化工仪表71课件

化工仪表72024/4/17化工仪表7[1]

简单控制系统又称单回路反馈控制系统。由一个被控过程、一个检测变送器、一个控制器和一个执行器所组成，对一个被控变量进行控制的单回路反馈闭环控制系统。简单控制系统是实现生产过程自动化的基本单元，其结构简单、投资少、易于调整和投运，能满足一般工业生产过程的控制要求。尤其适用于被控过程的纯滞后和惯性小、负荷和扰动变化比较平缓，或者控制质量要求不太高的场合。

化工仪表7[1]7.1过程控制系统设计的主要内容7.1.1过程分析

过程控制系统包括被控过程和控制仪表两部分。被控过程是由工艺要求决定的，因此，要进行过程特性分析，明确：

被控变量操纵变量主要扰动

化工仪表7[1]

7.1.2过程控制系统设计的主要内容A控制方案的设计

包括带控制点的工艺流程图、设计说明书等。

带控制点的工艺流程图是用自控字母和图形符号在工艺流程图上描述生产过程控制系统的图纸文件。它反映出被控变量测量点的位置、控制手段的实现方法，以及各个控制系统相互之间的关系。图纸上自控字母和图形符号都要符合一定的设计规范。

初步设计说明书包括设计指导思想、工艺流程和环境特征、自动化技术水平、安全措施等说明。化工仪表7[1]B工程设计

包括仪表选型、控制室和仪表盘设计、仪表供电气系统设计、信号及联锁保护系统设计等。

提交自控设备汇总表、电气设备材料表，以及仪表、电气设备接线图等详细资料。C工程安装和仪表调校

进行仪表和电气装备的安装、信号线路的连接。系统安装完成后，对每台仪表进行单独校验，对每个控制回路进行联动校验。D控制器参数工程整定

整定控制器PID参数。化工仪表7[1]

7.2简单控制系统的设计7.2.1被控变量的选择

通过对过程分析，确定对产品产量、质量以及安全生产和节能等方面具有决定性作用，而且是直接可测或通过间接计算可得到的变量作为被控变量。

选择原则：

(1)必须选择表征生产过程的质量指标作为被控变量按质量指标进行直接控制并不多见。一般是采用温度、压力等作为间接指标。间接指标与质量指标之间必须具有单值对应关系和足够大小的测量信号。

例如，在精馏过程中，要求产品达到规定的纯度。理论上讲，塔顶馏出物或塔底残液的浓度应该选作为被控变量。但由于缺乏直接测量产品浓度的工具，而且滞后时间较大，因此，常用塔顶、塔底或塔中某点的温度代替浓度作为被控变量。化工仪表7[1]

(2)必须正确确定表征生产过程的独立变量数目根据物理化学中的相律关系进行判定。例如，确定蒸汽的温度和压力是否都是独立变量，由下式求得：

F=C-P+2

F为独立变量数目，C为组分数，P为相数。

饱和蒸汽：存在着气、液两相，从而：

F=1（组分数）-2（相数）十2=1

上式表明，只要选取蒸汽温度或蒸汽压力就可以了。一般以选取蒸汽压力为宜，压力测量元件的时间常数小。如果不遵循这个原则，设计出既有温度又有压力作为被控变量的控制方案，则控制系统将是无法投运的。过热蒸汽：由于蒸汽在过热状态下只存在气相，则：F=1（组分数）-1（相数）+2=2在这种情况下，把压力和温度都选作为被控变量则是完全必要的。

化工仪表7[1](3)必须注意控制系统之间的相互关联问题

当一个过程具有两个以上的独立变量，且又分别组成控制系统，则容易产生系统间的相互关联。如图所示的流体输送中的流量与压力控制系统，存在着严重的相互关联。若因扰动导致压力p1升高，PC将控制阀A开大，加大回流量q1；与此同时，由于p1升高将使q2增大，为此FC将使阀B关小。这样会进一步加剧p1的上升。这样的两个控制系统都无法运行。化工仪表7[1]7.2.2操纵变量的选择

选定了操纵变量，实际上就确定了控制通道。因此，在选择操纵变量时，要认真分析过程特性。A放大系数K0的影响

在选择操纵变量时，一般是希望控制通道的放大系统数K0要大一些。因为K0大，表示操纵变量对被控变量的影响大，抑制扰动能力强，过渡过程的余差也小，控制精度可得到提高。但K0过大，控制作用过于灵敏，易使调节过头，引起振荡。因此，在工艺条件允许的情况下应选择控制通道放大系数K0较大的作为操纵变量。化工仪表7[1]

