il fluido riscaldante passa nel lato tubi. L’assetto
prevede la possibilità di usare come fluido riscaldante il TAR o il DP nei C5708 A/B e il distillato pesante nei C-5708 C/D, il generatore vapore C-5708 C
può essere riscaldato anche con il TAR o DP. Nel caso la produzione di caldaia
sia deficitaria verso il consumo di vapore agli eiettori esiste un sistema di sfioro
del vapore a 15 bar verso la linea di alimentazione vapore degli eiettori.
1.4.9
Assorbimento idrogeno solforato
II vapore proveniente dal terzo stadio di condensazione (C-5721 C) degli eiettori del vuoto I-5721 A/B/C, viene inviato ad un separatore gas/liquido F-5701.
La fase liquida viene inviata, unitamente all’acqua di separazione dell’accumulatore F-5722, ai desalters degli impianti Topping 1-2 mentre la fase gas
21
che contiene l’H2S viene mandata alla colonna di assorbimento E-5702. In
questa colonna viene assorbito selettivamente l’H2S mediante una soluzione
Ucarsol. II gas depurato uscente viene inviato al forno B-5701 e bruciato con
speciali bruciatori. La soluzione di estrazione satura viene avviata all’unità di
rigenerazione Ucarsol, in controllo di livello, mediante le pompe J-5713 A/B.
1.4.10
Ultime modifiche all’impianto
Come già accennato la colonna Vacuum ha subito modifiche sostanziali con la
sostituzione dei piatti interni con griglie metalliche. Tale intervento ha avuto
un duplice effetto benefico:
• riduzione delle perdite di carico con conseguente possibilità di operare
alla pressione in zona flash più bassa che permetta, fissata la temperatura di 410 ◦ C per ragioni di limite meccanico del forno, di ottenere la
massima quantità di vaporizzato compatibile con le griglie di lavaggio
già installate;
• introduzione di un’ulteriore zona di frazionamento tra il taglio distillato
leggero (LVGO) e pesante (HVGO) allo scopo di migliorare le quantità
del distillato leggero soggetto a specifiche più rigide.
Associati ai prelievi dei distillati prodotti sono previsti tre pump-around
causa la necessità di asportare il calore di condensazione dei prodotti e dei
riflussi in colonna. La quantità di circolante è definita dalla temperatura di
rientro colonna, fissata a 35 ◦ C per il pump-around di testa, da ragioni di
recupero termico per il pump-around intermedio, da limiti idraulici delle griglie
di lavaggio per il pump-around di fondo. Va inoltre ricordato che i vari pumparound hanno una portata minima da rispettare al di sotto della quale non
si deve operare, al fine di garantire una buona distribuzione del liquido di
lavaggio ai pacchi griglie. Da quanto esposto risulta possibile ottenere col
nuovo assetto di colonna un aumento nelle rese e qualità dei prodotti operando
in condizioni diverse di pressione in zona flash in funzione delle caratteristiche
della carica. Tale pressione viene regolata riciclando parte degli incondensabili
dell’ultimo stadio del gruppo vuoto in aspirazione al primo. In tal modo è
possibile mantenere un carico vapore pressoché costante, corrispondente alla
massima capacità della sezione critica di lavaggio.
22
Capitolo 2
Implementazione del controllore
2.1
2.1.1
Il controllo predittivo (MPC)
Introduzione
Sin dalle sue origini negli anni settanta, il Model Predictive Control (MPC)
ha destato notevole interesse nell’ambito dell’ingegneria chimica ed è stato
oggetto di studio privilegiato nello sviluppo di sistemi di controllo avanzato
multivariabile basati sul modello (model based control). Il controllo predittivo
non rappresenta una specifica strategia di controllo, ma piuttosto un insieme
molto ampio di metodologie che fanno uso del modello del processo per ottenere una predizione sull’andamento futuro del sistema, attraverso la quale
determinare il segnale di controllo che minimizzi una determinata funzione di
costo. Questi metodi portano alla creazione di controllori lineari e non, simili
tra di loro nella struttura e caratterizzati da un’adeguata presenza di gradi di
libertà. Alla base di ogni approccio di controllo predittivo vi sono i seguenti
ingredienti:
• Il Predittore. Nella strategia di controllo MPC si fa uso di uno strumento di predizione per mezzo del quale cercare di prevedere l’andamento
delle variabili di interesse lungo un futuro intervallo temporale (intervallo
di predizione).
• L’Ottimizzatore. La determinazione dell’ingresso di controllo avviene
in maniera ottima, ossia attraverso la minimizzazione di un opportuno
indice di costo lungo un prefissato intervallo temporale (intervallo di
ottimizzazione).
• L’Orizzonte Mobile. Ad ogni istante temporale l’intervallo di ottimizzazione viene traslato in avanti lungo l’asse dei tempi, e dall’intera
23
24
sequenza ottima degli ingressi stabiliti per ogni istante di tempo futuro, si preleva il solo valore relativo al passo presente e lo si applica al
processo in esame.
La legge di controllo viene determinata perciò risolvendo ad ogni passo di
campionamento un problema di controllo ottimo a orizzonte finito; per tale
motivo il controllo predittivo si distingue dalle convenzionali metodologie di
controllo attraverso le quali si utilizza un controllore pre-calcolato. In letteratura sono presenti vari algoritmi MPC, che differiscono tra loro principalmente
per il tipo di modello utilizzato, per l’indice di costo impiegato e per la modellizzazione matematica adottata; tutti gli algoritmi MPC sono accomunati
però dalla strategia di controllo sopra indicata. L’MPC è finora l’unica tecnica avanzata di controllo che ha riscosso un notevole successo in ambiente
industriale, essendo stata applicata fin dall’inizio per migliorare la gestione e
il controllo di un gran numero di processi che spaziano dagli impianti chimici e
petroliferi alle applicazioni robotiche. Tale consenso ha creato come situazione
anomala il fatto che, nei primi anni di utilizzo, l’MPC è stato usato senza che
vi fossero dei risultati teorici validi che assicurassero almeno la stabilità del
sistema a ciclo chiuso, requisito a ragione ritenuto indispensabile nel mondo
accademico. Ciò ha creato un gap notevole tra la ricerca applicata al controllo
e l’utilizzo pratico, che solamente negli ultimi anni (in particolare dai primi
anni 90) è stato colmato. I vantaggi dell’MPC che ne hanno permesso un cosı̀
notevole uso ingegneristico possono essere riassunti nei seguenti punti:
• il controllo predittivo può essere utilizzato per risolvere problemi di controllo per i quali la sintesi a priori (off-line) di una opportuna legge di
controllo è difficile o impossibile. Può anche essere utilizzato per controllare processi con dinamiche molto complesse, compresi sistemi con
lunghi tempi di ritardo o instabili;
• attraverso di esso è possibile trattare un insieme molto vario di problemi
di controllo: dai processi SISO la cui dinamica è relativamente semplice,
a sistemi più complicati, MIMO, con ritardi finiti e/o a fase non minima;
• l’MPC permette di controllare processi soggetti a vincoli sia sugli ingressi
che sullo stato, fornendo ad ogni passo la soluzione ottima del problema
di controllo vincolato considerato;
• esso risulta molto utile per controllare processi periodici, soprattutto in
robotica dove spesso il riferimento futuro è noto e periodico.
• permette di lavorare con una conoscenza limitata del processo poichè i
concetti di base sono intuitivi e il tuning relativamente semplice;
2.1 Il controllo predittivo (MPC)
25
• il controllore ha una legge di controllo facilmente implementabile.
Ovviamente esso presenta anche degli svantaggi che ne frenano (almeno
per ora) l’utilizzo per una più vasta gamma di problemi di controllo. Il tallone
d’Achille dell’MPC risiede proprio nella caratteristica di essere un approccio
di controllo on-line, e di risolvere una nuova ottimizzazione ad ogni istante
di campionamento: per tale motivo esso è applicabile a quei processi la cui
dinamica sia sufficientemente lenta da rendere trascurabile il tempo impiegato
dall’algoritmo di ottimizzazione nel determinare l’ingresso ottimo. Inoltre l’implementazione di una legge di controllo MPC richiede l’utilizzo di strumenti
di calcolo ben più complessi e costosi (visto che i calcoli devono essere ripetuti per ogni tempo di campionamento) di quanto si possa avere, per esempio,
con l’utilizzo di semplici PID, essendo necessaria (almeno nel caso vincolato)
la presenza di uno strumento di calcolo (un calcolatore digitale) attraverso il
quale risolvere il problema di ottimizzazione annesso. Come è facile intuire,
tali limitazioni assumono sempre meno rilevanza col procedere dello sviluppo
tecnologico, dato il continuo incremento della potenza di calcolo disponibile.
La difficoltà maggiore rimane, comunque, la necessità di trovare un modello
che sia il più appropriato possibile per la descrizione del processo da controllare, visto che il progetto di tutto l’algoritmo è basato sulla conoscenza a priori
del modello. È quindi ovvio che la qualità dei risultati sia dipendente dalla
differenza esistente tra il processo reale ed il modello adottato.
