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过程控制与工艺设计一体化-科学出版社电子商务
发布时间:2019-10-12 05:36

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  中国石油大学(北京)学术专著系列 过程控制与工艺设计一体化 ——— 催化裂化装置动态机理建模与控制分析设计 罗雄麟 许 锋 著 北 京 内 容 简 介 本书对工业上常用的催化裂化装置类型建立了严格的动态机理模型。 首先,建立最基本的单提升管、单段密相床再生的催化裂化装置动态模型, 在此基础上建立包括两段式提升管、两段密相床再生、前置烧焦罐式两段再 生、催化剂循环系统、压力系统及分馏塔底和回炼系统等单元在内的扩展动 态模型。 然后,在催化裂化装置动态机理模型的基础上,对催化裂化装置的 动态特性以及稳定性进行了分析。 最后,运用过程控制与工艺设计一体化 研究的方法,基于催化裂化装置动态数学模型,对其常规控制结构选择问题 进行了分析和优化求解;从操作和控制的角度,对其裕量问题进行了动态分 析;在此基础上,对其控制与工艺集成优化设计问题进行了研究。 本书内容 涵盖化工动态学、过程控制、化工系统工程等多个学科专业的知识,反映了 最新进展。 本书可供从事过程控制的科研与工程技术人员,以及致力于过程系统 优化研究的工艺设计人员参考。 图书在版编目((CIP ))数据 (( )) 过程控制与工艺设计一体化/罗雄麟,许锋著畅 —北京:科学出版社,2008 (中国石油大学(北京)学术专著系列) ISBN 978唱7唱03唱021609唱0 Ⅰ畅 过… Ⅱ畅 ① 罗… ② 许… Ⅲ畅 ① 石油炼制- 流化催化裂化- 过程 控制 ② 石油炼制- 流化催化裂化- 工艺- 设计 Ⅳ畅 TE624畅4 中国版本图书馆CIP 数据核字(2008)第048881 号 责任编辑:杨 震 黄 海/ 责任校对:陈玉凤 责任印制:钱玉芬 / 封面设计:王 浩 出版 北京东黄城根北街 16 号 邮政编码:100717 http :// w ww 畅sciencep畅com 印刷 科学出版社发行 各地新华书店经销 倡 2008 年 4 月第 一 版 开本:B5 (720 × 1000) 2008 年 4 月第一次印刷 印张:13 1/2 印数:1 — 2 500 字数:257 000 定价: 40畅00 元 (如有印装质量问题,我社负责调换枙科印枛) 丛 书 序 大学是以追求和传播真理为目的,并为社会文明进步和人类素质提高产生重 要影响力和推动力的教育机构和学术组织。 1953 年,为适应国民经济和石油工业 发展需求,北京石油学院在清华大学石油系并吸收北京大学、天津大学等院校力量 的基础上创立,成为新中国第一所石油高等院校。 1960 年成为全国重点大学。 历 经 1969 年迁校山东改称华东石油学院,1981 年又在北京办学,数次搬迁,几易其 名。 在半个多世纪的历史征程中,几代石大人秉承追求真理、实事求是的科学精 神,在曲折中奋进,在奋进中实现了一次次跨跃。 目前,学校已成为石油特色鲜明, 以工为主,多学科协调发展的“211 工程”建设的全国重点大学。 2006 年 12 月,学 校进入“国家优势学科创新平台”高校行列。 在学校发展历程中,有着深厚的学术记忆。 学术记忆是一★◇▽▼•种历史的责任,也是 人类科学技术发展的坐标。 许多专家学者把智慧的涓涓细流,汇聚到人类学术发 展的历史长河之中。 据学校的史料记载:1953 年建校之初,在专业课中有 90 % 的 课程采用前苏联等国的教材和学术研究成果。 广大教师不断消化吸收国外先进技 术,并深入石油厂矿进行学术探索。 到 1956 年,编辑□◁整理出学术研究成果和教学 用书 65 种。 1956 年4 月,北京石油学院第一次科学报告会成功召开,活跃了全院 的学术气氛。 1957 ~ 1966 年,由于受到全国形势的影响,学校的学术研究在曲折 中前进。 然而许多教师继续深入石油生产第一线,进行技术革新和科学研究。 到 1964 年,学院的科研物质条件逐渐改善,学术研究成果以及译著得到出版。 党的 十一届三中全会之后,科学研究被提到应有的中心位置,学术交流活动也日趋活 跃,同时社会科学研究成果也在逐年增多。 1986 年起,学校设立科研基金,学术探 索的氛围更加浓厚。 学校始终以国家战略需求为使命,进入“十一五”之后,学校科 学研究继续走“产学研相结合”的道路,尤其重视基础和应用基础研究。 “ 十五”以 来学校的科研实力和学术水平明显提高,成为石油与石化工业的应用基础理论研 究和超前储备技术研究以及科技信息和学术交流的主要基地。 在追溯学校学术记忆的过程中,我们感受到了石大学者的学术风采。 石大学 者不但传道授业解惑,而且以人类进步和民族复兴为己任,做经世济时、关乎国家 发展的大学问,写心存天下、裨益民生的大文章。 在半个多世纪的发展历程中,石 大学者历经磨难、不言放弃,发扬了石油人“实事求是、艰苦奋斗”的优良作风,创造 了不凡的学术成就。 · ii · 过程控制与工艺设计一体化 学术事业的发展有如长江大河,前浪后浪,滔滔不绝,又如薪火传承,代代相 继,火焰愈盛。 后人做学问,总要了解前人已经做过的工作,继承前人的成就和经 验,在此基础上继续前进。 为了更好地反映学校科研与学术水平,凸显石油科技特 色,弘扬科学精神,积淀学术财富,学校从 2007 年开始,建立“中国石油大学(北京) 学术专著出版基金” ,专款资助教师们以科学研究成果为基础的优秀学术专著的出 版,形成枟中国石油大学(北京)学术专著系列枠丛书。 受学校资助出版的每一部专 著,均经过初审评议、校外同行评议、校学术委员会评审等程序,确保所出版专著的 学术水平和学术价值。 学术著作的出版覆盖学校所有的研究领域。 可以说,学术 专著的出版为科学研究的先行者提供了积淀、总结科学发现的•●平台,也为科学研究 的后来者提供了传承科学成果和学术思想的重要文字载体。 石大一代代优秀的专家学者,在人类学术事业发展尤其是石油石化科学技术 的发展中确立了一个个坐标,并且在不断产生着引领学术前沿的新军,他们形成了 一道道亮丽的风景线。 “莫道桑榆晚,为霞尚满天” 。 我们期待着更多优秀的学术 著作,在园丁们灯下伏案或电脑键盘的敲击声中诞生,展现在我们眼前的一定是石 大寥廓邃远、星光灿烂的学术天地。 