《化工仪表及自动化》 第七章 简单控制系统 主讲人：史继斌 E-mail: shijibin56@163.com

第七章 简单控制系统 返回首页 第一节 系统的结构与组成 第二节 被控变量的选择 第三节 调节变量的选择 第四节 测量元件特性的影响 第七章 简单控制系统 返回首页 第一节 系统的结构与组成 第二节 被控变量的选择 第三节 调节变量的选择　 第四节 测量元件特性的影响 第五节 控制器控制规律的选择 第六节 控制系统的投运与参数整定

随着生产过程自动化水平的日益提高，控制系统的类型越来越多，复杂程度的差异也越来越大。本章所述的简单控制系统是使用最普遍（占85%左右）、结构最简单的一种自动控制系统。

第一节 系统的结构与组成 自动控制系统是由被控对象和自动化装置两大部分组成。由于构成自动控制系统的这两大部分（主要是指自动化装置）的数量、连接方式及其目的不同，自动控制系统可以有许多类型。所谓简单控制系统，通常是指由一个测量元件和变送器、一个控制器、一个控制阀及一个对象所构成的单闭环控制系统，因此也称为单回路控制系统。

系统组成原理 图7－l是一个典型的简单控制系统，它包括一个调节器TC、一个测量变送器TT、一个执行器（调节阀）和一个被控制的物理对象。图7－2是该系统的方块图。该控制系统的信号流只有一个回路，所以叫单回路控制系统。

在图7－l中，T表示被加热介质的出口温度，是该控制系统的被调参数。该控制系统的目的就是使T被控制在工艺条件所要求的某个固定的数值上；TT表示温度测量仪表，并将其测量值变换为TC可接受的信号；TC表示用来控制温度的调节器，气动调节阀是执行器；换热器是被控物理对象；它们一起组成了换热器温度控制系统。

第二节 被控变量的选择 我们已知，生产过程中希望借助自动控制保持恒定值的变量称为被控变量。在构成一个自动控制系统时，被控变量的选择十分重要，它关系到系统能否达到稳定操作、增加产量、提高质量、改善劳动条件、保证安全等目的，关系到控制方案的成败。如果被控变量选择不当，不管组成什么型式的控制系统，也不管配上多么精密先进的工业自动化装置，都不能达到预期的控制效果。

被控变量的选择是与生产工艺密切相关的，而影响一个生产过程正常操作的因素是很多的，但并非所有影响因素都要加以自动控制。所以，必须深入实际，调查研究，分析工艺，找出影响生产的关键变量作为被控变量。所谓“关键”变量，是指这样一些变量：它们对产品的产量、质量以及安全具有决定性的作用，而人工操作又难以满足要求的；或者人工操作虽然可以满足要求，但是，这种操作是既紧张而又频繁的。

  根据被控变量与生产过程的关系，可分为两种类型的控制型式：直接指标控制与间接指标控制。如果被控变量本身就是需要控制的工艺指标（如温度、压力、流量、液位、成分等），则称为直接指标控制；如果工艺是按质量指标进行操作的，照理应以产品质量作为被控变量进行控制，但有时缺乏各种合适的获取质量信号的检测手段，或虽能检测，但信号很微弱或滞后很大，这时可选取与直接质量指标有单值对应关系而反应又快的另一变量，如温度、压力等作为间接控制指标，进行间接指标控制。

被控变量的选择，有时是一件十分复杂的工作，除了前面所说的要找出关键变量外，还要考虑许多其他因素，下面先举一个例子来略加说明，然后再归纳出选择被控变量的一般原则。

图7－4是精馏过程的示意图。它的工作原理是利用被分离物各组分的挥发度不同，把混合物中的各组分进行分离。假定该精馏塔的操作是使塔顶（或塔底）馏出物达到规定的纯度，那么塔顶（或塔底）馏出物的组分xD（或xW）应作为被控变量，因为它就是工艺上的质量指标。

