过程控制系统第五章(再续)
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过程控制第5章.ppt
系统特性—是指控制系统输入输出之间的关系。
环节特性—是指环节本身输入输出之间的关系。
干扰f + 给定值
e
－
控制器
执行器
被控对象
被控量
实测值
变送器
前几章的讨论中，我们已知变送器和执行器的 特性是比例关系、控制器的特性由控制规律决定。 本章讨论被控对象的特性。
X r i (s)
被控对象
X c i (s)
又称一阶惯性特性或单容特性
对象的特性参数K、T反映了对象的物理本质。 因为工艺过程就是能量或物质的交换过程，在 此过程中，肯定存在能量的储存和阻力。 （1）容量系数——反映对象存储能量的能力。 如水槽面积A，它影响时间常数 T 的大小。 T = ARS （2）阻力系数——反映对象对物料或能量传递 的阻力。
t
用自衡率ρ表征对象自衡能力的大小
1 1 h ( ) K
与放大系数K互为倒数
如果 ρ大，说明对象的自 衡能力大 。即对象能以较小 的自我调整量Δh（∞），来抵 消较大的扰动量Δμ1。
1
Δμ1
t Δh
K
T
t
并不是所有被控过程都具有自衡特性。同样的 单容水槽如果出水用泵抽出，则成为无自衡特性。
3
即：经过 3T 时间，输出已经变化了满幅值的 95％。这时，可以近似地认为动态过程基本结束。
例：被控过程的单位阶跃响应是一条 S 形单调曲 线，用有纯滞后的一阶环节近似描述该过程的特性。 作图法： 1）在响应曲线的拐 点处作一条切线，该切线 与时间轴的交点切出τ； 2）以τ为起点，与 y(∞)的交点切出的时间段 为T； 3）K= y(∞)/1
此时，对象的输入量是流入水槽的流量 Q1 ，对 象的输出量是液位h。 Q1 W(S) h 机理建模步骤： 从水槽的物料平衡关 系考虑，找出表征 h 与 Q1 关 系的方程式。 设水槽的截面积为A
过程控制系统课件-第五章-执行单元分解
第五节 电/气转换器与阀门定位器
一、 电/气转换器
为了使气动调节阀能够接收电动调节器的输出信号，必 须把标准电流信号转换为标准气压信号。
电/气转换器作用：
将4～20mA的电流 信号转换成20～100KPa 的标准气压信号。
力平衡式电/气转换器的原理图
I ↑ 吸力Fi↑ 杠杆偏转 挡板与喷嘴间隙↓ 背压↑ 放大器输入↑ 输出压力P ↑ 杠杆 的反馈力Ff ↑ 杠杆平衡 P∝I
当流体为不可压缩时，通过调节阀的体积流量为:
Q A 2p
式中各参数的单位变化时，注意进行修正。
调节阀尺寸的确定过程为：
根据通过调节阀的最大流量 qmax ，流体密度
以及调节阀的前后压差 p ，先由上式求得最大的流通能力
Cmax ，然后选取大于 Cmax 的最低级别的C值，
即可依据表5－2确定出Dg和dg的大小。
可看出，调节阀全关时阀上压降最大，基本等于系
统总压力；调节阀全开时阀上压力降至最小。
为了表示调节阀两端压差△PT的变化范围，以 阀权度s表示调节阀全开时，阀前后最小压差△PTmin 与总压力△ P之比。 s = △ PTmin / △ P
以 qmax 表 示 串 联 管 道 阻 力 为 零 时 (s=1) ， 阀 全 开时达到的最大流量。可得串联管道在不同s值时， 以自身qmax作参照的工作流量特性。
x
1
时，流量变化大。
qmax
❖ 等百分比阀在各流量点的放大系数不同，但对 流量的控制力却是相同的。
同样以10％、50％及80％三点为例，分别增加
10%开度，相对流量变化的比值为：
10%处：
Q/Q100