祝愿这套专著系列伴随新世纪的脚步,不断迈向新的高度 ! 中国石油大学(北京)校长 2008 年3 月31 日 前 言 在传统的化工过程中,工艺设计和控制设计在完全分离的两个阶段中进行,存 在着脱节的问题,这往往使化工过程无法从整体上达到预期的性能要求。 对此,人 们提出在化工过程设计阶段就研究过程的可操作性和可控制性性能,即过程控制 与工艺设计一体化研究,通过对过程控制与工艺的集成设计,可使得过程设计具有 一定的操作弹性,同时,又可以降低设备投资和操作费用。 催化裂化装置是现代炼油厂石油深度加工的主体装置,其过程设计中同样存 在着工艺设计和控制设计脱节的问题,因此对催化裂化装置进行过程控制与工艺 设计一体化研究具有非常重要的意义。 通过对催化裂化装置的动态机理建模,研 究催化裂化装置的动态行为,这是催化裂化装置控制分析设计、过程控制与工艺设 计一体化研究的基础。 本书对工业上常用的催化裂化装置类型建立了严格的动态 机理模型,在此基础上,对催化裂化装置进行控制分析和设计,从过程控制与工艺 设计一体化研究的角度对催化裂化装置的动态裕量以及控制与工艺集成优化设计 问题进行了研究。 本书内容涵盖化工动态学、过程▪•★控制、化工系统工程等多个学科 专业的知识,反映了对催化裂化装置动态机理建模以及过程控制与工艺设计一体 化研究的最新进展,对于从事过程控制和工艺设计的科研及工程技术人员,本书具 有一定的学术价值和应用价值。 本书以过程控制与工艺设计一体化研究为主线,以催化裂化装置的动态机理 建模为基础。 共分 9 章:第 1 章为绪论;第 2 章对过程控制与工艺设计一体化研究 的基础理论进行全面介绍;第 3 章介绍催化裂化装置基本动态机理模型,即单提升 管单段密相床再生的催化裂化装置动态机理模型;第 4 章阐述催化裂化装置扩展 动态机理模型,包括两段式提升管反应器动态机理模型、两段密相床再生器动态机 理模型、前置烧焦罐式高效再生器动态机理模型、催化剂循环系统机理模型、压力 系统动态机理模型、分馏塔底和回炼系统动态机理模型等;第 5 章在催化裂化动态 机理模型的基础上,对催化裂化装置的动态特性及稳定性进行了分析;第 6 章对催 化裂化装置进行了常规控制结构的分析与设计,通过混合整数动态优化对催化裂 化装置的常规控制结构选择问题进行了求解;第 7 章运用化工系统工程的方法,基 于催化裂化装置的动态机理模型,从操作和控制的角度,用动态优化求解的方法对 催化裂化装置的裕量问题进行了动态分析,发现催化裂化装置的动态特性对催化 裂化装置的设计裕量有着重要的影响;第 8 章对催化裂化装置进行过程控制与工 艺集成优化设计,给出了催化裂化装置反应唱再生系统控制与工艺集成优化设计问 · iv · 过程控制与工艺设计一体化 题的数学描述,通过求解非劣解集合对工艺目标和控制要求进行折中处理,得到催 化裂化装置的控制与工艺集成优化设计结果;第 9 章对过程控制与工艺设计一体 化研究与催化裂化装置动态建模和控制分析设计的未来发展方向做了展望。 本书系中国石油大学(北京)学术专著系列之一,在此谨向校学术专著出版基 金委员会致谢。 过程控制与工艺一体化方面的研究工作在国内刚刚起步,在国外也仅有十来 年的研究历◇•■★▼史,希望本书起到一个抛砖引玉的作用,不足之处在所难免,敬请读者 提出宝贵意见。 目 录 丛书序 前言 第1 章 绪论……………………………………………………………………… (1) 第2 章 过程控制与工艺设计一体化基础……………………………………… (4) 2畅1 背景 …………………………………………………………………… (4) 2畅2 过程可控性分析 ……………………………………………………… (6) 2畅2畅1 可控性开环指示 ………………………………………………… (7) 2畅2畅2 过程动态特性的经济分析 ………………………………………… (8) 2畅3 常规控制结构选择 …………………………………………………… (9) 2畅3畅1 多回路PID 控制器超结构 ……………………………………… (10) 2畅3畅2 常规控制结构选择问题的数学描述 ……………………………… (11) 2畅4 控制与工艺集成优化设计…………………………………………… (12) 2畅4畅1 控制和工艺集成优化设计问题的数学描述………………………… (13) 2畅4畅2 混合整数动态优化算法 ………………………………………… (14) 2畅4畅3 集成优化设计与分步序贯设计的比较 …………………………… (19) 2畅5 合理设计裕量的确定………………………………………………… (21) 第3 章 催化裂化装置基本动态机理模型 …………………………………… (23) 3畅1 数学模型整体考虑…………………………………………………… (23) 3畅2 提升管反应器动态机理模型………………………………………… (25) 3畅2畅1 提升管反应器动态模型的建立 …………………………………… (25) 3畅2畅2 原料性质对催化裂化反应动力学的影响 ………………………… (32) 3畅2畅3 动态数学模型的空间离散化处理 ………………………………… (34) 3畅3 汽提段动态机理模型………………………………………………… (36) 3畅4 再生器动态机理模型………………………………………………… (37) 3畅4畅1 再生反应动力学与流化模型……………………………………… (37) 3畅4畅2 再生器动态模型 ………………………………………………… (38) 3畅5 考虑纯滞后的催化裂化装置动态数学模型………………………… (40) 3畅5畅1 催化裂化装置中的纯滞后时间 …………………………………… (40) 3畅5畅2 纯滞后时间在催化裂化装置动态模型中的体现 …………………… (41) 3畅6 催化裂化装置数学模型的求解和线性化…………………………… (42) · vi · 过程控制与工艺设计一体化 3畅6畅1 数学模型的求解 ………………………………………………… (42) 3畅6畅2 催化裂化装置动态数学模型的线性化 …………………………… (45) 第4 章 催化裂化装置扩展动态机理模型 …………………………………… (50) 4畅1 两段式提升管反应器动态机理模型………………………………… (50) 4畅1畅1 