B时间常数T0的影响

控制通道时间常数T0越大，被控变量变化越缓慢，恢复时间加长，控制作用不及时，过渡过程的最大偏差将加大，使控制质量变差。相反，时间常数T0较小时，反映灵敏，控制及时，恢复时间短。但当T0太小时，容易引起调节过于频繁而造成被控变量振荡，稳定性变差。因此，在T0太大或太小的情况下，都比较难以控制。一般，要根据被控过程的特性来考虑控制通道时间常数T0的大小。化工仪表7[1]C纯滞后τ0的影响

控制通道纯滞后的存在，使控制作用落后于被控变量的变化，容易引起超调和振荡，使被控变量的最大偏差增大，过渡时间拉长，控制质量变差。D扰动通道放大系数Kf，越小表明在同样阶跃扰动Δƒ作用下，扰动被大大削弱，对被控变量的影响越小。时间常数Tf，越大相当于对扰动起到了一个滤波作用，则控制系统的品质指标越好。纯滞后τf，对于扰动通道来说，相当于扰动推迟时间τf后进入被控过程，它的大小不影响控制的品质。化工仪表7[1]

讨论：假设控制系统的被控过程由三个独立的单容量环节GP1、GP2、GP3串联组成，扰动分别从三个不同的位置进入系统。显然从扰动Fl到被控变量C通道的时间常数个数最多，因而对扰动Fl的滤波效果最好，即对被控变量的影响最小，F2次之，而F3的影响最大。结论：扰动离被控变量越近，离调节阀越远，则对被控变量的影响越大。化工仪表7[1]综上所述，设计控制系统时，操纵变量选择的原则是：

(1)操纵变量应是控制通道放大系数K0较大者。(2)应使扰动通道的时间常数越大越好，而控制通道的时间常数适当小一些。

(3)控制通道纯滞后时间越小越好，并尽量使扰动远离被控变量而靠近调节阀。

另外，当广义过程的控制通道由几个一阶滞后环节组成时，要避免各个时间常数相等或相接近的情况。需考虑到工艺上的合理和方便。由于生产负荷直接关系到产品的产量，不宜选择生产负荷作为操纵变量。化工仪表7[1]

7.2.3检测变送环节对控制系统的影响

检测变送环节在控制系统中起获取和传送信息的作用。检测变送环节对控制系统的影响主要集中在检测元件的滞后和信号传递的滞后问题上。因此，分析研究检测元件本身的特性、安装位置、信息传递等问题，也是提高系统控制质量的重要方面。化工仪表7[1]7.2.3.1检测环节的纯滞后

图示的pH控制系统，测量电极不能放置在流速较大的主管道，需要安装在流速较小的支管道上，其测量引入了纯滞后时间τo，其大小为：τo=l1/V1+l2/V2由于检测元件的安装位置所引入的纯滞后，有时是不可避免的，但必须尽可能地减小。因此必须合理地选择检测元件的安装位置。当检测元件的纯滞后太大、采用简单控制系统无法满足工艺要求时，应考虑采用复杂控制等方案。化工仪表7[1]

7.2.3.2测量滞后（容量滞后）

测量滞后，是指由检测元件时间常数所引起的动态误差。例如，测温元件测量温度时，由于存在着热阻和热容，其本身具有一定的时间常数。测量滞后可通过正确选择检测元件的安装位置、选择快速检测元件、正确选择控制器的微分控制作用等来克服测量滞后。化工仪表7[1]

7.2.3.3传递滞后（气动信号）

传递滞后是指气压信号在管路传递过程中所造成的滞后。

在实行集中控制的大、中型工厂中，由于检测变送器和调节阀安装在现场设备上，而控制器安装在控制室，两者之间有一定的距离。如果采用气动仪表，就会产生气压信号的传递滞后。

所以，应尽量选用电信号进行远距离传递。

化工仪表7[1]7.2.4控制器控制规律及作用方向的选择7.2.4.1控制规律的选择原则

（1）当广义过程控制通道时间常数大，或容量滞后大时，采用微分作用有良好效果，积分作用可以消除余差，因此，选用PID控制规律。如温度过程。（2）当广义过程控制通道时间常数小，系统负荷变化不大时，可以采用PI控制规律，如流量过程。（3）当广义过程控制通道时间常数小，而负荷变化很大时，采用微分作用和积分作用都易引起振荡。可适当引入反微分作用。（4）当广义过程控制通道的时间常数或时滞很大，而负荷变化又很大时，简单控制系统无法满足要求。

化工仪表7[1]

7.2.4.2控制器作用方向的选择

控制器作用方向，是指控制器的输入变化后，输出的变化方向有正作用和反作用两种形式。所谓正作用是指控制器的输出随着测量值增大而增大；所谓反作用是指控制器的输出随着测量值增大而减小。控制器作用方向确定的原则应根据被控过程的特性及调节阀的气开、气关形式来正确选择，以使控制系统成为一个反馈的闭环系统。如果控制器正、反作用方向确定错了，则控制系统将失去控制作用。化工仪表7[1]7.2.5气动薄膜调节阀的选择