（6.58%-4.68%）/4.68%≈41%
华南农业大学过程控制课件过程控制系统5-4
(2)在副控制器的比例度仍为 2s的情况下，将副回路看作是 主回路的一个环节，用同样的方法将主控制器的比例度， 由大到小调节，直到主变量的过渡过程曲线呈4：1衰减振 荡为止。记下此时主控制器的比例度 1s ，量出主变量振 荡周期了T1s
(3)由已求得的 2s 、T2s和 1s、Tls的值，结合主、副控制 器的选型，按照单回路控制系统的衰减曲线法整定参数的 经验公式，分别计算出主、副控制器的最佳参数值。 (4)按照“先副后主”、“先P再I后D”的顺序．将计算出的 参数设置到控制器上，作些扰动试验，观察过渡过程曲线， 作适当的参数调整，直到控制质量最佳。
• 其步骤如下： 先断开主回路，整定副控制器。 后闭合主回路，整定主控制器。 重新调整副控制器参数。 若未达到控制要求，再调整主控制器参数。 以上步骤循环进行，直到满足(逼近)控制指标为止。 对于不同的控制系统和不同的品质指标要求，逐步逼近法逼近的循 环次数是不同的，所以往往费时较多。
2、两步整定法
3、一步整定法理论依据
• 把副回路等效看成是完成“粗调”的控制器，串级控制可看成两个控 制器串联的单回路控制系统，所以有： • Kc1*K2’=Kc Kc：整个回路等效放大系数 Kc1：主控制器的放大系数 K2’：等效副回路放大系数 只要Kc=Ks，主变量就可产生4：1的衰减过程。Kc1和K2’可以任意 调节 • 等效副回路放大系数K2’和副控制器放大系数Kc2的关系
有：K2’=cKc2 而 Kc1*K2’=Ks’ 所以 Ks’=Kc1*cKc2
一般副控制器比例度取值范围
一步整定法的具体步骤： （1）按照上述方式选择副回路控制器的比例度 2 ，使副回路按纯 比例控制运行 （2）将系统投入串级控制状态运行，按单回路控制系统参数整定 的方法对主控制器进行参数整定，使主变量的控制品质最佳。
过程控制系统作业答案(全)
比值控制系统
2、如图所示一氧化氮生产串级比值控制系统， 要保证产品质量，需要稳定氧化炉出口温度。 回答以下问题 。 （1）图中除法器的输出代表什么？ （2）系统中开方器有什么作用？ （3）图中Q1是主流量还是副流量？ （4）系统主副流量无变化，当扰动作用使氧 化炉出口温度偏离设定值时，系统如何调节？
串级控制系统
2、某一温度-压力串级控制系统采用两步法整 定控制器参数，测得4：1衰减过程的参数为： δ 8% 、 100 s 、δ 40% 、 T 10 s T 主控制器采用PI控制规律，副控制器采用P控 制，确定系统整定参数。
s1
s1
s2
s2
（1）4:1衰减法参数整定表
（2）临界比例度法参数整定表
m1 m2
c1 c2
双输入双输出系统，输入输出关系如下：
c1 2 m 1 3 m 2 c 2 4 m1 m 2
（1）求相对增益矩阵。 （2）求正确的变量配对。
多变量解耦控制系统
c1 2 m 1 3 m 2 c 2 4 m1 m 2
dh Q i Q o1 Q o 2 C dt h Q o1 R1 h Qo2 R2 Q ( s ) Q o1 ( s ) Q o 2 ( s ) CsH ( s ) i H (s) Q o1 ( s ) R1 H (s) Qo2 (s) R2
m 2 c 2 4m1
解：（1）由式 c 2 4 m1 m 2 ，得 代入 c 2 m 3 m 式中，得
1 1 2
第五章 过程控制系统概述
第五章过程控制系统概述第一节 自动检测与自动控制系统一、自动检测系统实现被测变量的自动检测、数据处理及显示 （记录）功能的系统叫过程自动检测系统。