In Fig.2.1 viene presentato un diagramma a blocchi di base per il controllo predittivo; il blocco MPC contiene sia l’algoritmo di ottimizzazione, sia il
modello di predizione, che ovviamente il controllore a orizzonte mobile. La
freccia tratteggiata sottolinea come il controllore MPC possa utilmente sfruttare la conoscenza del valore assunto da eventuali disturbi misurabili agenti
sul processo. Nei moderni impianti industriali, il controllore MPC fa parte di
una gerarchia multilivello di funzioni di controllo.
La Figura 2.2 mostra un controllo di tipo tradizionale sulla sinistra ed un
controllo di tipo MPC sulla destra. Nella parte in alto c’è un ottimizzatore
globale che determina le caratteristiche di funzionamento a regime per tutte
le unità dell’impianto. Queste informazioni sono poi passate all’ottimizzatore
locale di ciascuna unità che entrerà in funzione molto più spesso o più dettagliatamente dell’unità al livello superiore. Queste unità calcoleranno uno stato
di regime ecomonicamente ottimo e lo passeranno al sistema di controllo dinamico (con i vincoli) per l’implementazione. Nel controllo convenzionale tutto
ciò è fatto tramite dei controllori PID, blocchi Lead/Leg e selettori logici Alto/Basso: purtroppo è veramente difficile tradurre le specifiche di controllo in
un controllore di tipo tradizionale. Con il controllo MPC questa combinazione
26
Figura 2.1: Schema a blocchi del controllo di tipo MPC
di blocchi è rimpiazzata da un unico blocco di tipo MPC che contiene al suo
interno anche tutti i vincoli.
2.1.2
Breve storia del controllo MPC
Lo sviluppo dei moderni concetti di controllo risale all lavoro di Kalman agli
inizi degli anni ’60 consistente nello studio di un Regolatore Lineare Quadratico (Linear Quadratic Regulator LQR) creato per minimizzare una funzione
obiettivo di tipo quadratico.
Nel medesimo periodo, fu sviluppata anche una teoria duale per stimare gli
stati futuri di un impianto a partire da ingressi rumorosi e da uscite misurate
usando quello che oggi è conosciuto come filtro di Kalman. Il controllore
ottenuto con la combinazione tra LQR e il filtro di Kalman è detto controllore
Linear Quadratic Gaussian (LQG): in questo tipo di controllo non vengono
considerati i vincoli sugli ingressi, sullo stato e sulle uscite. Questo tipo di
controllo ebbe poca risonanza nell’ambito del controllo di processi industriali
per via di diversi motivi:
• mancanza di vincoli;
• impossibilità di trattare processi non lineari;
• poco robusto (risente molto delle incertezze del modello);
Un buon controllore di un processo industriale deve mantenere il sistema il
più vicino possibile ai vincoli senza però mai violarli, visto che il punto di lavo-
27
Figura 2.2: Gerarchia delle funzioni di un sistema di controllo per un tipico
impianto: sulla sinistra è mostrato lo schema del controllo di tipo tradizionale,
sulla destra la struttura del controllore MPC
ro più economico spesso si trova proprio all’intersezione con i vincoli. Inoltre i
processi sono tipicamente sistemi non lineari, multivariabili e vincolati: la loro
dinamica cambia, al passare del tempo. Tuttavia la ragione più significativa
per cui il controllo LQR ha fallito in ambito industriale può essere ritrovata nel
background culturale dalla comunità del controllo industriale di quel periodo,
poichè gli ingegneri dell’epoca ritenevano il controllo LQR impraticabile. Questo tipo di controllo ha trovato largo utilizzo solamente nell’industria aerospaziale che è caratterizzata da processi fisici per i quali è semplice ed economico
sviluppare dei modelli molto accurati. Questi motivi portarono allo sviluppo
di un metodo di controllo basato sul modello molto più generale nel quale il
problema viene risolto on-line ad ogni istante di tempo; in generale può essere
utilizzata qualsiasi tipo di funzione obiettivo (al contrario del controllo LQR
in cui la funzione obiettivo è unica). Le dinamiche del processo sono descritte
da un modello esplicito che può essere di una qualsiasi forma matematica; i
vincoli sugli ingressi e sulle uscite sono inclusi direttamente nella formulazione
del problema in modo da prevenire violazioni future degli stessi. Questa nuova
metodologia è quella che oggi viene detta tecnologia di controllo di tipo MPC.
28
Le prime applicazioni in ambito petrolifero risalgono 1979 quando gli ingegneri
della Shell pubblicarono un articolo [7] sul “Controllo di Matrici Dinamiche e
riportarono anche le applicazioni del suddetto ad un impianto “Fluid Catalytic Cracker”. Fin dalla sua scoperta, la popolarità del controllo MPC crebbe
molto rapidamente soprattutto nell’industria chimica e petrolchimica. Negli
stessi anni la Shell applicò il controllo MPC a molti impianti riscontrando un
discreto successo.
Le diverse generazioni del controllo MPC
Nei primi lavori ritrovati in letteratura gli impianti venivano modellati come
risposte al gradino o all’impulso: questi modelli erano facilmente comprensibili dagli utenti ed il controllo ottimo ed il processo di identificazione erano
appropriati al software esistente. Cosı̀, la forma di controllo MPC detta IDCOM (identificazione e comando), impiegava un modello (lineare) di risposta
all’impulso con orizzonte finito, una funzione di costo di tipo quadratico e
vincoli sia sugli ingressi che sulle uscite. Questo modello permette una stima
lineare, usando i minimi quadrati. In questo tipo di controllo i vincoli sugli
ingressi e sulle uscite venivano scelti ad hoc. Questa limitazione venne superata nella seconda generazione di controllori detta QDMC (quadratic dynamic
matrix control) dove veniva utilizzata la programmazione quadratica per risolvere esattamente il problema del controllo ottimo ad anello chiuso che si aveva
con il sistema lineare, il costo quadratico e con i vincoli sullo stato definiti da
disuguaglianze. Il controllo QDMC permetteva inoltre, se era richiesto, la temporanea violazione di alcuni vincoli sulle uscite, allargando l’insieme di stati
che potevano essere facilmente controllati. Nella terza generazione di controllori, introdotta una quindicina di anni fa, venne introdotta una distinzione tra
diversi tipi di vincoli ed alcuni meccanismi per uscire da soluzioni inammissibili. In particolare l’algoritmo SMOC (Shell multivariable optimizing control)
permetteva modelli espressi in spazio di stato, modelli generali di disturbi e
stima attraverso il filtraggio alla Kalman. L’impatto che questa tecnologia
ha avuto nell’ambito industriale viene confermato dal numero di applicazioni
(probabilmente molto maggiori di 2000).
2.1.3
Strategie del controllo MPC
La metodologia di tutti i controllori della famiglia MPC è caratterizzata dalla
seguente strategia:
• Definiamo con Np un orizzonte, detto Orizzonte di Predizione. Le risposte future per il suddetto orizzonte sono predette per ciascun istante t
29
utilizzando il modello del processo. Gli output predetti y(t + k|t) per
k = 1, ..., Np dipendono dai valori conosciuti all’istante t (input ed output passati) e dai segnali di controllo u(t + k|t), per k = 0, ..., Nc , dove
Nc è detto Orizzonte di Controllo e con Nc < Np .
• L’insieme dei segnali di controllo futuri sono ottenuti ottimizzando una
determinata funzione obiettivo allo scopo di mantenere il processo il più
vicino possibile alla traiettoria r(t + k) (che può essere un set point o
un’approssimazione di esso). La funzione obiettivo 2.1.1, nella sua formulazione più semplice, è quadratica negli errori tra il segnale di output
predetto e la traiettoria di riferimento del modello più un coefficiente ρ
che pesa gli ingressi u.
min|y − r| + ρ|u|
(2.1.1)
La suddetta funzione di costo è soggetta sia a vincoli sugli ingressi che
sulle uscite 2.1.2 2.1.3.
umin ≤ u ≤ umax
(2.1.2)
ymin ≤ y ≤ ymax
(2.1.3)
• Solo il primo segnale di controllo u(t|t) è inviato al processo, mentre i
successivi segnali calcolati sono scartati. A questo punto si ritorna al
punto 1 (con nuove misure) e si ripete l’ottimizzazione al tempo t +
1. La sequenza delle azioni di controllo effettivamente implementate
nel processo può essere, dunque, diversa da quella predetta in fase di
ottimizzazione della funzione obiettivo al tempo t, poichè i valori delle
variabili manipolate calcolate e implementate all’istante successivo, u(t+
1|t + 1), sono diversi dagli u(t + 1|t), per via delle nuove informazioni
acquisite dal processo.
In Fig.2.3 e 2.4 si può vedere come funziona la strategia di controllo MPC,
In sintesi, per realizzare un controllore MPC è necessario:
• Un modello che leghi le variabili controllate a quelle manipolate. Il modello scelto deve essere in grado di “catturare la dinamica del processo
in modo tale da predire con adeguata precisione gli output futuri.