7.2.5.1调节阀结构类型的选择

根据调节介质的工艺条件(温度、压力、流量等)及其特性(粘度、腐蚀性、毒性等)来选用。阀结构形式特点及使用场合直通单座阀适用于要求泄漏量小、阀前后压差小的场合直通双座阀有两个阀芯，适用于阀前后压差大，有较大泄漏量的场合角阀适于高压差、高粘度、含悬浮颗粒物质场合隔膜阀适用于有腐蚀性介质的场合蝶阀适于有悬浮物介质、大流量、压差小、允许大泄漏量场合三通阀适用于分流或合流控制的场合高压阀适用于高压控制的特殊场合化工仪表7[1]7.2.5.2调节阀气开、气关形式的选择

选择原则：

从生产安全出发，当气源供气中断、或控制器因故障而无输出、或调节阀膜片破裂漏气等原因导致调节阀无法正常工作，以致阀芯回复到无能源的初始状态，应确保操作人员和生产设备的安全，确保产品质量，降低能源消耗。

如精馏塔回流量调节阀也应采用气关阀，一旦发生事故，调节阀全开，使生产处于全回流状态，防止不合格产品的蒸出，从而保证塔顶产品的质量。如控制精馏塔进料的调节阀就常采用气开式，一旦调节阀失去能源即处于关闭状态，不再给塔进料，以免造成浪费。化工仪表7[1]

7.2.5.3调节阀流量特性的选择

阀的工作特性应根据过程特性来选择，其目的是使广义过程特性为线性。

通常，根据工艺配管情况确定配管系数S（Δpv/Δp）值后，可以从所选的工作特性出发，确定理想特性。当S＝0.6~1时，理想特性与工作恃性几乎相同；当S＝0.3~0.6时，无论是线性或对数工作特性，都应选对数的理想特性；当S<0.3时，一般不适宜控制。化工仪表7[1]7.3简单控制系统的投运

控制系统的投运是指当系统设计、安装完毕，或者经过停车检修之后，使控制系统投入运行的过程。7.3.1投运前的准备

(1)

熟悉整个过程

：了解主要工艺流程及主要设备的功能、工艺介质性质及各工艺变量间的关系；熟悉控制方案，明确控制指标；对检测元件、变送器、调节阀等的安装位置和管线走向等都要心中有数；熟悉各种自动化装置的原理、结构及其调校技术，掌握调节器手动/自动切换操作的要求和方法；全面检查电源、气源、管路和线路等的连接是否正确、气压管线是否堵塞或漏气等，保证整个系统的每一个组成环节都处于完好状态。

化工仪表7[1](2)

现场校验：安装完毕投运之前，必须对检测元件、变送器、调节器、显示仪表和调节阀等进行现场校验。校验仪表的零点、工作点、满刻度，校验记录调节仪的指示值和控制点偏差等等。(3)检查调节器的内外设定、正反作用方向及调节阀的气开、气关形式：

调节器的内外设定位置、正反作用方向和调节阀的气开、气关形式是关系到控制系统能否正常运行和安全操作的重要问题，投运前必须仔细检查。化工仪表7[1]7.3.2投运过程

A检测系统投入运行

根据工业生产过程的实际情况，将温度、压力、流量、液位等检测系统投入运行，观察测量指示是否正确等。

B现场人工操作

控制系统中的调节阀在安装时，一般应设置旁路阀。在调节阀的前、后各装有一截止阀1和截止阀2，旁路管线上装有旁路阀3。在自动控制系统投入运行时，先进行现场人工操作，即先将阀1和阀2关闭，用人工操作旁路阀3，待工况稳定后，转入控制室内手动遥控。也可以直接手动遥控。C手动遥控

在控制室内通过控制器的手动操作旋钮，对调节阀门的开度进行人工遥控。一般在自动控制系统投运以前的调试阶段，在生产过程不稳定或负荷大幅度变化等情况下，都需要对系统进行手动遥控，以便掌握生产状况和操作条件的变化。

D自动控制待手动遥控使工况稳定、被控变量接近或等于设定值并稳定一段时间后，即可将系统由手动遥控无扰动切换到自动控制。化工仪表7[1]7.4控制器参数的工程整定

设置和调整PID参数以使控制过程达到满意的质量，称为参数整定。整定方法有：理论整定法和工程整定法。

理论整定法有反应曲线法、根轨迹法等，要求已知过程的数学模型。计算工作量大，需忽略某些因素作一些近似简化，因而得不到完全符合实际过程的动态特性。因而在工程上采用不多。化工仪表7[1]