自动检 测系统由两部分组成：检测对象和检测装置。
如下 图所示：检测部分检测对象 转换放大 就地显示远传显示检测装置 数据处理计算机系统若检测装置由检测部分、转换放大和就地显示环节构 成，则检测装置实际为一块就地显示的检测仪表。
如单圈弹 簧管压力表、玻璃温度计等。
若检测装置由检测部分、转换放大和数据处理环节 与远传显示仪表（或计算机系统）组成，则把检测、转换 、数据处理环节称为“传感器”（如霍尔传感器、热电 偶、热电阻等），它将被测变量转换成规定信号送给远传显 示仪表（或计算机系统）进行显示。
若传感器输出信号为国 际统一标准信号4～20mA DC电流（或20~100KPa气 压），则称其为变送器（如压力变送器、温度变送器等）。
二、过程自动控制系统能替代人工来操作生产过程的装置组成了过程自动控制系统。
由 于生产过程中“定值系统”使用最多，所以常常通过“定值系统” 来讨论过程自动控制系统。
（利用自动控制装置对生产中某些关键性参数进行自动控制，使 他们在受到外界扰动的影响而偏离正常状态时，能自动的回到 规定范围。
）过程控制系统的组成框图过程控制系统的组成过程控制系统 检测元件和变送器比较机构 检测被控制的物理量，其作用是把被控变量转化为测量值 将设定值与测量值比较并产生偏差值工艺参数需要控制的工艺设备、机器或生产过程， 如上例中的水槽 对象 控制器 根据偏差的正负、大小及变化情况，按预定的控制规律实施控制作用，比较机构和控制器通常组合在一起，它可以是气动控制器、电动控制器、可编程序控制器、分布式控制系统（DCS ）等过程控制系统的组成被控变量 设定值被控对象中，通过控制能达到工艺要求设 定值的工艺变量，如上例中的水槽液位被控变量的希望值，由工艺要求决 定，如上例中的50%液位高度接受控制器送来的信号，相应地去改变操纵变 量q以稳定被控变y，最常用的执行器是气动薄膜 控制阀执行器过程控制系统的组成偏差e 操纵变量 操纵变量q q 设定值与被控变量的测量值（统一标准信号）之差由控制器操纵，能使被控变量恢复到设定值的物理量或能量，如上例中的出水量 被控变量的实际测量值 测量值Z扰动 扰动ff 除操纵变量外，作用于生产过程对象并引起被控变量变化的随机因素，如进料量的波动 起被控变量变化的随机因素，如进料量的波动第二节 传递函数与方块图变换传递函数可以直观、形象地表示出一个系统 的结构和系统各变量之间的关系。
过程控制系统第五章
续缓慢上升, 同时乙塔的进料量也缓慢增加, 当液位上 升到某一数值时, 甲塔采出量等于在干扰作用下的入料 量, 液位不再上升而暂处某一高度. 从而使液位和流量 都处于缓慢变化中, 达到均匀协调的控制目的.
如干扰来自乙塔塔压变化而使其入料量发生变化, 则先由流量副回路控制, 当这一控制作用使甲塔液位受 到影响时, 再由液位控制器改变流量控制器的设定值, 让流量控制器作进一步的调整, 缓慢改变控制阀的开度 两控制器互相配合, 使液位和流量都在允许的范围内缓 慢地均匀变化.
0
t0
t
作用下, 液位和流量均在各自允许的范围内缓慢变化,
如上右图所示. 通常, 简单均匀方案中的控制器采用纯
比例控制, 且比例度较大, 一般大于100%, 当需采用PI 控制时, 应使积分弱些, 即积分时间常数整定的大些.
简单均匀控制系统的最大优点是结构简单, 投运方 便, 成本低廉. 但当前后设备的压力变化较大时, 尽管 控制阀的开度不变, 输出流量也会发生变化, 所以它适 用于干扰不大, 要求不高的场合. 此外, 在液位对象的 自衡能力较强时, 均匀控制的效果也较差.
