0%

Process Control:Basics

1. 1 概论

大多数生产过程的效益取决于控制的好坏,因此控制很重要。

大多数过程可以分解为一些基本环节,掌握这些环节之后我们就可以进行改造、控制,并预估性能。

总目标:对于任意外部干扰$DV$,通过调节操作变量$MV$,使被控变量$CV/PV$维持在设定值$SP$

2. 2 过程动态特性

不同的过程动态特性不相同。

2.1. 2.1 典型动态特性,机理建模

自衡过程–纯滞后、单容、多容

非自衡–积分、指数

常用方程

  • 物料守恒,能量守恒

2.2. 2.2 变送环节与控制阀特性

变送环节一般可表示为一阶+纯滞后,希望滞后和时间常数尽量小

测量信号往往会经过处理:周期性脉动、噪声–低通滤波,线性化处理–$\sqrt{x}\to x^2\to x$

控制阀直接与介质接触,工作在恶劣环境下。要谨慎选择

  • 开度$15 % - 85 %$
  • 气开、气关,主要考虑失气时使生产状态处于安全状态
  • 进水阀气关
  • 燃料阀气开
  • 流量特性
  • 线性阀–常数
  • 等百分比阀–先慢后快
  • 快开阀–先快后慢
  • 抛物线阀–先慢后快
  • 流量特性选择
  • 设想开环增益不变,就不用改控制器参数
  • 选择非线性阀补偿其他环节的变化,使开环增益保持不变

e.g.

已知热平衡$C_1G_1(T-T_1)=\lambda G_2$

那么,控制通道的静态增益
$$
K _ { p } = \frac { \partial T } { \partial G _ { 2 } } = \frac { \lambda } { C _ { 1 } G _ { 1 } } \propto \frac { 1 } { G _ { 1 } }
$$

  • 若主要扰动为$T_1$,$K_p$为常数,所以选择直流线性阀
  • 若主要扰动为$G_1$,所以$K_V$要$\boldsymbol { K } _ { \boldsymbol { V } } \propto G _ { 1 }$,所以选择等百分比阀

2.3. 2.3 广义对象,经验建模法

广义对象:简化控制系统的分析与设计,将执行机构、被控对象、测量变送环节合起来当成广义对象

对象获取:一般考虑为一阶+纯滞后

  • 阶跃测试法
  1. 阶跃响应:在稳态下快速改变输入量
  • 扰动信号幅度要适宜,一般$5%-15%$
  1. 计算$K,T,\tau$
    *$K$广义对象的输出输入比
    *$T=1.5(t_{y=0.632}-t_{y=0.283})$
    *$\tau=t_{y=0.283}-T$

3. 3 反馈控制

最基本、应用最广泛——单回路反馈控制

反馈不是唯一的控制方法,但是最简单、鲁棒性最好。

3.1. 3.1 性能指标

  • 以阶跃响应的特征参数为指标

  • 衰减比 一般$4:1-10:1$之间,保持足够的稳定裕度。不希望有振荡的就不要了

  • 余差

  • 偏差积分性能指标

一个综合性的指标来全面反映控制的品质

  • 偏差积分IE :不能保证有合适衰减比
  • 平方偏差积分 ISE :数学上处理较为方便
  • 绝对偏差积分 IAE :较为常用

3.2. 3.2 PID

  • P比例控制
  • 输出=k*偏差+稳态工作点
  • 比例度$PB=1/K_c$
    $K_c$的选择是对稳定性精度*的权衡,越大精度提高,但稳定性变差
  • 缺点:存在余差,但很多场合适用(液位)
  • PI比例积分控制
  • 静态增益$\infty$,所以没有余差
  • 因为带来相角滞后,因此稳定性变差,所以$K_c$要相应减小
  • 积分饱和问题:控制器的饱和输出比执行机构的范围大,使得控制信号很慢回落
  • 解决方法:当发现控制器输出饱和时,就停止积分作用。用控制器的输出值作为反馈信号
  • PID比例积分微分控制
  • 微分控制通过误差的变化率来预报误差信号的变化趋势
  • 理想微分实现不了,用传递函数近似

为什么PID在时域中有偏置$u_0$,但在复频域的算式中没有?