第一段提升管动态模型 ………………………………………… (51) 4畅1畅2 第二段提升管动态模型 ………………………………………… (52) 4畅1畅3 两段式提升管反应器汽提段动态模型 …………………………… (55) 4畅2 两段密相床再生器动态机理模型…………………………………… (56) 4畅2畅1 第一段再生器动态模型 ………………………………………… (56) 4畅2畅2 第二段再生器动态模型 ………………………………………… (59) 4畅3 前置烧焦罐式高效再生器动态机理模型…………………………… (61) 4畅3畅1 烧焦罐动态模型 ………………………………………………… (61) 4畅3畅2 高效再生器二密相床动态模型 …………………………………… (68) 4畅4 两器压力平衡与催化剂循环速率的计算…………………………… (71) 4畅4畅1 待生线路压力平衡 ……………………………………………… (71) 4畅4畅2 再生线路压力平衡 ……………………………………………… (72) 4畅4畅3 催化剂内循环线路压力平衡……………………………………… (72) 4畅5 压力系统动态机理模型……………………………………………… (73) 4畅5畅1 沉降器压力动态模型 …………………………………………… (73) 4畅5畅2 分馏塔压力动态模型 …………………………………………… (74) 4畅5畅3 分馏塔顶油气分离罐压力动态模型 ……………………………… (76) 4畅5畅4 再生器压力动态模型 …………………………………………… (77) 4畅6 分馏塔底和回炼系统动态机理模型………………………………… (78) 第5 章 催化裂化装置动态特性及稳定性分析 ……………………………… (80) 5畅1 催化裂化装置动态模拟结果………………………………………… (80) 5畅2 催化裂化装置动态特性分析………………………………………… (93) 5畅2畅1 动态特性分析 …………………………………………………… (93) 5畅2畅2 动态特性分析结论 ……………………………………………… (97) 5畅3 催化裂化装置稳定性分析…………………………………………… (98) 5畅3畅1 不作任何控制时系统的稳定性 …………………………………… (98) 5畅3畅2 在控制藏量的条件下系统的稳定性……………………………… (103) 5畅3畅3 系统稳定性分析综合仿真 ……………………………………… (113) 5畅4 两段式提升管催化裂化装置动态特性及稳定性分析 …………… (116) 5畅4畅1 两段式提升管催化裂化装置反应温度控制开环动态模拟 ………… (116) 5畅4畅2 两段式提升管催化裂化装置反应温度控制闭环动态模拟 ………… (118) 目 录 · vii · 5畅4畅3 两段式提升管催化裂化装置稳定性分析 ………………………… (120) 第6 章 催化裂化装置控制结构分析与设计………………………………… (121) 6畅1 变量分析 …………………………………………………………… (121) 6畅2 催化裂化装置常规控制结构选择问题的数学描述 ……………… (123) 6畅2畅1 催化裂化装置过程动态数学模型 ……………………………… (124) 6畅2畅2 多回路数字PID 控制器结构及其动态数学模型 ………………… (124) 6畅2畅3 目标函数 ……………………………………………………… (125) 6畅2畅4 数学描述 ……………………………………………………… (125) 6畅3 混合整数动态优化算法 …………………………………………… (126) 6畅3畅1 求解原理 ……………………………………………………… (126) 6畅3畅2 简单示例 ……………………………………………………… (128) 6畅4 催化裂化装置常规控制结构选择问题的求解结果 ……………… (131) 第7 章 催化裂化装置设计裕量的动态分析………………………………… (137) 7畅1 稳态裕量和动态裕量 ……………………………………………… (137) 7畅2 主风裕量的动态分析 ……………………………………………… (139) 7畅2畅1 主风稳态裕量的优化计算 ……………………………………… (140) 7畅2畅2 主风动态裕量的优化计算 ……………………………………… (141) 7畅2畅3 主风裕量的实例分析 …………………………………………… (144) 7畅3 藏量和主风裕量的综合动态分析 ………………………………… (152) 7畅3畅1 藏量和主风稳态裕量的优化计算 ……………………………… (152) 7畅3畅2 藏量和主风动态裕量的优化计算 ……………………………… (153) 7畅3畅3 藏量和主风裕量的实例分析 …………………………………… (156) 7畅4 设计裕量与控制性能的关系 ……………………………………… (164) 第8 章 催化裂化装置控制与工艺集成优化设计…………………………… (168) 8畅1 控制与工艺集成设计概述 ………………………………………… (168) 8畅2 催化裂化装置集成优化设计问题的数学描述 …………………… (169) 8畅2畅1 过程动态数学模型……………………………………………… (169) 8畅2畅2 控制器结构及其动态数学模型 ………………………………… (170) 8畅2畅3 过程不确定性数学模型 ………………………………………… (171) 8畅2畅4 过程约束 ……………………………………………………… (173) 8畅2畅5 目标函数 ……………………………………………………… (174) 8畅2畅6 数学描述 ……………………………………………………… (174) 8畅3 催化裂化装置集成优化设计问题的求解方法 …………………… (175) 8畅3畅1 多目标优化 …………………………………………………… (175) 8畅3畅2 混合整数动态优化……………………………………………… (177) · viii · 过程控制与工艺设计一体化 8畅3畅3 权衡 …………………………………………………………… (179) 8畅4 集成优化设计结果 ………………………………………………… (179) 第9 章 展望…………………………………………………………………… (189) 附录 催化裂化装置反应唱再生系统工艺计算 ……………………………… (191) 再生器燃烧计算…………………………………………………………… (191) 再生器热平衡计算………………………………………………………… (193) 反应器热平衡计算………………………………………………………… (195) 再生器烧焦计算…………………………………………………………… (197) 参考文献………………………………………………………………………… (200) 第 1章 绪 论 化工过程应该设计为能够在满足所有工艺要求和操作约束的条件下达到经济 最优的一个系统,因此,希望设计能在经济最优的稳态点操作。 