先说明主控制器Wc1(s) 前负号的由来. D1(s)
1
H
R
(
s)
E1
(
s)
Wc1
(
s
)
QR
(s)
E2 (s)
Wc2 (s)
Q(s) Wo2 (s)
Z1(s)
Z2(s)
H m2 (s)
H (s) Wo1 ( s )
H m1 ( s)
前已选择主控制器为正作用方式, 则: E1(s) Z1(s) HR (s) 主控制器正作用方式如下图所示. 等效变换得, 设:
过程控制系统
图0.1 锅炉汽包示意图
图0.1所示是工业生产中常见的锅炉汽 包示意图。
锅炉是生产蒸汽的设备，几乎是工业生
产中不可缺少的设备。保持锅炉汽包内的液 （水）位高度在规定范围内是非常重要的， 若水位过低，则会影响产汽量，且锅炉易烧 干而发生事故；若水位过高，生产的蒸汽含 水量高，不仅会影响蒸汽质量，还可能溢出 水。这些都是危险的。因此对汽包液位严加 控制是保证锅炉正常生产必不可少的措施。 其液位是一个重要的工艺参数。
自动化技术的前驱，可以追溯到我国古代，如指南车的出现。 至于工业上的应用，一般以瓦特的蒸汽机调速器作为正式起点。 工业自动化的萌芽是与工业革命同时开始的，这时的自动化装置 是机械式的，而且是自力型的。随着电动、液动和气动这些动力 源的应用，电动、液动和气动的控制装置开创了新的控制手段。
有人把直到20世纪30年代末这段时期的控制理论称为第一代 控制理论。第一代控制理论分析的主要问题是稳定性，主要的数 学方法是微分方程解析方法。这时候的系统（包括过程控制系统） 是简单控制系统，仪表是基地式、大尺寸的，满足当时的需要
绪论
生产过程自动化，一般是指石油、化工、冶金、炼焦、造纸、建 材、陶瓷及电力发电等工业生产中连续的或按一定程序周期进行的生产 过程的自动控制。电力拖动及电机运转等过程的自动控制一般不包括在 内。凡是采用模拟或数字控制方式对生产过程的某一或某些物理参数进 行的自动控制通称为过程控制。过程控制是自动控制学科的一个重要分 支
过程控制系统可分为常规仪表过程控制系统与计算机过程控 制系统两大类。前者在生产过程自动化中应用最早，已有六十余 年的发展历史，这是本书要介绍的主要内容。后者是自20世纪70 年代发展起来的以计算机为核心的控制系统，这部分内容将在 《计算机过程控制》课程中予以专门介绍，因此不再纳入本书的 讨论范围。
《过程控制》
《过程控制》课程笔记第一章概论一、过程控制系统组成与分类1. 过程控制系统的基本组成过程控制系统主要由被控对象、控制器、执行器、检测仪表四个部分组成。
（1）被控对象：指生产过程中的各种设备、机器、容器等，它们是生产过程中需要控制的主要对象。
被控对象具有各种不同的特性，如线性、非线性、时变性等。
（2）控制器：控制器是过程控制系统的核心部分，它根据给定的控制策略，对检测仪表的信号进行处理，生成控制信号，驱动执行器动作，从而实现对被控对象的控制。
控制器的设计和选择直接影响控制效果。
（3）执行器：执行器是控制器与被控对象之间的桥梁，它接收控制器的信号，调节阀门的开度或者调节电机转速，从而实现对被控对象的控制。
执行器的响应速度和精度对控制系统的性能有很大影响。
（4）检测仪表：检测仪表用于实时测量被控对象的各项参数，如温度、压力、流量等，并将这些参数转换为电信号，传输给控制器。
检测仪表的准确性和灵敏度对控制系统的性能同样重要。
2. 过程控制系统的分类根据控制系统的结构特点，过程控制系统可以分为两大类：开环控制系统和闭环控制系统。
（1）开环控制系统：开环控制系统没有反馈环节，控制器根据给定的控制策略，直接生成控制信号，驱动执行器动作。
开环控制系统的优点是结构简单，成本低，但缺点是控制精度较低，容易受到外部干扰。
（2）闭环控制系统：闭环控制系统具有反馈环节，控制器根据检测仪表的信号，实时调整控制策略，生成控制信号，驱动执行器动作。
闭环控制系统的优点是控制精度高，抗干扰能力强，但缺点是结构复杂，成本较高。
二、过程控制系统性能指标1. 稳态误差：稳态误差是指系统在稳态时，输出值与设定值之间的差值。
稳态误差越小，表示系统的控制精度越高。
稳态误差可以通过调整控制器的参数来减小。
2. 动态性能：动态性能是指系统在过渡过程中，输出值随时间的变化规律。
动态性能指标包括上升时间、调整时间、超调量等。
动态性能的好坏直接影响到系统的响应速度和稳定性。
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阀位, 并作为阀位控制器的测量值, 阀位控制器的给定
值 r2 表示了操纵变量B管线上阀门应保持的阀位. 阀位控
制系统也因此而得名. 二﹑阀位控制系统的应用
(1)管式加热炉原油出口温度控制
管式加热炉原油出口温度控制, 一般都选原油出口 温度为被控变量, 选择燃料油(或气)为纵变操量,
组成下图所示的单回路控制系统. 该系统选燃料油作为
上图.