工程整定法有：经验法、临界比例度法、衰减曲线法。工程整定的一般原则是：

(1)

系统要具有一定的稳定裕度。对于定值控制系统，常取衰减比为4:1；对于随动控制系统，常取衰减比为10:1。

(2)

在满足稳定裕度的前提下，统筹兼顾，重点保证主要控制指标。化工仪表7[1]7.4.1经验法

先将控制器参数预先设置在常见范围(见表)的数值上，然后施加一定的人为扰动，观察控制系统的过渡过程，反复凑试，直至获得满意的控制质量为止。

变量(%)TI(min)TD(min)温度20~603~100.5~3流量40~1000.1~1压力30~700.4~3液位20~80A先比例，后积分微分

具体方法如下：

(1)

在控制系统中，将控制器的TI置最大，TD置零，δ取表中的经验数据，改变设定值，观察记录曲线，若过渡时间过长，应减小比例度；若振荡过于剧烈，则应加大比例度，使系统达到4:1衰减振荡过程为止。（2）加入积分作用，将已凑试好的比例度加大10％~20％，再将积分时间TI由大到小进行凑试，若曲线回复时间很长，应减小TI；若曲线振荡较大，则应增大TI，直到系统达到4:1衰减振荡的过渡过程为止。（3）若需加入微分作用，δ取比纯比例时更小些，TI也相应减小些，一般先取TD＝(1/3~1/4)TI，将微分时间TD由小到大凑试，若曲线衰减慢，增大TD；若曲线振荡厉害，则减小TD，直到控制质量达到工艺要求为止。化工仪表7[1]B先积分微分，后比例

凑试程序是先选定TI，TI取表中所列范围的某一数值，TD取(1/2~1/4)TI，然后对比例度δ进行凑试。若过渡过程仍然不够理想，则对TD和TI再作适当调整。实际上，对许多过程来说，要达到相近的控制质量，δ、TI和TD不同数值的组合很多，因此这种凑试程序是切实可行的。变量(%)TI(min)TD(min)温度20~603~100.5~3流量40~1000.1~1压力30~700.4~3液位20~80化工仪表7[1]讨论：(1)在一些特殊的情况下，参数的整定值可能会较大幅度地超越表中所列的范围。例如，某些时间常数很小的流量过程，比例度需取200％以上，系统才能稳定；时间常数大的温度过程，TI需大到15min甚至更长；对贮气柜等容量很大的压力过程，δ需小到5％；而在控制某些管道压力时，δ需大到100％以上。δ过大，曲线飘动较大，变化不规则TI过大，曲线虽带有振荡分量，但逐渐接近设定值TI过小，系统的振荡周期较长TD过大，振荡周期较短(2)凡是δ过大，或TI过大，都会使被控变量变化缓慢，不能使系统很快地达到稳定状态。

(3)凡是δ过小，或TI过小，或TD过大，都会使系统振荡剧烈，甚至等幅振荡。δ过小，振荡周期中等(4)

等幅振荡的出现，不一定是由于参数整定不当所引起的。例如，阀门定位器、调节器或变送器调校不良，调节阀的传动部分存在间隙，往复泵输送液体时的脉冲等，都表现为被控变量的等幅振荡。当系统内存在正弦干扰时，也将使被控变量产生等幅振荡。我们必须根据具体情况进行分析，作出正确判断。化工仪表7[1]经验法的实质是“看曲线、作分析、调参数、寻最佳”，方法简单可靠，对外界扰动比较频繁的系统，尤为合适，因此在生产上得到较为广泛的应用。化工仪表7[1]7.4.2衰减曲线法

衰减曲线法是在纯比例作用基础上找出达到规定衰减比的比例度数值，然后用半经验公式求取P、I、D参数，也称为半经验法。

(1)在闭合运行的控制系统中，将调节器的TI置最大、TD置零，比例度放在较大数值上，待系统稳定。

(2)改变设定值或生产负荷，加以幅度适宜的阶跃扰动，观察、记录过渡过程曲线的衰减比。

(3)从大到小调比例度，直至出现4:1衰减为止。记下此时的比例度δs，并从过渡过程曲线上求出衰减振荡周期了Tp。化工仪表7[1]

(4)根据δs、Tp，按表1中的数据整定调节器参数。

(5)

将调节器的比例度放在比整定值稍大的数值上，TI、TD分别置于整定值上，观察过渡过程曲线，逐渐将比例度降至整定值上，直至过渡过程曲线满意为止。

对于有些过程，4:1衰减仍嫌振荡过强，则可采用10:1衰减曲线法(其方法同上)得到10:1衰减曲线。记下此时的比例度δ's和最大偏差时间Tr