然而,由于实际过 程中存在着干扰等不确定因素,在工艺条件变化或存在干扰时,实际过程在操作运 行时表现为动态变化,这会导致过程操作偏离稳态最优,甚至无法操作。 对此,人们提出在进行过程设计时,工艺设计的确定应当与过程的动态分析和 控制系统的设计结合起来,进行过程控制与工艺设计一体化研究。 通过对过程控 制与工艺的集成设计,达到过程设计同时具有良好的经济性能和控制性能,在降低 设备费用和实现良好的过程操作之间取得和谐的平衡,其意义是非常明显的。 人们很早就意识到进行过程控制与工艺设计一体化研究的优势,在早期的化 工系统工程研究中对此方面的问题已经有了初步的数学描述。 但由于过程控制与 工艺集成设计需要求解规模很大的混合整数动态优化问题,而过程本身的复杂性 导致其求解十分困难,在计算机运算速度没有获得明显提高以前,对其求解基本没 有可能。 20 世纪 90 年代中期以后,随着计算机运算速度的极大提高,优化算法也获得 进一步改善,过程控制与工艺设计一体化研究,特别是过程控制与工艺集成优化设 计,在国外得到较大发展。 Pistikopoulos、Perkins、 Mohideen、Bansal、 Kookos、 Sakizlis、Schweiger、Floudas 等学者在这方面的研究取得了很多进展,特别是英国 帝国大学对控制和工艺集成优化设计问题给出了统一的求解框架和求解方案,提 出了有效的动态优化算法,开发了相关的流程模拟和动态优化软件,并在精馏塔的 工艺设计上进行了应用,降低了过程的投资费用和操作费用,同时改善了系统的控 制性能,使过程操作逼近了稳态最优点,具有更高的经济效益。 经过近十几年◆■来的发展,国外过程控制与工艺设计一体化研究已经具备了一 定的理论基础,在实际应用中也初步显示了优势,但在国内研究方面尚存在相当大 的空白。 主要原因是过程控制与工艺设计一体化研究需要控制、化工、计算机等多 学科多专业的知识,而国内控制学科和化工学科分别设置,对于主要从事过程控制 的科研人员来说,由于对炼油、化工过程了解不够,无法进行此方面的研究;对于从 事工艺设计的科研人员来说,由于对过程控制也了解不够,对过程动态对工艺设计 的影响不够重视,对化工系统工程方面的研究更侧重于研究过程稳态特性,包括过 程灵敏度分析、稳态设计裕量的确定等。 故过程控制与工艺设计一体化研究在国 · 2 · 过程控制与工艺设计一体化 内鲜见报道。 流化催化裂化装置(fluid catalytic cracking unit ,FCCU)是现代炼油厂石油深 度加工的主体装置,其中最重要和最复杂的部分就是反应唱再生系统(简称反再系 统或两器) ,其设计和控制是一个富有挑战性的课题。 一方面从设计的角度看,催 化裂化装置许多参数随时间变化并存在不确定性,如原料的频繁改变、生产方案调 整、设备状况的变化,要求在过程设计时必须留出足够的设计裕量,以保证在过程 条件发生变化时操作控制能够适应这些变化,满足生产和操作要求;另一方面从控 制的角度看,催化裂化装置多目标、多变量互相关联,动态特性较为复杂,同时要求 运行必须安全可靠,变量存在严格的约束限制,可调措施少,控制的难度也比较大。 当前催化裂化装置的过程设计存在着工艺设计和控制设计脱节的问题。 工艺 设计主要是在稳态条件下进行,工艺人员通常是根据设备条件以及工艺条件的可 能变化,参考设计经验和一些设计准则来决定设计裕量的大小,对于为实现良好的 操作而留出的裕量并没有进行自觉和定量的分析。 于是,裕量太大,操作弹性虽然 大,但设备▲★-●投资增加;裕量太小,操作困难,有时无法满足过程条件的变化。 同时,由于实际过程在操作运行时表现为动态变化并且存在一定的控制系统, 在工艺条件变化或存在干扰时,过程变量一般表现为随时间缓慢变化,并有可能出 现衰减振荡,而非工艺设计中想像的阶跃或直线变化,设计裕量中应当考虑这种动 态调节过程,否则操作将会是不可实现的。 因此,在进行工艺设计时,设计裕量的 确定应当与过程的动态分析和控制系统的设计结合起来,进行过程控制与工艺设 计一体化研究。 由于催化裂化装置本身的复杂性,动态机理建模十分困难,模型维数高,不确 定因素多,优化求解也比较困难,故对催化裂化装置进行过程控制与工艺设计一体 化研究在国内外均未见报道。 作者从 20 世纪 90 年代开始从事对催化裂化装置动 态机理建模的研究,到目前已建立比较完善的各种类型的催化裂化装置的动态机 理模型,模型精度较高,足以满足过程控制以及操作分析的各方面要求,已用于多 套催化裂化装置的先进控制,这为催化裂化装置的过程控制与工艺设计一体化研 究打下了坚实的基础。 本书从工艺设计和过程动态学两个角度对各种类型的催化裂化装置的动态机 理模型进行了较为全面的分析与讨论。 首先,建立最基本的单提升管、单段密相床 再生的催化裂化装置动态机理模型,在此基础上建立包括两段式提升管、两段密相 床再生、前置烧焦罐两段再生、催化剂循环系统、压力系统、分馏塔底和回炼系统等 单元在内的扩展动态模型;然后,在催化裂化装置动态机理模型的基础上,以单提 升管前置烧焦罐式催化裂化装置为例,对催化裂化装置动态机理模型进行阶跃测 试,分析其动态特性,对非线性动态机理模型进行线性化,求取稳态工作点附近线 性动态模型的特征值,分析其稳定性,并进一步对两段式提升管前置烧焦罐式催化 第1 章 绪 论 · 3 · 裂化装置的动态特性及稳定性进行了分析。 在催化裂化装置动态机理模型的基础上,可以对催化裂化装置进行过程控制 与工艺设计一体化研究,对催化裂化装置的控制结构、设计裕量、集成优化设计等 问题进行探讨。 