• Un algoritmo di ottimizzazione multidimensionale per la ricerca del minimo della funzione obiettivo, al variare delle variabili manipolate. La
30
dimensione del problema di ottimizzazione dipende dal numero di variabili e dagli orizzonti di predizione e controllo utilizzati. Il tempo necessario alla risoluzione dei problemi vincolati può essere alcuni ordini di
grandezza superiore rispetto ai casi non vincolati.
• Un fattore di correzione del modello (feedback) che tenga conto della
differenza tra i dati rilevati dall’impianto rispetto alla predizione data
dal modello.
Figura 2.3: Funzionamento della strategia di controllo MPC - t=0
2.1.4
Il modello del predittore
Il modello del processo utilizzato dal predittore fa uso della risposta al gradino
che fornisce la seguente relazione ingresso - uscita:
y(t) = y0 +
N
gt Δu(t − i) con y0 = 0
t=1
I valori delle uscite, predetti lungo l’orizzonte, sono caratterizzati da una
componente di disturbi e da una componente di segnale:
ŷ(t+k|t) =
inf
i=1
gi Δu(t+k−i)+n̂(t+k|t) =
k
i=1
gi Δu(t+k−i)+
inf
i=k+1
gi Δu(t+k−i)+n̂(t+k|t)
31
Figura 2.4: Funzionamento della strategia di controllo MPC - t=1
con i disturbi che vengono considerati costanti su tutto l’orizzonte, per cui:
n̂(t + k|t) = n̂(t|t) = y(t) − ŷ(t|t).
Si può quindi scrivere:
ŷ(t + k|t) =
k
gi Δu(t + k − i) +
i=1
y(t) −
inf
inf
gi Δu(t + k − i)+
i=k+1
gi Δu(t − i)+ =
i=1
k
gi Δu(t + k − i) + f (t + k)
i=1
dove f (t + k) è la risposta libra del sistema, ovvero quella parte della risposta
del sistema che non dipende dalle azioni di controllo future.
f (t + k) = y(t) +
inf
(gk+i − gi )Δu(t − i)
i=1
Se il processo e asintoticamente stabile, i coefficienti tendono ad un valore
costante dopo N istanti di campionamento. Quindi si può scrivere che:
gk+i − gi ≈ 0 per i > N
32
Le uscite previste vengono calcolate lungo un orizzonte di previsione k =
1, ..., Np servendosi di Nc azioni di controllo:
ŷ(t + 1|t) = g1 Δu(t) + f (t + 1)
ŷ(t + 2|t) = g2 Δu(t) + g1 Δu(t + 1) + f (t + 1)
...
Np
ŷ(t + Np |t) =
gi Δu(t + Np − i) + f (t + Np )
i=Np −Nc +1
Passando quindi ad una formulazione matriciale possiamo scrivere la matrice dinamica del sistema come:
⎤
⎡
0
... 0
g1
⎢ g2
g1
... 0 ⎥
⎥
G=⎢
⎣ ...
...
... ... ⎦
gNc gNc −1 ... g1
e passare alla più comoda notazione:
ŷ = Gu + f
⎡
⎤
Δu(t)
⎢ Δu(t + 1) ⎥
⎥
u=⎢
⎣
⎦
...
Δu(t + m − 1)
⎤
⎡
f (t + 1)
⎢ f (t + 2) ⎥
⎥
f=⎢
⎦
⎣
...
f (t + Np )
con
e
2.1.5
La funzione costo e la legge di controllo
L’obiettivo generale che si vuole perseguire attraverso la minimizzazione della
funzione di costo è fare in modo che le uscite future del sistema seguano il
più possibile una traiettoria di riferimento sull’orizzonte considerato, senza
eccedere nell’energia del controllo. L’espressione della funzione di costo è la
seguente:
J=
Np
j=1
con:
2
[ŷ(t + j|t) − r(t + j)] +
Nc
j=1
λ[Δu(t + j − 1)]2
2.2 Aspentech DMCPlus
R
33
• r(t) è la traiettoria di riferimento. Se questa è nota a priori, il sistema può
reagire prima che il cambiamento sia avvenuto, evitando cosı̀ il problema
del ritardo nella risposta del processo.
• λ è un valore che tiene in considerazione il comportamento futuro.
Se non ci sono vincoli, la soluzione alla funzione di costo puo essere ottenuta
calcolando la derivata della funzione J e ponendola uguale a 0. Il risultato
generale è il seguente:
u = (GT G + λI)−1 GT (r − f )
Bisogna ricordare che, come in tutte le altre strategie di controllo predittivo,
solo il primo elemento del vettore u è effettivamente utilizzato come ingresso al sistema; gli altri elementi vengono scartati perche ricalcolati all’istante
successivo.
2.2
2.2.1
Aspentech DMCPlus
R
Che cosa è un Controllore/Sottocontrollore DMCplus?
Il sistema di controllo multivariabile utilizzato come standard a livello di circuito ENI è il DMCplus della società AspenTech. Il termine DMCplus è l’acronimo di Dynamic Matrix Control. Il DMCplus è una tecnologia di controllo
modelbased, multivariabile, predittiva ed ottimizzante, che opera ad un livello
di controllo di supervisione che si posiziona al di sopra dello schema di controllo
di base su DCS. Il DMCplus non sostituisce il normale controllo su DCS ma si
affianca ad esso per aiutare l’operatore. Un Controllore DMCplus differisce significativamente da un Controllore standard PID. Solitamente, un controllore
standard PID ha una sola variabile controllata (CV) ed una sola variabile manipolata (MV). Un Controllore multivariabile ha due o più variabili controllate
e/o manipolate. Inoltre, una MV può essere mossa per controllare più di una
CV ed una CV può essere controllata da più di una MV. I controllori standard
PID si basano sul feedback dal processo. In questo modo, ad esempio per un
controllore di portata, la posizione della valvola viene variata solo quando il
valore attuale della portata (process value o PV) si allontana dal valore desiderato di portata (setpoint o SP). Nessuna altra informazione è disponibile
per determinare la posizione della valvola. I controllori multivariabile utilizzano modelli empirici (modelbased), che rappresentano la relazione dinamica tra
una CV ed una o più MV. Tale relazione non solo descrive l’entità dell’effetto
34
sulla CV di una mossa su una MV, ma descrive anche la variazione dello stesso effetto nel tempo. Un Controllore modelbased utilizza queste relazioni per
predire il comportamento futuro dell’unità. Sulla base di questa predizione, il
Controllore DMCplus può calcolare un set di mosse per condurre il processo
nella regione operativa desiderata.
2.2.2
DMCplus rispetto al controllo standard di base
Un Controllore DMCplus differisce in modo significativo da un controllore
PID standard presente a DCS. Un controllore PID standard ha una variabile
controllata (CV), il valore di processo della variabile (PV), una variabile manipolata (MV) e l’output della valvola (OP). Per esempio, nel controllore di
pressione carica impianto 57PC021, la portata di carica misurata (57FC067B)
è la variabile controllata, l’output della valvola è la variabile manipolata.
I controllori PID standard operano utilizzando solo il feedback dal processo
(vedi Fig.2.5). Per il regolatore di portata 57PC021, la posizione della valvola
viene mossa solo quando la misura attuale (PV) differisce dal valore desiderato
(SP). Nessuna altra informazione viene utilizzata per determinare la migliore
posizione della valvola.
Figura 2.5: Risposte tipiche di un Controllore DMCplus e di un regolatore
PID
Un Controllore multivariabile ha due o più variabili controllate e/o mani-
R
35
polate. L’input per un Controllore multivariabile può essere un qualsiasi tag
avente un valore di target o un range accettabile. Per esempio in una colonna di distillazione atmosferica le variabili controllate includono le qualità dei
tagli, l’overflash, le aperture delle valvole, i rapporti di vapore ed altro. Le
relative variabili manipolate includono i setpoint dei controllori PID di carica,
temperatura uscita forno, temperatura di testa colonna, le portate dei prelievi
ed altro ancora. Non esiste un legame 1:1 tra una controllata ed una manipolata come nel caso dei controllori PID su DCS. Più variabili manipolate sono
collegate a più variabili controllate dalla presenza di modelli.
Un modello è una relazione dinamica tra una variabile controllata ed una
variabile manipolata. Non solo descrive l’entità dell’effetto della variabile manipolata sulla variabile controllata, ma anche come l’effetto si sviluppa nel
tempo. Esistono diversi metodi matematici utilizzati per descrivere un modello dinamico di processo, tuttavia il più semplice e il più facile da capire è il
modello stepresponse. Un modello stepresponse appare simile ad un trend a
DCS e descrive la risposta attesa per una variabile controllata in seguito ad
una variazione a gradino nella variabile manipolata. L’analisi dei dati raccolti
durante i test all’impianto viene utilizzata per ricavare il modello dinamico del
processo. Durante i test viene mossa ognuna delle variabili manipolate al fine
di verificarne l’effetto su ogni variabile controllata che ne sia influenzata.