如果检测塔顶馏出物的组分xD（或xW）尚有困难，或滞后太大，那么就不能直接以xD（或xW）作为被控变量进行直接指标控制。这时可以在与xD（xw）有关的参数中找出合适的变量作为被控变量，进行间接指标控制。 在二元系统的精馏中，当气液两相并存时，塔顶易挥发组分的浓度xD、塔顶温度TD、压力p三者之间有一定的关系。当压力恒定时，组分xD和温度TD之间存在有单值对应的关系。

图7-5所示为苯、甲苯二元系统中易挥发组分苯的百分浓度与温度之间的关系。易挥发组分的浓度越高，对应的温度越低；相反，易挥发组分的浓度越低，对应的温度越高。

当温度TD恒定时，组分xD和压力p之间也存在着单值对应关系，如图7－6所示。易挥发组分浓度越高，对应的压力也越高；反之，易挥发组分的浓度越低，对应的压力也越低。由此可见，在组分、温度、压力三个变量中，只要固定温度或压力中的一个，另一个变量就可以代替xD作为被控变量。在温度和压力中，究竟应选哪一个参数作为被控变量呢？

从工艺合理性考虑，常常选择温度作为被控变量。这是因为：第一，在精馏塔操作中，压力往往需要固定。只有将塔操作在规定的压力下，才易于保证塔的分离纯度，保证塔的效率和经济性。如塔压波动，就会破坏原来的汽液平衡，影响相对挥发度，使塔处于不良工况。同时，随着塔压的变化，往往还会引起与之相关的其他物料量的变化，影响塔的物料平衡，引起负荷的波动。

第二，在塔压固定的情况下，精馏塔各层塔板上的压力基本上是不变的，这样各层塔板上的温度与组分之间就有一定的单值对应关系。由此可见，固定压力，选择温度作为被控变量是可能的，也是合理的。

在选择被控变量时，还必须使所选变量有足够的灵敏度。在上例中，当xD变化时，温度TD的变化必须灵敏，有足够大的变化，容易被测量元件所感受，且使相应的测量仪表比较简单、便宜。

此外，还要考虑简单控制系统被控变量间的独立性。假如在精馏操作中，塔顶和塔底的产品纯度都需要控制在规定的数值，据以上分析，可在固定塔压的情况下，塔顶与塔底分别设置温度控制系统。但这样一来，由于精馏塔各塔板上物料温度相互之间有一定联系，塔底温度提高，上升蒸汽温度升高，塔顶温度相应亦会提高；同样，塔顶温度提高，回流液温度升高，会使塔底温度相应提高。也就是说，塔顶的温度与塔底的温度之间存在关联问题。因此，以两个简单控制系统分别控制塔顶温度与塔底温度，势必造成相互干扰。使两个系统都不能正常工作。

所以采用简单控制系统时，通常只能保证塔顶或塔底一端的产品质量。工艺要求保证塔顶产品质量，则选塔顶温度作为被控变量；若工艺要求保证塔底产品质量，则选塔底温度作为被控变量。如果工艺要求塔顶和塔底产品纯度都要保证，则通常需要组成复杂控制系统，增加解耦装置，解决相互关联问题。

从上面的举例中可以看出，要正确地选择被控变量，必须了解工艺过程和工艺特点对控制的要求，仔细分析各变量之间的相互关系。选择被控变量时，一般要遵循以下原则。 （l）被控变量应能代表一定的工艺操作指标或能反映工艺操作状态，一般都是工艺过程中比较重要的变量。 （2）被控变量在工艺操作过程中经常要受到一些干扰影响而变化。为了维持被控变量的恒定，需要较频繁的调节。

（3）尽量采用直接指标作为被控变量。当无法获得直接指标信号，或其测量和变送信号滞后很大时，可选择与直接指标有单值对应关系的间接指标作为被控变量。 （4）被控变量应能被测量出来，并具有足够大的灵敏度。 （5）选择被控变量时，必须考虑工艺合理性和国内仪表产品现状。 （6）被控变量应是独立可控的。