本书首先对催化裂化装置的常规控制结构选择问题进行了分析和优化求解, 然后通过动态分析的方法对催化裂化装置的设计裕量进行研究,主要针对催化裂 化装置中的再生器进行设计裕量的动态分析,对再生器主风和藏量的设计裕量进 行定量的分析和估算;最后对催化裂化装置进行控制与工艺集成优化设计,获得具 有稳态工艺最优和良好动态性能的过程系统,在降低设备投资费用和实现良好的 过程操作之间取得和谐的平衡。 本书基于催化裂化装置动态机理模△▪▲□△型,在过程控制与工艺设计一体化研究方 面主要有以下研究内容: (1) 以单提升管单段再生的催化裂化装置为例,给出了常规控制结构选择问 题的数学描述,将其转化为带有 0唱1 变量约束的混合整数动态优化问题,并通过将 0唱1 变量松弛化、引入附加等式约束的方法对其进行了求解,得到了催化裂化装置 反应唱再生系统多回路 PID 控制器优化的控制结构和控制器参数。 (2) 以单提升管单段再生的催化裂化装置为基础,分别用稳态优化和动态优 化的方法对催化裂化装置再生器在不同控制系统、工艺条件和设备状况变化条件 下的主风与藏量的稳态裕量和动态裕量进行了求解,研究不同过程动态特性以及 控制系统对设计裕量的影响。 (3) 从过程动态模型、控制结构模型、过程不确定性模型、过程稳态起始点约 束、生产要求和操作约束以及目标函数等方面给出了催化裂化装置反应唱再生系统 控制与工艺集成优化设计问题的数学描述,通过 ε唱约束法将控制目标函数转化为 一系列控制要求约束,求解非劣解集合进行折中处理,找到兼顾工艺要求和控制要 求的催化裂化装置优化设计方案。 目前,随着流程工业对产品质量、经济效益和环境保护要求的日渐提高,越来 越多的因素迫使工程设计人员必须在过程设计阶段考虑过程动态控制性能的影 响;而且工业装置趋向于大型化、集成化、复杂化发展,各个工业单元之间具有复杂 的相互影响,这些工业装置对于过程的动态性能和控制系统的设计提出了更高的 要求,在过程工艺设计同时考虑过程可操作性和控制性能变得日益必要。 过程的 控制性能和动态操作在过程设计中的重要性日益提高,过程控制与工艺设计一体 化研究必将受到国内外工艺设计领域和过程控制领域内研究人员的重视。 第 2章 过程控制与工艺设计一体化基础 本章对过程控制与工艺设计一体化的基础理论进行了概括和阐述,从过程可 控性分析、常规控制结构选择、过程控制与工艺集成优化设计、合理设计裕量的确 定等方面介绍了其主要研究内容、基础理论、近年来的研究进展和取得的成果,分 析了它们的优点和存在的问题,并对其未来发展进行了展望。 2畅1 背 景 化工过程应该设计为能够在满足所有工艺要求和操作约束的条件下达到经济 最优的一个系统,因此希望设计在经济最优的稳态点操作。 然而,由于实际过程中 存☆△◆▲■在着各种不确定因素,经常导致过程操作偏离稳态最优,甚至无法操作,因此过 程的可操作性也是过程设计需要考虑的重要方面。 传统的化工过程工艺设计和控制设计在完全分离的两个阶段中进行,首先由 化工工程师基于稳态模型和稳态设计方法,利用现有的稳态模型计算操作参数、设 备结构参数,确定工艺设计;然后,在过程工艺设计完成以后由控制工程师以此作 为被控对象,设计配套的控制系统使过程在设计的最优点保持稳定的操作,我们称 其为过程工艺与控制序贯设计方法 (sequential design and control) ,具体过程如 图2唱1 所示。 传统的过程设计方法只在第二阶段控制设计时才会考虑过程的可操作性。 然 而,一个系统能够控制得如何,首先取决于被控过程的特性。 根据稳态最优准则设 计的过程往往由于设计裕量不足而可操作性较差,在外界扰动比较严重的情况下 可能无法操作。 所以,上述将化工装置和控制系统设计分别考虑的做法往往使化 工过程从整体上达不到预期的性能要求;为了满足更加平稳的生产操作要求,真正 实现最优的工艺设计,必须结合控制与工艺,从整体上考虑化工过程的设计、操作、 控制和优化。 此外,还有其他的因素迫使工程设计人员必须在过程设计阶段考虑过程动态 控制性能的影响,如越来越严格的产品质量和环▼▲境要求往往迫使过程需要在接近 操作约束处进行,市场条件的变化要求改变过程操作以取得更高的经济效益,要求 过程设计必须能够适应以上的变化;而且工业装置趋向于大型化、集成化、复杂化 发展,各个工业单元之间具有复杂的相互影响,这些工业装置对于过程的动态性能 第2 章 过程控制与工艺设计一体化基础 · 5 · 和控制系统的设计提出了更高的要求。 基于以上★△◁◁▽▼这些原因,过程的控制性能和动 态操作在过程设计中的重要性日益提高。 因此,在过程工艺设计的同时考虑过程 可操作性和控制性能变得日益必要。 图2唱1 过程工艺与控制序贯设计方法 人们为了解决这一问题,提出在早期设计阶段,即化工过程工艺设计阶段,就 研究过程的可操作性和控制性能,特别是对过程动态特性进行研究,这就是过程控 制与工艺设计一体化研究问题。 从 20 世纪 90 年代开始,人们日益重视到过程控制与工艺设计一体化研究的 重要性,已经提出一系列的方法用来确定过程控制和工艺设计的相互关系。 研究 方法主要集中在以下几个方面: 首先,人们容易想到的一个主要方法就是进行过程动态性能的仿真研究,以确 定所设计的过程是否满足控制的特性要求。 工程师通过进行多次动态仿真试验, 采用试差(trial and error)的办法获得具有“良好”性能(如较低的操作费用和快速 的动态响应)并满足过程操作约束的一系列过程参数。 尽管这一办法简单而又直 接,但这样不仅需要化工过程完善的动态模型;而且需要针对不同的输入、干扰、操 作条件、控制器结构和控制器参数进行一系列的仿真实验,不仅费时,而且参数的 搜索范围非常有限,特别是在参数数目增长的条件下,结果不能保证所得到的是 · 6 · 过程控制与工艺设计一体化 一个最优设计,甚至很难使所有约束都得到满足。 其次,对工艺设计所得的过程进行可控性分析,对不同设计方案的操作特点进 行比较和评价,目的在于估计给定过程受控所能获得的利益,以及改善过程动态性 能,从而在工艺设计最优的同时保证过程的良好操作性。 这类可控性分析的方法 简单直接,可以应用到大型过程;但是可控性指标和工艺设计参数没有直接联系, 不同的可控性指标可能存在冲突,在应用时存在很大限制。 