La figura 2.6 rappresenta la risposta della massima temperatura di pelle
di un forno (MAXSKIN), a seguito dell’incremento di 1 ◦ C del setpoint del
controllore di temperatura di uscita forno. Dall’analisi del modello si evince
che il MAXSKIN risente della variazione pressochè immediatamente e dopo
circa 30 min si trova già a stazionario ovvero ha completato la sua variazione
che risulta di 2.2387 ◦ C.
Un Controllore modelbased utilizza una matrice di questi modelli per predire il comportamento futuro dell’unità. La capacità di predire il comportamento
futuro permette al Controllore di pianificare una serie di mosse future, per ogni
variabile manipolata, che manterrà tutte le variabili controllate al loro valore
desiderato. In tal modo un Controllore predittivo rigetta i disturbi più velocemente di un semplice loop PID, come mostrato in Fig.2.5. Ogni volta che il
Controllore va in esecuzione, ogni 60 secondi nel caso del Controllore Vacuum,
la predizione di dove l’impianto sta andando viene aggiornata con le informazioni attuali dall’impianto. Questo assicura la consistenza tra la predizione del
DMCplus e il comportamento attuale del processo.
La Figura 2.7 mostra un esempio della matrice dinamica di controllo. Va
notato che, ovviamente, una MV può essere utilizzata per controllare più di
una CV e che una CV può essere controllata da più di una MV.
Per Controllore vincolato si intende un Controllore in grado di mantenere
36
Figura 2.6: Esempio di un modello dinamico di processo utilizzato dal
DMCplus
le variabili controllate in uno specifico range. I controllori vincolati sono spesso
utilizzati per essere sicuri che il processo resti confinato nei limiti desiderati
(vedi Fig.2.8). I limiti sono in relazione alle condizioni di processo o a vincoli
impiantistici:
• I limiti operativi sono quelli all’interno dei quali può muoversi il DMCplus
e vengono impostati dall’Operatore; da notare bene che il campo d’azione
dei limiti operativi è all’interno e non oltre i limiti ingegneristici.
• I limiti ingegneristici sono quelli all’interno dei quali possono essere impostati i limiti operativi e vengono stabiliti dall’Ingegnere di controllo.
Da notare bene che i limiti ingegneristici possono essere impostati entro
e non oltre il valore dei limiti di validità. Tali limiti possono essere eventualmente cambiati solo in chiave ingegneristica nel computer dove gira
il DMCplus o direttamente da DCS.
• I limiti di validità sono quelli all’interno dei quali possono essere impostati i limiti ingegneristici e vengono stabiliti solitamente dal range di
misura dello strumento. Sono i limiti entro i quali una misura è GOOD.
Se una variabile oltrepassa i limiti di validità va automaticamente in
BAD.
R
37
Figura 2.7: Esempio di matrice di modelli dinamici utilizzata dal DMCplus
Quando i limiti che vengono impostati sono tali da ammettere più di un
assetto possibile (situazione normale), il DMCplus troverà l’assetto che sia
economicamente ottimo, cercando di massimizzare alcune MV e minimizzarne
altre. Alcune MV possono essere mosse solo per ragioni di controllo ovvero non
esiste uno specifico incentivo economico (variabili MIN MOVE). Il Controllore
DMCplus è, quindi, un Controllore multivariabile, predittivo, vincolato e ottimizzante. Questo significa che il Controllore muoverà contemporaneamente
più variabili manipolate, per raggiungere lo scopo che si è prefissato. Queste
mosse provocheranno dei cambiamenti sulle variabili controllate che verranno
predetti in base ai modelli. Quando interverranno dei disturbi, il Controllore sarà in grado di prevederne l’effetto e inizierà ad agire prima che questi
provochino una eccessiva violazione dei vincoli (limiti operativi).
2.2.3
Come lavora il Controllore DMCplus?
Tipicamente un Controllore DMCplus va in esecuzione ogni minuto (60 sec).
Ad ogni esecuzione, il Controllore esegue le seguenti attività:
• legge i valori attuali di processo per tutte le variabili all’interno del
Controllore;
• predice il comportamento futuro delle CV;
38
Figura 2.8: Limiti di validità, ingegneristici ed operatore
• sceglie il miglior setting possibile per le MV in modo da soddisfare tutti
i limiti sulle variabili;
• determina una strategia di mosse future per tutte le MV in modo da
minimizzare l’errore sulle CV.
Calcoli di Predizione
Il Controllore DMCplus utilizza tutti i modelli a disposizione per prevedere
l’evoluzione futura dell’impianto, sulla base delle variazioni intervenute su MV
e FF durante il tempo di stazionario precedente. La capacità di predizione del
comportamento delle CV consente di mettere in atto tutte le misure necessarie
a evitare che ci siano violazioni sui limiti impostati. Supponiamo che, in seguito
ai test all’impianto, il modello della CV1 con la MV1 sia quello in Fig.2.9.
Sulla base del modello e supponendo che il Controllore abbia applicato una
sequenza di mosse sulla MV1 mentre nessuna altra variabile indipendente ha
subito modifiche, il DMCplus riuscirà a prevedere l’evoluzione lungo il prossimo
tempo a stazionario della variabile controllata CV1, sommando tutti gli effetti
delle variazioni che ha applicato come mostrato in Fig.2.10.
Una volta determinata la predizione (Fig.2.11) il calcolo delle mosse sarà
fatto in modo da minimizzare la differenza fra il valore attuale e quello che si
è prefissato di raggiungere a stazionario (SP).
Il DMCplus calcolerà 14 mosse future allo scopo di indurre delle variazio-
R
39
Figura 2.9: Esempio di modello dinamico tra CV e MV
ni sulla variabile controllata che siano le speculari della predizione elaborata
in modo da compensarla, rispetto al valore a stazionario, come riportato in
Fig.2.12.
In questo modo il comportamento futuro della CV rimarrà quanto più
vicino possibile al setpoint impostato.
Ottimizzazione (Programmazione LP/QP)
Il DMCplus utilizza un algoritmo di programmazione lineare o quadratica (LP
o QP) per determinare la “migliore” combinazione di valori delle MV per controllare le CV ovvero per “ottimizzare” l’impianto. Per “migliore” si intende
solitamente il minimo costo complessivo, ovvero il massimo profitto. La prima priorità della programmazione LP/QP è di trovare una combinazione di
MV che soddisfa tutti i limiti sulle CV e MV. Poiché generalmente esistono
diverse possibili combinazioni che soddisfano tutti i limiti, allora il Controllore sceglierà la combinazione più vantaggiosa. Comunque la programmazione
LP/QP, se non può mantenere tutte le CV all’interno dei propri limiti, permetterà alle CV meno importanti di violare i loro limiti. Il Controllore non
permetterà mai ad una MV di violare i propri limiti. Per conseguire ogni minuto la migliore soluzione possibile all’interno dei vincoli, il DMCplus programma
una strategia che prevede l’elaborazione di target di ottimizzazione per ogni
variabile indipendente (“SS Target”). La strategia viene poi implementata
sulle stesse variabili indipendenti tramite piccole mosse, che hanno l’effetto
40
Figura 2.10: Esempio di calcolo della predizione da DMCplus
di spostare le variabili controllate verso uno dei due limiti operativi stabiliti
dall’operatore (minimo o massimo a seconda della convenienza economica).
Calcolo delle mosse (move su MV)
Il DMCplus predice il futuro andamento di tutte le CV all’interno del Controllore come mostrato nella Figura 2.11. L’obiettivo di muovere le variabili
manipolate è di raggiungere la soluzione LP/QP desiderata, e minimizzare l’errore delle variabili controllate, cioè la differenza tra il valore attuale e quello
predetto. Il DMCplus deciderà le mosse future in modo da ottenere la curva
che approssima meglio l’immagine speculare della predizione rispetto al setpoint, come mostrato nella Figura 2.12. Il DMCplus calcola 14 mosse future
per ogni variabile manipolata ogni volta che il Controllore va in esecuzione. Il
valore attuale della variabile controllata viene paragonato alla predizione per
tenere in considerazione ogni eventuale disturbo non misurato. Ad ogni esecuzione il DMCplus ricalcola tutte le mosse future per aggiornare le predizioni
ed allinearle all’andamento attuale del processo. Queste mosse sono eseguite
simultaneamente per:
• Raggiungere la soluzione LP/QP richiesta, cioè la soluzione fattibile a
stazionario e più profittevole;
• Minimizzare l’errore nelle variabili controllate lungo l’orizzonte temporale.
Le mosse future scelte per imporre la soluzione a stazionario non sono banali
in quanto seguono non il percorso più ovvio ma quello “ottimo” e sono del tipo
R
41
Figura 2.11: Predizione dinamica open loop
riportato nella Figura 2.13. Le mosse future si estendono approssimativamente
per 1/2 del tempo a stazionario del Controllore.
Subcontrollori
Un singolo Controllore di grande dimensione viene solitamente percepito come
complesso ed è spesso suscettibile di interruzioni causate da problemi di strumentazione ed upset di processo. Per esempio, un problema di strumentazione
in un’area dell’impianto può causare la messa fuori servizio dell’intero Controllore, sebbene il problema interessi solo una parte dell’impianto. Il DMCplus
permette la suddivisione in Subcontrollori di controllori grandi e complessi.