则:
Y '(s) U (s若令Wo (s)es W (s) Wo (s)则W (s) Wo (s)(1 es ) (7)
可见补偿器的作用完全补偿了被控对象的纯滞后. 这一方
法由史密斯(Smith)首先提出, 故叫史密斯补偿法, 补偿器
叫史密斯预估补偿器.
在实际应用中, 史密斯预估补偿器并不直接并接在被控
操纵变量虽经济合理, 但它对克服外
界干扰的影响却不及时. 因燃料量的
原油
Tr
TC
变化至出口温度这一通道容量较大,
即时间常数较大. 燃料变化所改变的
燃料 燃烧热要通过辐射﹑传导和对流等
传热过程, 将热量传给管道中的原油后, 才使原油出口
温度发生变化, 而这段时间可长达十几分钟, 对克服干
扰的有效性和快速性较差. 如在原油入 气开VB 口和出口间直接引条支管, 并以它作为 B
对比式(4)和式(2), 两种方案系统输出对干扰的传递函数
完全一样, 而式(3)比式(1)在分子上少了一个 z 1/TD
的零点, 故超调要比PI+D控制方案小些. 教材P.157举了 一个实验例子.
由两种方案的四个传递函数可知, 它们的系统特征方
程都相同, 且都含有 es项, 若将其按泰勒级数展开成s的
对于克服纯滞后对控制质量的不利影响的自动控制 方案有以下几类: 一是当纯滞后时间不是很大, 对控制 质量要求不是很高, 可采用两位式控制或采样控制方案; 二是采用预估补偿方案; 三是采用先进新型的控制技术; 四是常规控制方案.
本节主要讨论常规控制方案和预估补偿方案. 一﹑微分先行控制方案
微分控制的特点是能按被控量变化速度的大小来校
y 1
()
lim
s0
[
s
Ko Tos
1
(1
es
)
u s
]
0
(15)
y
2 ()
lim
s0
[s
1 To s
(1
es
)
u s
]
To
u
(16)
四﹑预估补偿器的实现及预估补偿控制方案的改进(补充)
史密斯补偿器的模型 W (s) Wo (s)(1 es ), 从理论
上讲, 只要能准确获得对象的数学模型, 就可达到完全
阀位控制系统的原理结构如下图所示. 操纵变量A经济
A
d 合理, 操纵变量B快速有效, 两 y 个操纵变量分别由两只控制器
B
控制 . 其中, 控制操纵变量B的
是主控制器 C1, 控制纵变操量A
C2
C1
的是阀位控制器 C2 .主控制器的
r2
r1 给定值 r1 表示产品的质量指标, 主控
制器的输出大小实际上表示了操纵变量B管线上阀门的
Y (s)
TI ses
(2)
D(s) TI sW01(s) Kc (TI s 1)(TDs 1)es
对常规的PID控制方案一种改进叫微分先行控制方案, 其
方框图见下. 其特点是比例加微分作用置于反馈通道上,
R(s)
K
c
(1
1 TI s
)
D(s)
其输出既包括被
Wo (s)es
Y (s)
控变量, 也包括 被控变量的变化
y'(t) y(t) y'(t) r(t)
曲线如图中红线所示. y(t)比 y'(t)
滞后了 这段时间. 且 y(t) 的调
y(t)
节时间也比 y'(t)的调节时间多了
0
ts ts
t 若令WH (s) Wo (s)es , 则 Wo (s) WH (s)es , 式(10)可改为:
Y (s) WC (s)Wo (s)es WC (s)WH (s)
es
)
(8)
式(8)中 WK (s) WC (s)Wo (s) ,式(8)可表成:
U (s) E(s)
WC
(s) 1 WC
1 (s)Wo (s)(1
es
)
WC
(s)W
'(s)
(9)
从而带纯滞后补偿的控制器可看成由一个常规控制器WC (s)
和一个传递函数为
W
'
(
s)
1
WC
1 (s)Wo (s)(1
代数方程, 则有无穷多项, 即系统有无穷多个极点, 这无 穷多个极点, 总有若干个位置极差的极点, 因此用PI+D 控制方案对改善控制品质就显的力不从心, 微分先行控制 方案的效果要好些.