第三节、调节变量的选择 在选定被控变量之后，要进一步确定控制系统的调节变量或操纵变量。实际上，被控变量与调节变量是放在一起综合考虑的。调节变量的选取应遵循下列原则： （l）调节变量必须是工艺上允许调节的变量。

（2）调节变量应该是系统中所有输入变量中对被控变量影响最大的一个。调节通道的放大系数K要尽量大一些，时间常数T适当小些，滞后时间尽量小。 （3）不宜选择代表生产负荷的变量作为调节变量，以免引起产量波动。

图7－l中的换热器，选择蒸汽流量作为调节变量。如果不调节蒸汽流量，而是调节冷流体的流量，理论上也可以使出口温度稳定。但冷流体流量是生产负荷，不宜进行调节。

  例如，下图是一个把乳化物制成干燥颗粒的干燥过程。高位槽中的乳化物是一种胶体物质，经过过滤后喷进干燥筒，由加热后的干燥空气吹干胶体颗粒，成为产品。鼓风机的输出分两路，一路经蒸汽加热，另一路为旁路，二者混合后再去吹干胶粒（通过控制干燥筒内的温度间接地控制产品的水分）。

乳化物干燥过程及控制系统示意图:

这里，被控变量是温度，影响干燥质量的是乳化物流量、蒸汽压力和鼓风机风量。 可选择的操作变量有三个：乳化物的流量、旁路空气量（可以改变热风温度）、蒸汽加热量（也是改变热风温度）。控制其中一个，都可以构成温度控制系统，图中用三个调节阀表示三个控制系统。

如果用控制乳化物流量的方案，滞后最小对于被控变量-温度的调整也灵，时间常数T也小，但乳化物流量本身是生产负荷，不允许有波动，应当保持稳定，所以，选它作为操作变量不合理。 如果选蒸汽流量为操作变量，看来也可以，但它要经过换热器，风管，才到干燥器，控制通道长，时间常数和容量滞后大。

如果蒸汽流量不变化，选用旁路空气量来控制，旁路空气量与热空气混合后再进入干燥器，这个过程短，T小，灵敏度比第二种办法好。所以比较而言，第三种选择是最合理的。

第四节 测量元件特性的影响 测量、变送装置是控制系统中获取信息的装置，也是系统进行控制的依据。所以，要求它能正确地、及时地反映被控变量的状况。假如测量不准确，使操作人员把不正常工况误认为是正常的，或把正常工况认为不正常，形成混乱，甚至会错误处理造成事故。测量不准确或不及时，会产生失调或误调，影响之大不容忽视。

一、测量元件的时间常数 测量元件，特别是测温元件，由于存在热阻和热容，它本身具有一定的时间常数，因而造成测量滞后。 测量元件时间常数对测量的影响，如图7-12所示。

若被控变量y作阶跃变化时，测量值z慢慢靠近y，如（a）所示，显然，前一段两者差距很大；若y作递增变化，而z则一直跟不上去，总存在着偏差，如（b）所示；若y作周期性变化，Z的振荡幅值将比y减小，而且落后一个相位，如（c）所示

测量元件的时间常数越大，以上现象愈加显著。假如将一个时间常数大的测量元件用于控制系统，那么，当被控变量变化的时候，由于测量值不等于被控变量的真实值，所以控制器接收到的是一个失真信号，它不能发挥正确的校正作用，控制质量无法达到要求。

因此，控制系统中的测量元件时间常数不能太大，最好选用惰性小的快速测量元件，例如用快速热电偶代替工业用普通热电偶或温包。必要时也可以在测量元件之后引入微分作用，利用它的超前作用来补偿测量元件引起的动态误差。

当测量元件的时间常数Tm小于对象时间常数的1／10时，对系统的控制质量影响不大。这时就没有必要盲目追求小时间常数的测量元件。

有时，测量元件安装是否正确，维护是否得当，也会影响测量与控制。特别是流量测量元件和温度测量元件，例如工业用的孔板、热电偶和热电阻元件等。如安装不正确，往往会影响测量精度，不能正确地反映被控变量的变化情况，这种测量失真的情况当然会影响控制质量。