Il ricorso a Subcontrollori permette di ridurre la complessità dei controllori
grandi dividendo il Controllore nelle sezioni di impianto che l’Operatore è solito considerare. Questo permette all’Operatore di mettere fuori servizio non
solo l’intero Controllore DMCplus ma anche solamente uno dei Subcontrollori
senza necessariamente interessare l’intero Controllore DMCplus. Il Controllore
DMCplus resterà in servizio fino a quando un numero sufficiente di Subcontrollori è disponibile o fino a quando un Subcontrollore critico viene messo
fuori servizio. Il vantaggio di questo approccio è che tutte le variabili in un dato Subcontrollore possono essere rimosse dal controllo avanzato semplicemente
mettendo in OFF il Subcontrollore. Tale possibilità è molto utile, per esempio,
quando sono programmati alcuni lavori di manutenzione su una singola sezione
42
Figura 2.12: Effetto variazioni
o parte di impianto. In questo modo si riesce a mantenere il Controllore in
servizio anche durante interventi di manutenzione.
CV Ranking
Nelle situazioni reali, un operatore ha più CV da controllare che MV da utilizzare per il controllo. In queste situazioni, l’operatore ignora le CV meno
importanti e controlla le più importanti. In modo simile il Controllore DMCplus suddivide in rank tutte le CV in modo da controllare tutte le CV più
importanti ed trascurare le meno importanti quando risulta impossibile trovare una soluzione che soddisfi tutti i limiti. Nel DMCplus i rank validi per
le CV sono compresi tra 1 e 9999. Più basso è il rank, più è importante la
variabile. L’insieme di tutti i limiti, sulle manipolate e sulle controllate, individuerà tutta una serie di assetti possibili, all’interno del quale il Controllore
dovrà guidare l’impianto. Ma come viene scelto l’assetto definitivo? In base
a considerazioni di tipo economico: a ciascuna manipolata viene attribuito un
costo e lo spostamento che minimizza il costo totale indica al DMCplus quale
direzione deve prendere. In questo modo la regione operativa del DMCplus
tenderà a spostarsi verso un punto di ottimo economico, come mostrato in
Fig.2.14.
2.3 Analisi di fattibilità per l’unità Vacuum
43
Figura 2.13: Calcolo delle mosse
2.3
2.3.1
Analisi di fattibilità per l’unità Vacuum
Stima dei benefici
I benefici economici1 del progetto sono dovuti principalmente ad un aumento
della robustezza del processo rispetto ai disturbi e alla capacità del processo
ad operare più vicino ai vincoli operativi effettivi. I benefici sono quantificati
in Tab.2.1, utilizzando i dati di processo del periodo Ottobre - Novembre 2007
e i prezzi dei prodotti riportati in Tab.2.2.
Variabile
Temperatura uscita forno
Massimizzazione DPV
Totale
Benefici [mil KEuro/anno]
Z1
Z2
Z
Tabella 2.1: Stima benefici
Causa il più alto valore aggiunto dei prodotti in carica HDC (DLV, DMV,
DPV) rispetto a quelli in carica visbreacking (SW TAR), compito del controllore DMCplus sarà quello di massimizzare i primi. Data massimizzazione può
essere ottenuta andando a massimizzare la temperatura di uscita forno riducendo la deviazione standard delle temperature agli otto passi. Le simulazioni
1
I dati economici sono stati omessi per tutela del segreto industriale di Eni Refining and
Marketing Division. Al loro posto vengono riportati segnaposto simbolici.
44
Figura 2.14: Ottimizzazione a steadystate
Prodotto
GOP
DPV
TAR
Fuel Gas
Prezzo [Euro/t]
A
B
C
D
Tabella 2.2: Prezzi prodotti
condotte da Aspentech [9] mostrano che una diminuzione della deviazione del
50% provoca un aumento medio di 1◦ C della temperatura di uscita forno, portando ad un incremento di 2 t/h di DPV. Con un potenziale incremento di
2 t/h di DPV per il 50% del tempo, assumendo che solo durante il 50% di
tale arco di tempo vi sia una richiesta di massimizzazione della carica HDC e
assunto un fattore di servizio del 70% la stima dei benefici è la seguente:
Benefici bilanciamento passi = 2∗0, 5∗0, 5∗8.000∗0, 7∗(B−C) = Z1 Euro/anno
Massimizzazione DPV
Come detto prima scopo dell controllore sarà massimizzare i tre prodotti in
carica HDC rispetto quelli in carica visbreacking. Durante la fase preliminare
2.3 Analisi di fattibilità per l’unità Vacuum
45
si è notato che LC004 lavora al 90% del livello, più alto dello stramazzo che fa
tracimare prodotto in fondo colonna. Questo sembra non essere di interesse in
quanto i due prodotti si uniscono al di fuori della colonna per confluire all’impianto visbreacking, questo fatto porta alla non conoscenza del quantitativo
di SW distillato, informazione necessaria per massimizzare il recupero di DPV
garantendo il lavaggio delle griglie o per ridurre la temperatura di uscita forno quando non è possibile o non è richiesta una massimizzazione dei distillati
VDU. Per quantificare i benefici è stata analizzata a livello statistico il riflusso
di DPV comunemente utilizzato. È stato dimostrato che tale riflusso è assimilabile ad una gaussiana di media 36,7 t/h con una deviazione standard pari a
3 e che il controllore DMCplus sarebbe in grado di diminuire data deviazione
a 1 con un risparmio netto di DPV a riflusso di circa 2 t/h. Considerando
che il valore economico del DPV è di B Euro/t, del TAR è di C Euro/t e
considerando un fattore di servizio del 70% si ottiene la seguente stima:
Benefici massimizzazione HDC = 2 ∗ 8.000 ∗ 0, 7 ∗ (B − C) = XEuro/anno
Quando non è possibile la massimizzazione del DPV in carica HDC, i benefici
possono essere calcolati in termine di diminuzione della duty del forno. Le
simulazioni di Aspentech [9] hanno mostrato che la riduzione di 2 t/h di SW
corrispondono a circa 0,3 MMKcal/h. Considerando un potere calorifico della
Fuel Gas di 10 MMKcal/t e un prezzo di D Euro/t i benefici sono stimati
come:
Benefici riduzione Fuel Gas = 0, 3 ∗ 0, 1 ∗ 0, 7 ∗ 8000 ∗ D = Y Euro/anno
Assumendo quindi che per il 50% del tempo venga richiesta una massimizzazione della carica HDC e che per il restante arco di tempo sia risparmiata Fuel
Gas, la stima totale dei benefici risulterà pari a:
Benefici massimizzazione DPV = 0, 5 ∗ X + 0, 5 ∗ Y = Z2 Euro/anno
2.3.2
Individuazione variabili
Durante le fasi preliminari sono stati rilevati dei problemi alla strumentazione
riportati in Tab.2.6 che sono stati risolti prima del proseguimento dei lavori.
Durante questa fase sono state inoltre individuate tutte le variabili controllate, manipolate e feedfoward che verranno coinvolte nel progetto e che sono
rispettivamente riportate in Tab.2.3 2.4 2.5.