二﹑中间反馈控制方案
中间反馈控制方案的方框图见下. 其特点是被控量的
R(s)
1 Kc (1 TI s )
D(s)
气开
阀VB处于某个与VC给定值 r2 相对应 的开度, 阀VA 也处于某个开度. 一 旦由于某种原因(如低压管线用户增
r1
PC
“-”
0.3Mpa
加)低压总管压力下降, PC输出增大
使VB 开度变大,
在VC作用下V
开度
A
也增大, 低压总管压力回升.
5-7 纯滞后过程的常规控制
具有纯滞后的生产过程的被控对象, 被称为难于控 制的对象. 纯滞后对系统的控制质量会产生严重的不利 影响, 这是因为当系统受到扰动时, 被控参数已经发生 变化, 控制虽已感受到这一变化, 并且控制器的输出立 即改变, 但操纵变量要经过一段纯滞后时间才能影响到 被控参数, 而在这期间被控参数还会继续变化, 从而造 成被控参数产生较大的动态偏差.
(12)
R(s) 1 WC (s)Wo (s) 1 WC (s)WH (s)es
由式(12)可画出如下方框图.
R(s)
WC (s)
Wo (s)es Y (s)
es 1s (s)2 / 2!(s)3 / 3!
下面再对纯滞后补偿控制的误差作一分析. 工业对象可
分成有自平衡能力对象和无自平衡能力对象, 假设这两
对象上, 而是如下图所示反向并接在控制器上.
R(s) E (s)
WC (s) U (s)
D(s) Wo (s)es
Y (s)
Y (s) Wo (s)(1 es ) WC '(s)
图中内反馈回路传递函数为:
U (s) E(s)
WC
'(s)
1
WC
WC (s) (s)Wo (s)(1
es
)
WC (s) 1 WK (s)(1
e
s
)
的补偿器串联而成, 于是可得下面的等效方框图.
R(s) E(s) WC '(s) U (s)
D(s) Wo (s)es
Y (s)
由上图可得在系统输入及干扰分别作用下, 系统的闭环
传递函数分别为:
Y (s) WC (s)Wo (s)es Y '(s)es (10) R(s) 1 WC (s)Wo (s) R(s)
“+”
TC r1
操纵变量B, 构成右图所示阀位控制系统.
系统在稳定工况下, 原油出口温度等于
主控制器TC的温度设定值 r1 ,控制阀VB 原油 处于某一开度,控制阀VA 处于阀位控制 器VC所设置的小开度 r2.
r2
VC
“-”
A
燃料
VA气开
当系统受到干扰使原油出口温度上升时, 因温度控制器
TC为正作用, 其输出增大, 这一增大的 气开VB 信号一路去VB ,使其开度增大, 导致原油 B
Y (s) Wo (s)[1 WC (s)Wo (s)(1 es )] es (11)
D(s)
1 WC (s)Wo (s)
由上两式可见, 系统的特征方程中不再出现 es项.
由式(10)可得:Y(s) Y'(s)es, 设系统在阶跃输入信号
作用下, Y '(s)的原函数 y'(t) 曲线如下图所示, 则 y(t)
(一)纯滞后环节的模拟实现
用帕德一阶分式近似纯滞后环节, 即:
es (1 s ) /(1 s ) [2 /(1 s )] 1 (17)
2
2
2
从而: 1 es 2[1 1/(1 s )]
2
式(18)可用下图结构实现.
输入
(18)
输出
2
1/(1s / 2)
如纯滞后环节用帕德二阶分式近似, 即:
TDs 1
速度值, 将这两
信号叠加后输入到比例积分控制器中, 使系统克服超调的
能力得以增强.
微分先行控制方案传递函数为:
Y (s)
Kc (TI s 1)es
(3)
R(s) TI sW01(s) Kc (TI s 1)(TDs 1)es
Y (s)
TI ses
(4)
D(s) TI sW01(s) Kc (TI s 1)(TDs 1)es
“+”
TC r1
出口温度下降;另一路去VC, 作为VC的
测量值, 由于阀位控制器VC为反作用
r2
且其设定值不变, 故VC输出减小, 使 原油
VC
燃料阀VA 的开度变小, 其作用也使原 油出口温度下降. 随原油出口温度的下降,
“-”
A
燃料
VA气开