再次,过程控制与工艺设计一体化研究的另一个主要内容是对工艺所得的过 程进行常规控制结构选择,确定多变量过程底层多回路常规 PID 控制器的控制结 构及控制器参数,使过程具有较好的控制性能,及时克服实际过程中的各种干扰因 素,使过程能够在接近工艺设计的最优稳态操作点附近操作,减少干扰引起的动态 经济性能降低,保证工艺优化设计的可实现性。 最后,为了避免以上各种分析方法存在的诸多缺陷和限制,人们进一步提出了 过程控制与工艺集成设计方法 (simultaneous design and control) 。 该方法对过程 的经济性能和控制性能进行统一考虑,要求设计方案具有良好控制性能的同时达 到经济指标的最优,在进行工艺过程设计同时进行控制系统的设计。 在设计过程 中,考虑一个以经济性能为基础的目标函数,纳入可能的外界干扰,用动态模型描 述系统在干扰条件下的动态行为,通过动态优化的方法获得在满足所有设计和操 作约束条件下达到经济最优的过程系统。 从 20 世纪 90 年代中期开始,过程控制与工艺集成设计方法在国外得到很大 发展,已经初步应用到两组分精馏塔(Bansal et al.,2000c) 、反应精馏塔(Geror唱 giadis et al .,2002) 、多组分间歇精馏塔(Sharif et al .,1998) 、废水处理(Walsh et al .,1994)等工业过程的设计中,通过对工艺和控制的一体化设计,降低了过程 的投资费用和操作费用,同时改善了系统的控制性能,使过程操作逼近了稳态最优 点,具有更高的经济效益。 2畅2 过程可控性分析 通过对工艺设计所得的过程进行可控性分析,从而对不同设计方案的操作特 点进行比较和评价,从中挑选操作性能较好的设计方案,在工艺设计优化的同时保 证过程的良好操作性。 这类可控性分析的方法简单直接,目前也得到比较多的 应用。 目前可控性分析的研究主要集中在以下几类: (1) 关于过程可控性开环指示(open唱loop indicator)的分析方法,如右半平面 零点(RHP zero) 、时间纯滞后(time delay ) 、相关增益矩阵(relative gain array , RGA)和系统条件数(condition number of the system)等(Perkins et al .,1985 ; 第2 章 过程控制与工艺设计一体化基础 · 7 · Skogestad et al .,1987 ; Psarris et al .,1991 ; Papalexandri et al .,1994 ; Kuhl唱 mann et al .,2001) ; (2) 关于过程动态特性经济分析和“开环下降”(open唱loop back off)的分析方 法(Narraway et al .,1991 ; Bahri et al.,1995 ; Figueroa et al .,1996a) ; (3) 关于过程的柔性/弹性的分析方法(Morari,1983 ; Saboo et al .,1984 ; Karafyllis et al.,2002) ; (4) 基于开环和闭环稳定性的分析方法(Luyben et al .,1996 ; Yi et al ., 1997) 。 2畅 2畅 1 可控性开环指示 根据 Perkins 提出的可控性定义,如果对于任意给定的{y(t)} ,总能采用某个 操纵变量{u(t)} ,使受控系统的实际输出为给定的{y(t)} ,则称这个系统是可控 的。 即过程可控性可归结为两个要求:① 过程应当是可逆的;② 操纵变量没有限 制。 但过程的若干属性将妨碍满足这两个要求,分析这些属性并以此作为开环指 示,可以比较不同工艺流程可控性的优劣,即在化工过程设计阶段估计控制的 难易。 目前可控性开环指示主要有以下三种: 1畅 RHP zero 和纯滞后 从妨碍过程传递函数 G(s)可逆的因素看,如果 G(s)具有任何右半 S 平面的 - 1 - 1 零点或纯滞后,G (s)将是不稳定的或者是非因果的。 不稳定的 G (s)将使 y(t)失去控制;而非因果系统物理上是无法实现的。 一般说来,可采用 G(s)在 右半 S 平面的零点和虚轴的距离、纯滞后时间的大小作为过程可控性的两个开 环指示。 2畅 最小奇异值和系统条件数 从操纵变量受到约束而影响对过程受控变量的控制出发,提出了两种过程可 控性的开环指示。 对于多变量过程,频率传递函数矩阵 G(j ω) 的最小奇异值 min σ (ω)越大,则输出轨迹能任意指定的区域越宽,即操纵变量受限的影响越小。 过 max min 程的条件数 γ(ω) = σ (ω)/σ (ω)越大,则输出对输入的方向性呈现越强的依赖 性,从而限制了对于输出轨迹的指定。 也就是说,条件数 γ(ω)越大,操纵变量受限 的影响越大。 所以,为使操纵变量约束对过程输出的影响小,则要求 G(j ω) 的最小 min (ω)大和条件数 γ(ω)小。 奇异值 σ 3畅 相对增益阵 多变量过程输入变量对输出变量的耦合作用也会对操作变量的操作范围造成 · 8 · 过程控制与工艺设计一体化 不良影响,变量之间的耦合作用越大,操纵变量可以调节的范围就会越小,系统的 可控性就会越差。 多变量之间的耦合作用可以通过相对增益矩阵判断。 令某一通 道 u → y 在其他通道均为开环时的放大系数与该通道在其他通道均为闭环时的j i ij ij 放大系数之比为 λ ,称为相对增益。 如果把 λ 排成矩阵形式,称为相对增益阵 RGA 。 相对增益阵RGA 具有以下性质:① 如果RGA 为单位阵,则系统完全解耦; ② 如果 RGA 中出现小于 1 的元素,系统存在耦合,闭环后系统稳定性将有所下 降;③ 如果 RGA 出现小于0 的元素,系统耦合十分严重,闭环后系统将失去稳定 性。 在过程设计时应尽量使 RGA 成为对角阵而避免出现元素出现负值的情况。 在化工过程的工程设计阶段,一旦知道过程的数学模型,就能迅速估计这些开 环指示(无需以控制器设计为先决条件) ,即可从控制难易的角度比较不同工艺流 程方案的优劣。 2畅 2畅 2 过程动态特性的经济分析 Narraway 等(1991)提出了估计化工过程的动态特性对其经济性影响的方法。 其基本构思如下:考虑到化工过程设计通常按稳态最优化进行,即选择一组稳态最 优操作值,以在等式和不等式约束条件下最小化(或最大化)一个恰当的过程目标 函数。 