46
Tag
57AI001-PV
57AI002-PV
57PC010-PV
57PC020-PV
57FC040-OP
57FC040-PV
57TOUAV-PV
57T21DEV-PV
57T22DEV-PV
57T23DEV-PV
57T24DEV-PV
57T25DEV-PV
57T26DEV-PV
57T27DEV-PV
57T28DEV-PV
57FC3DEV-PV
57FC4DEV-PV
57FC5DEV-PV
57FC6DEV-PV
57FC7DEV-PV
57FC8DEV-PV
57FC9DEV-PV
57FC10DEV-PV
57FC003-OP
57FC004-OP
57FC005-OP
57FC006-OP
57FC007-OP
57FC008-OP
57FC009-OP
57FC010-OP
57VC008-PV
57MAXSKN-PV
57FC002-PV
57PC021-PV
57FC067-OP
57PC001-OP
57TC064-PV
57FC011-OP
57FFC012-OP
57LC001-OP
57FC015-OP
57FC031-OP
57FC014-OP
57FI070-PV
57FC019-OP
57FFC016-OP
57FFC016-PV
Descrizione
Ossigeno cella 1
Ossigeno cella 2
Pressione zona convettiva forno
Pressione Flue line
Flusso Fuel Gas
Flusso Fuel Gas
Temperatura media uscita forno
Deviazione temperatura passo 1
Deviazione flusso passo 1
Flusso Passo 1
Flusso Passo 2
Flusso Passo 3
Flusso Passo 4
Flusso Passo 5
Flusso Passo 6
Flusso Passo 7
Flusso Passo 8
Duty al forno B5701
Massima temperatura di skin
Carica totale
Carica a forno B5701
Reintegro da serbatoio
Zona Flash
Temperatura di testa
Riflusso freddo DLV
Riflusso caldo DLV
Livello DLV
Riflusso freddo DMV
DMV a serbatoio
DMV a HDC
DMV a colonna
Riflusso freddo DPV
Riflusso caldo DPV
Riflusso caldo DPV
Commento
Calcolata
Calcolata
Calcolata
Calcolata
Calcolata
Calcolata
Calcolata
Calcolata
Calcolata
Calcolata
Calcolata
Calcolata
Calcolata
Calcolata
Calcolata
Calcolata
Calcolata
Calcolata
2.4 Step Test
57FC017-OP
57FC017-PV
57LC003-OP
57FC071-OP
57FC020-OP
57FFC018-OP
57FC072-OP
57FC073-OP
57TI046-PV
57FC022-OP
57FC023-OP
57FC023-PV
57FC025-OP
57LC005-OP
47
DPV a griglie
DPV a griglie
Livello DPV
DPV a HDC
DPV a FCC
DPV a C22/C01
DPV a C02
DPV da C08
Livello DPV
Lavaggio con SW
Attualmente non in uso
SW
SW
Quench di fondo colonna
Livello fondo colonna
Tabella 2.3: Variabili controllate
2.4
Step Test
Preliminarmente alla fase di Step Test vera e propria sono stati effettuati i
controlli riportati in Tab.2.6. Non tutti i problemi sono stati risolti, in particolare la situazione è rimata attualmente inalterata per la 57FC040, dove la
valvola rimane fortemente non lineare. Di tali problemi è rimasto inalterato
quello sulla 57FC40 in quanto l’unica soluzione ottimale sarebbe la sostituzione
della valvola, impensabile per motivi economici e tecnici. È stato comunque
richiesta l’installazione di un posizionatore per tale valvola che, seppur non
eliminando il problema, potrebbe in futuro in parte mitigarlo. Il livello del
piatto dello SW è stato portato fino ad un livello del 30%, ovvero sotto il livello di tracimazione stimato. Durante tale prova è stata avviata anche la pompa
57J05B che è stata trovata inefficiente e quindi richiesta la sua manutenzione.
È inoltre stato eliminato il degrado della 57TC60 per fondo scala della FI070
e staccata la cascata di controllo TC080 con FC019 per passare sotto la nuova
forma di controllo.
Per effettuare gli step test sull’impianto è stato utilizzato il software Aspen
R
. SmartStep è un sistema automatico di step con un controllore
SmartStep
integrato il cui scopo è quello di mantenere il processo all’interno di ben definiti
vincoli operativi. SmartStep necessita in linea di principio di un iniziale modello del sistema per poter fornire azioni di controllo ma può essere usato anche
senza un modello reale diventando solo un generatore casuale di step che, se
a media nulla, non dovrebbero andare a modificare l’andamento del processo.
48
Tag
Descrizione
57PC021-SP
Carica al forno
57HC110-OP
Residuo atmosferico caldo
57FFC003-SP
Flusso passo 1
57FFC004-SP
Flusso passo 2
57FFC005-SP
Flusso passo 3
57FFC006-SP
Flusso passo 4
57FFC007-SP
Flusso passo 5
57FFC008-SP
Flusso passo 6
57FFC009-SP
Flusso passo 7
57FFC010-SP
Flusso passo 8
57TC030-SP
57PC001-SP
Pressione Flash zone
57PC010-OP
Pressione operativa forno
57PC020-OP
Pressione nella Flue line
57FC011-SP
Riflusso freddo DLV
57FFC012-SP
Riflusso caldo DLV
57TC060-SP (o FC019) Temperatura estrazione DLV
57FC015-SP
Riflusso freddo DMV
57FC014-SP
DMV ad HDC
57FC071-SP
DPV ad HDC
57FC020-SP
DPV ad FCC
57FFC018-SP
Flusso al C22
57FC072-SP
Flusso al C02
57FFC016-SP
Riflusso caldo DPV
57FC017-SP
Lavaggio griglie con DPV
57FC023-OP
Slop Wax a stoccaggio
57TC032-SP
Temperatura riciclo TAR
57PC052-SP
Pressione TAR a stoccaggio
Commento
Massimizzare
Massimizzare
Massimizzare
Massimizzare
Massimizzare
Massimizzare
Massimizzare
Massimizzare
Massimizzare
Minimizzare
Massimizzare
Minimizzare
Massimizzare
Massimizare
Massimizzare
Tabella 2.4: Variabili manipolate
Tag
Descrizione
Commento
TIEXTPV
Temperatura ambiente ◦ C
57FC041-SP Fuel Oil
t/h
Tabella 2.5: Variabili feedfoward
2.4 Step Test
Tag
57LC004
57FFC016
57FC017
57FC023
57FC040
49
Descrizione
Livello SW
Lavaggio griglie DPV
Riflusso caldo DPV
Prelievo SW
Fuel Gas a forno
Area
Descrizione
Indicatore
Controllo funzionalità
Indicatore e Valvola Controllo generale
Indicatore e Valvola Controllo generale
Indicatore
Controllo misura
Valvola
Valvola non lineare
Tabella 2.6: Problemi riscontrati
Figura 2.15: Trend sui passi del forno durante StepTest
In Fig.2.15 possiamo notare il funzionamento di SmartStep impegnato negli
step agli otto passi del forno Vacuum.
Il vantaggio fondamentale del sistema è quello di poter funzionare autonomamente e senza una supervisione continua se non da parte degli operatori
normalmente impiegati nella normale supervisione degli impianti. In tal modo
il sistema è stato in grado di funzionare in maniera pressochè continua per
una intera settimana lavorativa effettuando diversi step sulle diverse variabili
di diversa entità e durata, collezzionando cosı̀ una buona mole di dati che sono
stati utilizzati al fine di identificare il processo, come vedremo nella prossima
sezione.
Per il suo funzionamento e per il miglior controllo lo SmartStep è stato
diviso in due test group, uno per la parte del forno e uno per la parte della
colonna, inserendo le variabili coinvolte rispettivamente dalle Fig.C.3 e Fig.C.2.
In tal modo è stato possibile effettuare test solo ad una parte dell’impianto,
evitando di andare a muovere troppe variabili contemporaneamente.
50
Inoltre, dato lo stretto legame esistente tra l’unità Vacuum e DP1, dovuto
alla sempre più forte integrazione termica tra le due unità è stato deciso di
implementare il futuro multivariabile come sotto controllore del già esistente
controllore DMC-DP1, rendendolo non critico ma con allarme in console in
caso di caduta del servizio.
2.5
Identificazione del modello
In questa sezione presenteremo i risultati più significativi emersi in seguito
all’identificazione dell’impianto. Nello specifico prenderemo in esame tre curve
per la sezione forno e altrettante per la sezione di frazionamento.
2.5.1
Sezione Forno - 57FC067BPV per 57HC110IVP
Con riferimento alla Fig.2.16 possiamo notare la risposta al gradino della
57FC067BPV, flusso di carica da stoccaggio, in seguito ad una variazione unitaria della 57HC110IVP, flusso di carica diretto da Topping 1 (mini integrazione). La curva è facilmente spiegabile notando che l’apertura della 57HC110
provoca un innalzamento della pressione di ingresso forno (57PC021), con relativo scostamento PV - SP. A questo punto entra in azione il loop di controllo
PID in cascata sulla 57FC067B che ne provocherà la chiusura. Notiamo l’assenza di tempo morto in quanto l’apertura della mini integrazione provoca
un’immediato innalzamento della pressione di ingresso forno con un’altrettanto immediata chiusura della carica da stoccaggio. L’abbondante overshoot è
invece spiegabile con il forte tempo morto presente tra lo slave e l master della cascata sopra indicata, infatti tra il reintegro e il pressostato 57PC021 è
presente tutto il treno di preriscaldo che rallenta l’azione dello slave.
2.5.2
Sezione Forno - 57MAXSKIN per 57FFC003SP
In Fig.2.17 è riportata la risposta al gradino della 57MAXSKIN, variabile controllata calcolata come il massimo delle temperature di skin presenti nel forno,
in risposta all’aumento di portata di un passo. Notiamo la presenza di un
tempo morto pari a circa 2 minuti dovuti all’inerzia intrinseca del sistema,
succeduto da un lieve overshoot provocato dal raffreddamento del forno dovuto all’aumento di materia da riscaldare. A questo punto si fa sentire lo
scostamento PV - SP del controllo di temperatura del forno, entra in funzione il loop di controllo PID in cascata con la duty provocando un aumento di
portata del combustibile che ripristinerà la temperatura. A steady state la
2.5 Identificazione del modello
51
Figura 2.16: 57FC067BPV per 57HC110IVP
temperatura massima di skin aumenterà poichè i passi la cui portata è rimasta
invariata risentiranno dell’aumento di duty.