答:因为传递函数表达的是系统在稳态工作点附近变化时的情况

理论PID模拟算式
$$
u ( t ) = K _ { c } \left[ e ( t ) + \frac { 1 } { T _ { i } } \int _ { 0 } ^ { t } e ( \tau ) d \tau + T _ { d } \frac { d e ( t ) } { d t } \right] + u _ { 0 }
$$
当然实际上无法达到,无论是理论的积分还是微分。位置式数字PID
$$
u ( k ) = K _ { c } \left[ e ( k ) + \frac { T _ { s } } { T _ { i } } \sum _ { j = 0 } ^ { k } e ( j ) + \frac { T _ { d } } { T _ { s } } ( e ( k ) - e ( k - 1 ) ) \right] + u _ { 0 }
$$
上式计算机可以实现,但是要存储过往的误差消耗空间太大,提出增量式数字PID
$$
\begin{array} { l } { \Delta u ( k ) = u ( k ) - u ( k - 1 ) } \ { \qquad \quad= K _ { c } \left[ ( e ( k ) - e ( k - 1 ) ) + \frac { T _ { s } } { T _ { i } } e ( k ) + \frac { T _ { d } } { T _ { s } } ( e ( k ) - 2 e ( k - 1 ) + e ( k - 2 ) ) \right] } \end{array}
$$

3.3. 3.3 PID的选取与整定

  • 选型

  • P:简单,调整方便,但有余差。特别适合具有积分环节的对象以及允许余差的场合

  • PI:大部分都是PI。流量和快速压力等滞后小、运行周期短的过程,$K_c$一般取得比较小,如果不用积分就会有较大余差

  • PID:对于响应过程缓慢的过程如温度控制和成分控制,可以加入微分作用。在具有高频噪声的场合不适宜PID

  • 正反作用:要想使得回路是负反馈,各个环节最后的乘积要为负(正作用为+,负作用为—) 对象输出变大,控制器输出也变大,就是正作用

  • 参数整定

可以利用积分准则(ISE\IAE)来求最佳,但是比较费时。工程整定法如下

  • 经验法
  • 临界比例度法(Z-N法)
  • 只保留比例作用,调整$K_c$直到系统振荡,根据临界振荡周期和临界比例增益来求PID参数
  • 限制:需要对象高阶或有纯滞后,否则不会振荡
  • 响应曲线法:根据一阶纯滞后模型的参数来求PID参数

4. 4 前馈控制和比例控制

反馈只有在被控变量产生偏差以后才能校正,不提供预测功能

前馈控制器

  • 特点:反应快,开环控制,“专用”控制器
  • 结构形式
  • 静态前馈,只要稳态下实现补偿,是一个定值
  • 动态前馈,即使工作点转移也能有“全补偿”的性能
  • 单独的前馈不太好用,所以一般和反馈一起使用,构成前馈-反馈控制
  • 对前馈来说,降低了对模型精度的要求
  • 对反馈来说,对干扰做了及时的粗调
  • 线性、非线性?
  • 要根据系统的特性(能量守恒、物料守恒)来选择不同前馈变量之间的关系($+、 - 、\div、\times$)

其中一种特殊的方法——比值控制,工业生产中很多过程可以通过保持物料的流量比来保证产品质量

  • 定比值控制
  • 开环:无法保证两流量比值
  • 单闭环:PI控制器,但主流量不可控,所以总流量不能控制
  • 双闭环:有设定值,能控制主流量
  • 变比值控制
  • 干扰造成最后产品质量的误差,很难通过人工手工调节比值
  • 根据工艺参数$y$自动改变比值
  • 其他问题
  • 实现方式
  • 相乘$\times$方案:将流量作为设定值
  • 相除$\div$方案:将比值作为设定值,尽量少用
  • 逻辑提降:双交叉控制