这个稳态最优化问题的形式为 maxf (w) (2唱1) s畅t畅 g(w) ≤ 0 (2唱2) h(w) = 0 (2唱3) 稳态最优的过程常常运行在某个操作点上,在这一点上,过程的某些约束将成 为有效约束(图2唱2 中 A 点) 。 如果这些约束是“硬性”的,则在过程的运行中必须 使之不受破坏。 但几乎可以肯定的是,要使之运行在这些有效约束上是不可能的, 因为干扰将造成过程在正常操作点附近波动。 因此,必须把稳态操作点向可能操 作的区域移动一个足够远的距离(图2唱2 中的 B 点) ,以保证在过程运行中不会出 现约束条件的破坏。 图2唱2 稳态最优点和干扰的影响 第2 章 过程控制与工艺设计一体化基础 · 9 · 显然,使操作点从稳态最优点移开会造成过程的经济性“下降” 。 这种情况下 的经济性“下降”称为过程的“开环下降” ,成为在过程设计阶段考虑控制问题的统 一的经济性指标。 Narraway 等提出估计这种“开环下降”的一个简单可行的方法。 其基本思路 是:在稳态最优点,研究干扰对有效约束松弛变量变化的影响。 有效约束松弛变量 是模型中度量有效约束破坏的变量,如果取非零值,则约束被破坏。 为使约束不遭 破坏,操作点必须向操作区移动的距离就是非零松弛变量的数值。 对于这样的移 动产生的经济性“下降” ,根据最优化理论的一阶敏感度分析,可以由与该有效约束 松弛变量相关的拉格朗日乘数求出。 于是有 n 0 i i J = J - ∑ λ maxδ (2唱4) i= 1 0 i 式中:J 为实际操作点的目标函数值;J 为静态最优值;λ 为第 i 个有效约束的拉 格朗日乘数;δ 为第 i 个有效约束松弛变量的幅值;n 为有效约束的个数。i 从式(2唱4)可见,只要算出 maxδ 和λ ,就可方便地求出经济性“下降” 。 Nar唱i i raway 给出计算 maxδi 的方法。 由于该法只取决于过程本身和干扰,而与采用何 种控制器无关,所以便于应用。 在过程设计阶段估计“开环下降”具有三个作用: (1) 对不同工艺流程方案进行比较。 “ 开环下降”越小的方案,从动态控制的 角度看,将是越好的方案。 (2) 在工艺流程确定后,估计化工过程采用在线优化的经济价值。 “ 开环下 降”越大,采用在线优化带来的经济效益越高。 (3) 化工过程常具有多个可能的测量变量(被控变量)和操纵变量(控制变 量) ,它们的合理选择(即控制结构的选择)对于过程控制是一个关键性问题,而且 其复杂性随变量个数增加而急剧增加。 “ 开环下降”也为控制结构的选择提供了经 济效益方面的依据。 2畅3 常规控制结构选择 常规 PID 控制器具有操作简单和易于维护的特点,因而在炼油、化工生产过 程中得到广泛应用。 由于绝大多数化工被控过程均为多变量系统,存在着变量之 间的耦合和过程的互相影响,多回路PID 控制器控制结构的选择将严重影响整个 过程控制系统的整体控制性能。 常规控制结构选择问题(regulatory control structure selection,RCSS)由过程控制 系统最底层多回路PID 控制器的操作变量和被控变量的选择与配对以及控制器参 数的优化组成,包含控制结构和参数的优化问题。 自20 世纪 60 年代至今,国外学者 · 10 · 过程控制与工艺设计一体化 提出了许多种RCSS 问题的解决方法,主要可以分为两大类:定性的方法和定量的方 法。 定性的方法只负责解决结构选择问题,不涉及参数优化,主要是基于对系统关联 程度的评价,按照一定的规则确定控制结构,其中包括相关增益矩阵 RGA 及其拓展 方法(Arkun,1987 ; Hovd et al.,1992) 、基于启发式逻辑规则的方法(Luyben et al., 1995) ,此类方法出现较早,计算简单,所以得到了比较广泛的应用;但是,此类方法只 是基于系统的稳态增益,没有结合系统的动态信息,缺乏对系统控制性能的精确计 算,在出现干扰或模型不匹配的情况下,可能得出错误的结果。 进入90 年代以后,随 着计算机技术和数学优化方法的发展,国外对RCSS 问题的求解研究开始向着定量 化的方向发展,这类方法的基本思想就是将RCSS 问题转化为一个约束优化问题,用 动态数学模型描述被控过程的动态特性,引入0唱1 变量描述控制结构,通过混合整数 动态优化(mixed integer dynamic optimization,MIDO)同时找出最优的控制结构和控 制器参数;由于MIDO 问题求解困难,计算量较大,以往研究(Narraway et al.,1993 , 1994 ;Wang et al.,2001 ; Kookos et al.,2002)一般仅选用线性动态模型描述过程动 态。 PID 三种控制规律中一般只选用比例/比例积分作用(P/PI) ,并且通过适当的转 换采用混合整数线性规划(mixed integer linear programming,MILP)求解,但是如此 降低了被控过程的模型精度,求解结果无法达到线 多回路 PID 控制器超结构 ij 在常规多回路 PID 控制器的数学描述中,引入 0唱1 变量 δ•☆■▲ (i= 1 ,… ,m;j = 1 ,… ,r)实现对控制结构的数学描述。 其中,m、r 分别为潜在的操纵变量、被控变 ij ij 量的维数,δ 表示操纵变量和被控变量的配对情况。 若 δ = 1 ,表明第 i 个潜在操 ij 纵变量与第j 个潜在被控变量配对,接受其控制;若 δ = 0 ,则表明配对关系不成 立,不接受其控制。 其结构如图 2唱3 所示。 超结构描述的常规多回路 PID 控制器的数学描述为 r t P I D de (t)j ij j ij j ij i K e (t) + K e (t)dt+ K 0 i u (t) = ∑ ∫ + u (t) (2唱5) j = 1 0 dt P ,L P P ,U ij ij ij ij ij K · δ ≤ K ≤ K · δ I ,L I I ,U ij ij ij ij ij K · δ ≤ K ≤ K · δ (2唱6) D ,L D D ,U ij ij ij ij ij K · δ ≤ K ≤ K · δ m r ij ij ∑ δ ≤ 1 , ∑ δ ≤ 1 (2唱7) i= 1 j = 1 ij δ ∈ {0 ,1} (2唱8) j sj j e (t) = y - y (t) (2唱9) P I Kij D ij ij ij ij ij D ,ij ij I ,ij 式中:K = K ;K = ;K = K T ;K 为PID 控制器的比例系数;T 为PID TI ,ij 第2 章 过程控制与工艺设计一体化基础 · 11 · 控制器的积分时间;TD ,ij 为 PID 控制器的微分时间;e (t)为 PID 控制器给定值和j 0 i 实测值之间的偏差;u (t)为控制作用稳态点。 