2.5.3
Sezione Forno - 57FC040IVP per 57TC030SP
In Fig.2.18 è riportata la risposta al gradino della 57FC040 all’aumento di SP
della temperatura del forno. Come detto in precedenza tale controllo era stato
reputato critico in fase di studio preliminare in quanto la valvola era stata
trovata fortemente non lineare e non era stato possibile trovare una soluzione
tecnica immediata. La curva identificata riporta in pieno tale caratteristica
della valvola, le oscillazioni continuerebbero anche a steady state ma, in fase
progettuale si è deciso di imporre un valore di stazionario per rendere il controllore più robusto. Dal punto di vista pratico, infatti, la presenza di una
curva che non raggiunge un valore di stazionario e che continua a pendolare
innesca una serie di azioni di controllo che provocano inutili oscillazioni all’intero impianto, degradando quindi le performance generali del controllore.
52
Figura 2.17: 57MAXSKIN per 57FFC003SP
Figura 2.18: 57FC040IVP per 57TC030SP
2.5.4
53
Sezione Frazionatrice - 57TC064 per 57FC011SP
In Fig.2.19 è riportata la risposta al gradino della temperatura di testa alla
variazione unitaria del riflusso freddo DLV. All’apertura della valvola viene
immesso in testa colonna prodotto freddo che farà diminuire immediatamente
la temperatura e contemporaneamente diminuirà la pressione di testa per la
conseguente condensazione di prodotto. L’abbassamento di pressione favorirà
quindi la salita in testa colonna di prodotto leggero e caldo che dinamicamente
tenderà a frenare l’abbassamento della temperatura. Questo giustifica la gobba
presente al 10◦ minuto.
Figura 2.19: 57TC064 per 57FC011SP
2.5.5
Sezione Frazionatrice - 57LC005IVP per 57TC030SP
In Fig.2.20 è riportata la variazione della valvola regolatrice del 57LC005 all’aumento di un grado della temperatura di transfer. Come ovvio attendersi
all’aumentare di data temperatura si assiste ad una diminuzione del livello di
fondo colonna dovuto alla maggiore vaporizzazione in zona flash. A questo
punto la valvola regolatrice chiude e provoca un modesto overshoot dovuto ad
un tuning particolarmente aggressivo.
54
Figura 2.20: 57LC005IVP per 57TC030SP
2.5.6
Sezione Frazionatrice - 57LC003IVP per 57FC017SP
In Fig.2.21 è riportata la curva che con tutta probabilità fornirà i maggiori
benefici in termini economici di tutto il progetto. In particolare è possibile
vedere come un aumento di 1t/h di DPV al lavaggio griglie provochi a stazionario una chiusura del 3% della valvola di stoccaggio DPV, con una attuale
perdita netta di prodotto non del tutto giustificata.
2.5.7
Sezione Integrazione Termica - 53CALSVIL per
57HC110IVP
In Fig.2.22 è riportata la prima delle tre curve di interazione tra Topping e
Vacuum. Il delle curva è che all’apertura della valvola di mini integrazione
termica Topping - Vacuum, che invia residuo atmosferico caldo direttamente
all’unità Vacuum, il forno Topping dovrà sviluppare più calorie per mantenere
una temperatura di transfer costante. Questo perché tutto il residuo atmosferico inviato al Vacuum direttamente viene sottratto al preriscaldo carica
Topping che quindi arriverà più fredda al relativo forno.
Figura 2.21: 57LC003IVP per 57FC017SP
Figura 2.22: 53CALSVIL per 57HC110IVP
55
56
2.5.8
Sezione Integrazione Termica - B5701DUTY per
53FC065SP
In Fig.2.23 possiamo vedere chiaramente l’effetto dell’integrazione termica. All’apertura della valvola 53FC064SP, TAR Vacuum a preriscaldo carica Topping, possiamo vedere come il forno Vacuum debba aumentare la propria duty
per mantenere una temperatura costante, quest in quanto il TAR ceduto al
preriscaldo carica Topping viene sottratto a treno di preriscaldo carica Vacuum, in altre parole si va a sgravare il forno Topping ma ad appesantire
quello Vacuum.
Figura 2.23: B5701DUTY per 53FC065SP
2.5.9
Sezione Integrazione Termica - 57LC005IVP per
53FC065SP
Infine in Fig.2.24 possiamo notare come all’apertura della stessa valvola il livello di fondo colonna Vacuum venga improvvisamente a mancare con un’ovvia
chiusura della valvola di regolazione del livello. Notiamo anche un leggero
overshoot dovuto al tuning del controllore PID.
2.6 Strategia del controllore
57
Figura 2.24: 57LC005IVP per 53FC065SP
2.6
Strategia del controllore
Durante il commissioning del controllore si sono verificate le predizioni del
controllore mediante il software Aspenwatch a verifica delle curve identificate.
Inoltre è stata verificata la strategia ed il tuning del controllore che possono
essere impostate rispettivamente mediante i parametri di costo per le variabili
manipolate e gli ECE dinamici e stazionari per le variabili controllate. La
strategia è impostata mediante un file excel settando i valori di costo delle
manipolate che fissano una priorità di utilizzo di date variabili per mantenere
le variabili dipendenti in controllo. Gli ECE fissano invece la priorità nel
mantenere le variabili dipendenti in controllo e la loro rapidità nel raggiungere
il valore di stazionario.
Per quanto riguarda i costi sulle manipolate si è dato il costo più alto (10) alle 57FFC016SP e 57FC017SP la cui minimizzazione è il vero scopo del controllore come precedentemente discusso. Altra variabile con costo positivo (0.1) e
quindi con una strategia di minimizzazione è stata la 57FFC012SP, unico altro
riflusso caldo presente in colonna. Un costo molto basso (-100) è invece stato
impostato per la temperatura di transfer 57TC030SP al fine di procedere alla
sua massimizzazione per un miglior taglio della colonna, seguito subito dopo
da tutti i SP dei passi che ovviamente devono essere massimizzati secondo una
visione di massima carica possibile all’impianto, come pure alla 57FC071SP,
58
carica DPV ad impianto HDC che deve essere sempre massimizzata per poter
raggiungere i benefici economici precedentemente illustrati.
Gli ECE sono invece stati calcolati secondo delle considerazioni base comuni
seconde le quali gli OP delle valvole hanno ECE molto bassi (alta priorità
di controllo) in quanto una eventuale perdita di controllo (saturazione della
valvola) per date variabili controllate significherebbe entrare in una regione
operativa non lineare con una inconsistenza di tutte le curve identificate, si
andrebbe quindi a controllare l’unità con modelli dell’impianto del tutto falsati.
Subito dopo le valvole vengono Temperature e pressioni la cui eventuale perdita
di controllo potrebbero significare upset all’impianto, scarichi indesiderati a
blow down o peggio, problemi meccanico - strutturali all’impianto stesso. Per
ultime vanno tenute in controllo le qualità stimate dei prodotti, in quanto sono
evidentemente di importanza inferiore anche se ovviamente non trascurabile.
2.7
Conclusioni e Valutazioni
Naturalmente ad oggi non è possibile stimare quali siano stati i benefici economici effettivi derivanti dall’implementazione del controllore ma, a posteriori,
è possibile effettuare una valutazione sulle scelte progettuali effettuate. Per
prima cosa si segnala che la scelta di realizzare il DMC Vacuum come sottocontrollore del controllore DP1 ha portato ad una matrice di controllo dimensionalmente molto grande ma con sole tre curve a legare variabili Vacuum
con variabili Topping che sono state discusse nel paragrafo precedente. Ci si
chiede quindi se questi tre legami possano giustificare la realizzazione di un
unico controllore con i problemi che ne derivano o se dati tre legami potessero
essere gestiti come disturbi nei singoli controllori.
Effettivamente durante l’incontro con il personale operativo sono state proposte delle modifiche al controllore per poter tenere in considerazione i legami
stretti presenti tra le due unità. Un problema di alta pressione in testa colonna
Vacuum sarebbe, per esempio, facilmente risolvibile appesantendo la miscela
gasoli Topping, portando via dal residuo atmosferico la sua parte leggera, ovvero quella parte di prodotto che va a dare problemi alla pressione Vacuum,
tutte possibilità che ad oggi il controllore non tiene in considerazione. Una
modifica al controllore verso questa direzione era stata pensata in sede di commissioning ma, le troppe relazioni da inserire con le seguenti problematiche di
debug e di efficienza del controllore hanno fatto propendere ad escludere data
possibilità. In vista di una sempre maggior integrazione delle due unità allo
scopo di favorire lo scambio termico e l’ovvio risparmio energetico si potrebbe
pensare in futuro la separazione dei due controllori e l’implementazione di un
“composite” in grado di gestire in maniera coordinata i due controllori. Una
2.7 Conclusioni e Valutazioni
59
maggiore modularità infatti consentirebbe di semplificare l’implementazione
dei singoli controllori e di formare nel prossimo futuro un controllo a catena
Topping Vacuum Visbreaker. Si sottolinea comunque che ad oggi il “composite” è una tecnologia giovane e un solo progetto è stato avviato a livello
di circuito presso la Raffineria di Gela spa per la gestione degli impianti di
Topping e Cooking.
60
Appendice A
Terminologia DMCplus
Di seguito viene riportata la descrizione dei termini chiave utilizzati nell’ambito
del DMCplus.