5. 5 其他典型控制系统

过程变得复杂时,在单回路PID上改进

5.1. 5.1 串级控制

用途和串级类似,也是用来克服干扰。主要就是增加第二测量点,能更快检测干扰并克服。

  • 主控制器接受设定值,副控制器输出控制信号
  • 副回路具有快速调节作用
  • 主回路对副对象有较好的鲁棒性 。因为只要副回路增益够大
  • 系统设计
  • 原则:
  • 尽量多的干扰放在副回路中
  • 副回路滞后不能太大
  • 具有非线性和时变的特征放入副回路
  • 控制器选型
  • 主控制器PID
  • 副回路大部分时候用PI
  • 正反作用:反正都是要让两个回路构成负反馈
  • 抗积分饱和:用负变量的测量值作为反馈信号
  • 微分先行:如果给定值频繁变化,那么直接加在控制器里的微分结果会有很大的跳变。所以“先行”,加在测量变送的后面,这样就不会有跳变。

5.2. 5.2 均匀控制

要解决的问题:怎样将一个变化较剧烈的流量换成一个变化平缓的流量?

  • 加一个缓冲罐,但是要增加设备、可能产生副反应
  • 均匀控制:让液面平稳变化,所以相比单纯的液面控制来说,比例度宽,积分时间大

5.3. 5.3 选择控制(超驰控制)

主要用于设备软保护,也就是引入选择器,当参数达到极限时的控制手段。

设计步骤:

  1. 首先根据控制阀的特性确定控制器的正反特性
  2. 根据控制器的特性确定选择器的性质(LS\HS)

抗积分饱和:

  • 限幅法:高低值限幅器
  • 外反馈法(用在选择控制中):采用合适的外部信号作为反馈信号
  • 当控制器1工作时,对1来说反馈信号是自己,对2来说反馈信号是外部
  • 积分切除法:开环情况下自动切除积分作用

5.4. 5.4 分程和阀位控制

分程就是一台控制器操纵几个阀门。目的:

  • 扩大控制阀的可调范围,改善控制系统的品质
  • 有些场合可调范围特别大,所以在高低负荷下都不能好好工作,
  • 选两个同向阀,组合之后,扩大可调范围
  • 满足工艺操作的要求
  • e.g. 有时需加热、有时又要移走热量,就要配置两个控制阀
  • 设计步骤
  1. 根据阀的气开气关特性,选择控制器的正反作用
  2. 根据节能要求,确定分程区间

生产上存在多个变量都能影响同一被控变量的情况。

有良好动态性能的变量,静态性能差

e.g. 加热炉内温度可以通过两种手段改变

  • 加水冷却,动态性能好,但能量损失大,静态性能差
  • 改变进料多少,动态性能不佳,但静态性能好

为了协调这些矛盾,引入阀位控制

  • 加水冷却回路的阀门开度要小,通过参数整定,使其动作缓慢(宽比例度、大积分时间)
  • 燃料阀是普通控制

5.5. 5.5 非线性补偿方法

大多数控制过程都有一定非线性,因此要引入补偿,常用的补偿方法:

  • 控制阀特性补偿:实现广义对象增益近似线性
  • 串级控制
  • 引入中间变量
  • 变增益控制器

$pH$控制实例:

  • 单回路PID控制,在$pH=7$附近容易振荡
  • 带有不灵敏区的非线性PID,在$pH=7$附近控制器增益变小
  • 引入非线性变化的线性PID,不用$pH$控制,而直接控制浓度

6. 6 多回路控制系统

当有多个操纵变量,多个被控变量时,如何选择输入输出就很难判断。

在设计之前,对过程的耦合程度有了充分了解之后再进行设计

6.1. 6.1 相对增益

相对增益$\lambda_{11}$为开环增益$K_{11}$(回路2开环)与闭环增益$K’_{11}$(回路2闭环)之比。

计算:

  1. 计算开环增益矩阵$K$,其中$K _ { i j } = \left. \frac { \partial y _ { i } } { \partial u _ { j } } \right| _ { \Delta y_ { e } = 0 }$
  2. 计算$\mathrm { H } = \mathrm { K } ^ { - 1 } $
  3. 相对增益矩阵$\left{ \mu _ { i j } \right} = \mathrm { K } \bullet \mathrm { H } ^ { T }$,其中$\bullet$为点乘,即对应位置的相乘

含义:其他通道开环时,通道$u_j-y_i$的静态增益为$K_{ij}$,当其他回路闭环时,该通道静态增益变为$\frac1{\lambda_ij}$倍

因此,相对增益越接近1越好,说明耦合越小


有了相对增益矩阵,如何进行配对?