图2唱3 多回路PID 控制器超结构 常规多回路PID 控制器的动态数学模型以及控制设计约束可以概括为 dy(t) s fc c,y ,y(t) , y(t)dt, ,u(t) = 0 (2唱10) ∫ dt gc (c,δ) ≤ 0 (2唱11) c c 式中:f ( · ) 、g ( · )分别描述 PID 控制器的离散动态方程和优化约束条件;c 包 P I D ij ij ij 含 K 、K 、K (j = 1 ,… ,r;i= 1 ,… ,m)为描述控制参数的连续变量;δ 为描述控制 结构的 0唱1 变量。 2畅 3畅 2 常规控制结构选择问题的数学描述 常规控制结构选择的定量化求解可以归结为混合整数动态优化问题 minJ (2唱12) c,δ · d d d a s畅t畅 x (t) = f (x (t) ,x (t) ,u(t) ,v(t)) (2唱13) a d a f (x (t) ,x (t) ,u(t) ,v(t)) = 0 (2唱14) y(t) = h(xd a (t) ,x (t) ,u(t) ,v(t)) (2唱15) · 12 · 过程控制与工艺设计一体化 0 0 0 0 0 f (x(t ) ,u(t ) ,v(t ) ,y(t )) = 0 (2唱16) dy(t) c s f (c,y ,y(t) , y(t)dt, ,u(t)) = 0 (2唱17) ∫ dt gc (c,δ) ≤ 0 (2唱18) 0 f t ≤ t≤ t T d a d a 式中:x (t)为过程微分变量;x (t)为过程代数变量,x(t) = [x (t) x (t)] ;u(t) d 为可能的操纵变量;v(t)为干扰变量;y (t)为可能的被控变量;向量函数f ( · ) 、 fa 0 ( · )和 h( · )为描述被控过程的动态方程,而 f ( · )则为描述被控过程起始点 的稳态方程;J 为优化目标函数,可选择基于过程动态经济性分析的目标函数 (Narraway et al ., 1993 , 1994) 和基于过程控制性能指标的目标函数(Wang et al .,2001 ; Kookos et al.,2002) ,其中,第二类目标函数以平方误差积分 ISE 和绝对值误差积分IAE 为代表。 综▽★▽…◇•●◆上所述,RCSS 的优化求解最终可以转化为一个带有0唱1 变量的混合整数 动态优化问题,其求解方法可参见第 2畅4畅2 节。 2畅4 控制与工艺集成优化设计 控制与工艺集成优化设计是近十几年来在过程控制和工艺设计一体化研究方 面的新进展。 该方法对过程的经济性能和控制性能进行统一考虑,在进行工艺过 程设计的同时进行配套控制系统的设计。 在设计过程中,以经济性能为基础,纳入 可能的外界干扰,通过动态优化的方法可以获得工艺优化设计和与之配套具有良 好控制性能的控制系统。 控制和工艺集成优化设计方法主要可以分为两类: (1) 以稳态经济性能最优同时兼顾一定动态可操作性的设计方法(Lenhoff et al .,1982 ; Brengel et al.,1992 ; Luyben et al .,1994 ; Schweiger ,1999 b) 。 在 这类设计方法中,设计者需要获得在标称工作点附近具有△▪▲□△良好的动态性能,同时经 济上最优的工艺过程。 为达到以上目的,在设计过程中需要同时考虑两个优化目 标:一个是描述最优工艺设计的稳态工艺指标;另一个是反映最优动态性能的控制 指标,成为一个多目标优化问题。 由于▼▼▽●▽●两个优化目标在本质中不存在任何关系,无 法在设计过程中进行定量的、统一的处理,所以在设计过程中,将对经济目标和控 制目标之间进行折中处理。 该方法的主要缺点是无法精确地决定两个相互竞争的 优化目标的重要程度,因而无法对过程的工艺指标和控制要求进行系统化处理。 (2) 考虑在一定外界干扰条件下动态经济性能最优的设计方法(Pistikopou唱 los et al .,1995 ; Perkins et al .,1996 ; Mohideen et al.,1996 ; Bansal et al ., 2000a,2000b ,2002 ; Kookos et al .,2001 ; Sakizlis et al .,20◁☆●•○△03) 。 在这类设计方 第2 章 过程控制与工艺设计一体化基础 · 13 · 法中,人们一般只考虑一个以经济指标为基础的目标函数,用动态模型描述系统的 操作和系统要求,通过动态优化的方法获得在满足所有设计约束和操作约束条件 下具有经济最优的过程系统。 第二类设计方法对过程不确定性的考虑仅涉及以正 弦振荡形式出现的外界干扰,其工艺指标和控制指标之间不存在矛盾,在实现动态 经济优化的同时也可以实现对正弦干扰的控制性能优化。 2畅 4畅 1 控制和工艺集成优化设计问题的数学描述 控制和工艺集成设计问题表述如下(Sakizlis et al .,2004) 最小化 设备投资费用+ 年度操作费用 (P) s畅t畅 过程模型(微分唱代数方程) 不等式路径约束 控制器方程 过程设计方程 操作可行性约束 问题(P)的求解步骤可以概括为以下三步(Mohideen et al.,1996a ,1996b ; Sakizlis et al .,2004) : 第一步,从不确定参数的取值方案中选取一组初始取值方案。 第二步,对当前设定的不确定参数的取值范围,通过求解混合整数动态优化问 题(MIDO)确定最优控制和工艺设计。 ns · i i i i i i i d f d f a f f s f f min ω · 矱(x (t ) ,x (t ) ,x (t ) ,u (t ) ,y ,θ (t ) ,d,δδ ,t ) (2唱19) ▲●…△1 2 ns ∑ δδ d,δ,y ,y ,… ,y i= 1

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