• Variabili Manipolate (MV) Una variabile manipolata rappresenta
una “maniglia” utilizzabile per controllare e/o dirigere il processo. Normalmente le variabili manipolate sono i setpoint dei controllori PID esistenti oppure le uscite (OP) delle valvole o dei controllori usati in manuale. Per esempio, i controllori di carica, di temperatura e di pressione
possono essere delle variabili manipolate. Il Controllore DMCplus muoverà questi setpoint e/o OP nello stesso modo cui un Operatore farebbe per soddisfare gli obiettivi di controllo fissati. Queste variabili sono
spesso indicate come variabili indipendenti perché possono essere settate
indipendentemente da altri setpoint e/o OP nel processo.
• Variabili Feedforward (FF) Una variabile Feedforward ha un impatto sul processo ma non può essere aggiustata dal Controllore DMCplus.
Una tipica variabile Feedforward è la temperatura ambiente, che influenza molte variabili di processo ma che non può essere manovrata dal DMCplus. Il Controllore può solo “vedere” le variazioni nella temperatura e
fare gli opportuni aggiustamenti in altre variabili manipolate per correggere il disturbo atteso. Anche queste variabili, come le MV, sono delle
variabili indipendenti in quanto sono indipendenti da altri setpoint e/o
OP nel processo.
• Variabili Controllate (CV) Una variabile controllata è una variabile
che varia in risposta alle variazioni di una variabile manipolata o di un
Feedforward. Le composizioni dei prodotti sono esempi di variabili controllate. Queste variabili sono spesso indicate come variabili dipendenti
perché il loro valore dipende da altri setpoint o variazioni nel processo.
61
62
Terminologia DMCplus
Non è possibile cambiare direttamente il valore di una variabile dipendente. Per cambiare una variabile dipendente, è necessario muovere una
o più variabili manipolate che hanno effetto su di essa.
• Time to SteadyState (TSS) Il time to steadystate o tempo a stazionario è l’intervallo di tempo necessario affinché una mossa su una
manipolata esaurisca completamente il suo effetto su una variabile controllata. Il tempo a stazionario per il Controllore DMCplus dell’unità
Vavuum è di 180 min.
• Modello Il modello fra una manipolata ed una controllata è l’effetto sulla variabile controllata di una mossa unitaria sulla variabile manipolata.
I modelli vengono costruiti durante gli step test e sono ricavati dall’osservazione diretta del comportamento dell’impianto (per questo motivo
vengono definiti empirici).
Appendice B
Tuning di un PID con metodo
Brambilla
Il metodo utilizzato comunemente in tutto il circuito delle raffinerie ENI per il
tuning dei convenzionali controllori PID è il metodo Brambilla. Tale metodo
è in gradi di fornire i parametri di tuning dei controllori garantendo una bassa
sovra-elongazione e la stabilità del sistema. Tale metodo viene qui illustrato
seguendo lo schema logico degli stessi ideatori [10].
Figura B.1: Schema di controllo
Facendo riferimento allo schema di controllo di Fig.B.1 ed eseguendo semplici calcoli facendo uso della teoria della trasformata di Laplace si ha che la
risposta del sistema ai segnali di controllo γ(s) e ai disturbi d(s) sarà pari a:
Y (s) =
1
P (s)C(s)
γ(s) +
d(s)
1 + P (s)C(s)
1 + P (s)C(s)
con un errore residuo
e(s) = γ(s) − Y (s) =
1
[γ(s) − d(s)].
1 + P (s)C(s)
63
64
Tuning di un PID con metodo Brambilla
per cui, ignorando il disturbo d(s), la funzione di trasferimento dell’intero
sistema in loop chiuso risulta essere:
F (s) =
P (s)C(s)
.
1 + P (s)C(s)
Esplicitando tale equazione per la funzione di controllo C(s) e fattorizzando
la funzione di trasferimento come prodotto di una funzione a fase non minima,
dovuta alla parte funzione di trasferimento del sistema P (s) a fase non minima
PN (s), per una funzione di controllo arbitraria F ∗ (s) in modo d’avere:
P (s) = PM (s) ∗ PN (s)
F (s) = PN (s) ∗ F ∗ (s)
otteniamo
C(s) =
F ∗ (s)
F (s)
=
P (s)[1 − F (s)]
PM (s)[1 − PN (s)F ∗ (s)]
Facciamo quindi riferimento ad un sistema del primo ordine con tempo di
ritardo tale per cui la funzione di trasferimento del sistema sotto esame risulta
essere:
kp
P (s) = e−θs
τs + 1
Tale sistema è di sicuro interesse per l’ambito di applicazione cui facciamo
riferimento in quanto molti sistemi possono essere considerati con buona approssimazione sistemi del primo ordine con tempo di ritardo o essere ridotti
ad esso senza troppa perdita di informazione.
A questo punto poniamo la parte arbitraria della funzione di trasferimento
a loop chiuso pari a:
1
,
F ∗ (s) =
λs + 1
approssimiamo l’esponenziale mediante un polinomio di Padè del primo ordine:
e−θs =
1 − (θ/2)s
1 + (θ/2)s
ed andiamo a sostituire nell’equazione di C(s) non andando a considerare i
termini di ordine superiore a quelli che sarebbero presenti nell’equazione di un
controllore PI convenzionale:
C(s) = Kc ∗
1 + τI s
τI s
65
otteniamo:
C(s) =
1 τ + θ/2 1 + (τ + θ/2)s
kp θ(λ/θ + 1) (τ + θ/2)s
con una ovvia corrispondenza dei parametri Kc e τI :
Kc =
1 τ + θ/2
kp θ(λ/θ + 1)
τI = (τ + θ/2)
Notiamo immediatamente che solo il parametro Kc dipende dal parametro
λ che determina la velocità della risposta del sistema di controllo mentre il
tempo integrale τI dipende solo dai parametri di processo τ e θ.
Il grafico di Fig.B.2 mostra i valori che devono essere considerati per c =
λ/θper garantire una massima sovraelongazione del 5%. Il grafico è stato ottenuto mediante simulazioni al calcolatore e raffigura il caso nominale con una
linea continua, un caso con un 20% di errore sul tempo di ritardo con linea tratteggiata lunga ed infine il caso di un processo di ordine superiore approssimato
ad uno del primo ordine con una linea punteggiata. L’esperienza suggerisce
di abbassare la forza dell’azione di controllo per valori di c inferiori a 0, 20
in quanto il guadagno diventa molto elevato portando ad una amplificazione
consistente del rumore.
Figura B.2: Coefficiente c per un modello del primo ordine con tempo di ritardo
(controllore PI)
66
Tuning di un PID con metodo Brambilla
Appendice C
Schemi di Raffineria
In questa sezione vengono riportati gli schemi dell’unità Vacuum della raffineria
di Sannazzaro ricavati dal sistema informativo aziendale che possono risultare
utili al lettore per meglio comprendere quanto qui esposto. In Fig.C.1 è inoltre
riportato lo schema generale della Raffineria.
67
68
Figura C.1: Flusso logico della Raffineria di Sannazzaro de’ Burgondi (PV)
69
Figura C.2: Schema controllo forno B-5701 e colonna E-5701
70
Figura C.3: Schema controllo forno B-5701
71
Figura C.4: Preriscaldo 1/2
72
Figura C.5: Preriscaldo 2/2
Bibliografia
[1] Eni s.p.a.,
Sito internet istituzionale.
http://www.eni.it
[2] Eni s.p.a.,
Slide Master
Raffinazione idrocarburi: Processi e Affidabilità
Università degli studi di Pavia
A.A. 2007/2008.
http://www.unipv.it/mast_eni
[3] Eni s.p.a.,
Materiale didattico per dipendenti:
La Raffineria di Sannazzaro de’ Burgondi.
[4] Eni s.p.a.,
Materiale didattico per dipendenti:
I principi fisici della distillazione.
[5] Eni s.p.a.,
Corso standard DMC Plus
Milazzo 2003.
[6] Eni s.p.a. - Raffineria di Sannazzaro,
Documento di valutazione del rischio
Unità Vacuum
Descrizione del processo produttivo.
73
74
BIBLIOGRAFIA
[7] Cutler C. R. e Ramaker B. L. (1979),
Dynamic matrix control - a compute control algorithm,
AIChE National Mtg Houston Texas.
[8] Francesco Maggi,
Controllo Preditivo decentralizzato di sospensioni di autoveicoli,
Università degli studi di Siena - Facoltà di Ingegneria,
Tesi di Laurea Specialistica.
[9] Alessandro Brambilla, Fabrizio Rossi,
Aspentech - driving process profitability
VDU Benefit Study and Functional Design Specification
for ENI Refinering and Marketing
Sannazzaro de B., Italy.
[10] A. Brambilla, S. Chen, C. Scall
Hydrocarbon Processing, November 1990
Robust Tuning of conventional controllers.
Giuliano
Leoni
Digitally signed by Giuliano Leoni
DN: cn=Giuliano Leoni, o=Università
degli studi di Padova, ou=Dipartimento
di Ingegneria dell'informazione,
[email protected], c=IT
Date: 2008.09.01 16:51:53 +02'00'

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