首先接近1的先配对,然后将这一通道断开

6.2. 6.2 耦合系统中的控制器参数整定

6.3. 6.3 解耦控制方案设计

本质:设计一个计算网络,用它去抵消过程中的关联。

基于方框图的解耦器:

  • 串级解耦

串级解耦

  • 初始化问题,怎么样设置初值以满足无扰动地从”手动”投入”自动”?

根据$u_1,u_2$观察框图,反推$v_1,v_2$

  • 运行约束问题,当$u_1,u_2$中有一个受到比如控制阀上下限这样地约束,就不能很好地达到控制效果。

  • 前馈解耦

前馈解耦

因为串级解耦的一些问题,因此工业中常用前馈解耦

  • 当某一变量受约束时,使相应控制回路等价于开环
  • 但是含有可能不稳定的回路

7. 7 基于模型的控制

史密斯预估器:自己进行机理建模,将纯滞后给消除掉

但是对于模型的准确度要求较高,因此改进加入预测误差滤波器$G _ { f } ( s ) = \frac { 1 } { T _ { f } s + 1 }$

8. 8 锅炉设备中汽包水位的控制

汽包水位时锅炉运行的主要指标,不能太低(容易干烧),也不能太高(容易结垢)

控制方法:

  • 单冲量:只控制给水,但由于假水位现象,可能效果不好
  • 双冲量:根据蒸汽流量来纠正虚假水位引起的误动作,但静态补偿比较困难,而且给水系统的干扰难以克服
  • 三冲量:引入给水信号,消除给水系统的干扰

9. 9 精馏塔

9.1. 9.1 基础知识

  • 单一组分液体,在封闭容器中,经过一定时间,系统达到平衡时的气相绝对压力
  • 分离度$S = \frac { x _ { D } } { 1 - x _ { D } } \times \frac { 1 - x _ { B } } { x _ { B } }$

9.2. 9.2 控制问题

  • 目标:控制产品纯度(大多数只有一端出料)、增加产品产率(产品量与进料的比值)
  • 被控变量$CV$,产品质量、液位
  • 光谱分析,可以直接得到纯度
  • 相对稳定时,灵敏板温度也可以简介反映纯度
  • 不稳定时,选择灵敏板温度和塔顶温度之差
  • 操作变量$MV$,塔顶产品量$D$,回流量$L $

精馏塔

9.3. 9.3 控制方案

  • 变量配对

  • 就近原则:上管上,下管下

  • 耦合程度要低

  • 物料平衡控制

当精馏塔进料变化不大,或者纯度要求不高时,可采用纯物料平衡控制

  • $CV$:$L_D, L_B$顶部和底部液位

  • $MV$:可以用$D,L,B,Q_H$塔顶产品量、塔顶回流量、塔底产品量和加热蒸汽量

  • 方案1:$D \to L_D$,$B \to L_B$

  • 两液位回路无耦合

  • 干扰因素$V$对纯度影响较大

  • 方案2:$L\to L_D$,$B\to L_B$

  • 两液位回路无耦合

  • 干扰因素$V$对纯度影响较小

  • 不适合小回流比产品

  • 塔顶产品纯度控制

当精馏塔进料变化较大,或者纯度要求高时,可选择精馏段控制目标,塔底还是物料平衡控制

  • $CV$:$L_D, L_B,T_R$顶部和底部液位,塔顶产品纯度

  • $MV$:可以用$D,L,B,Q_H$塔顶产品量、塔顶回流量、塔底产品量和加热蒸汽量

  • 方案1:$B\to L_B$,$L \rightarrow T _ { R} , D \rightarrow L _ { D }$

  • $L$对$T_R$的控制快而且强

  • 回流量频繁波动

  • 方案2:$B\to L_B$,$D \rightarrow T _ { R } , L \rightarrow L _ { D }$

  • $D$对$T_R$的控制比较慢

  • 有利于平稳操作