同时，在使用过程中要经常注意维护、检查，特别是在使用条件比较恶劣的情况（如介质腐蚀性强、易结晶、易结焦等）下，更应该经常检查，必要时进行清理、维修或更换。例如当用热电偶测量温度时，有时会因使用一段时间后，热电偶表面结晶或结焦，使时间常数大大增加，以致严重地影响控制质量。

二、测量元件的纯滞后 当测量存在纯滞后时，也和对象控制通道存在纯滞后一样，会严重地影响控制质量。 测量的纯滞后有时是由于测量元件安装位置引起的。例如图7-13中的PH值控制系统，如果被控变量是中和糟内出口溶液的PH值，但作为测量元件的测量电极却安装在远离中和糟的出口管道处，并且将电极安装在流量较小、流速很慢的副管道（取样管道）上。

这样一来，电极所测得的信号与中和糟内溶液的PH值在时间上就延迟了一段时间。

这一纯滞后使测量信号不能及时反映中和槽内溶液PH值的变化，因而降低了控制质量。目前，以物性作为被控变量时往往都有类似问题，这时引入微分作用是徒劳的，加得不好，反而会导致系统不稳定。所以在测量元件的安装上，一定要注意尽量减小纯滞后。对于大纯滞后的系统，简单控制系统往往是无法满足控制要求的，须采用复杂控制系统。

三、信号的传送滞后 信号传送滞后通常包括测量信号传送滞后和控制信号传送滞后两部分。 测量信号传送滞后是指由现场测量变送装置的信号传送到控制室的控制器所引起的滞后。对于电信号来说，可以忽略不计，但对于气信号来说，由于气动信号管线具有一定的容量，所以，会存在一定的传送滞后。

控制信号传送滞后是指由控制室内控制器的输出控制信号传送到现场执行器所引起的滞后。对于气动薄膜控制阀来说，由于膜头空间具有较大的容量，所以控制器的输出变化到引起控制阀开度变化，往往具有较大的容量滞后，这样就会使得控制不及时，控制效果变差。

信号的传送滞后对控制系统的影响基本上与对象控制通道的滞后相同，应尽量减小。所以，一般气压信号管路不能超过300m，直径不能小于6mm，或者用阀门定位器、气动继动器增大输出功率，以减小传送滞后。在可能的情况下，现场与控制室之间的信号尽量采用电信号传递，必要时可用气-电转换器将气信号转换为电信号，以减小传送滞后。

第五节 控制器控制规律的选择 一、控制器控制规律的确定 二、控制器正、反作用的确定 第五节 控制器控制规律的选择 一、控制器控制规律的确定 二、控制器正、反作用的确定 在选择控制器时，不仅要确定控制器的控制规律，而且要确定控制器的正、反作用。

前面我们已经讲过控制器的基本控制规律有位式控制、比例控制（P）、积分控制（I）和微分控制（D）。实际应用中常用的是比例控制（P）及它们的组合形式：比例积分控制（PI）、比例微分控制（PD）和比例积分微分控制（PID）。

一、控制器控制规律的确定 1．比例控制器 比例控制器的可调整参数是比例放大系数KP或比例度δ，对于单元组合仪表（即输入、输出均为标准信号）来说，它们的关系为：

比例控制器适用于控制通道滞后较小、负荷变化不大、工艺上没有提出无差要求的系统，例如中间贮槽的液位、精馏塔塔釜液位以及不太重要的蒸汽压力控制系统等。

2．比例积分控制器 比例积分控制器是使用最普遍的控制器。它适用于控制通道滞后较小、负荷变化不大、工艺参数不允许有余差的系统。例如流量、压力和要求严格的液位控制系统，常采用比例积分控制器。

3．比例积分微分控制器 比例积分微分控制器的特点是：微分作用使控制器的输出与输入偏差的变化速度成比例，它对克服对象的滞后有显著的效果。在比例的基础上加上微分作用能提高稳定性，再加上积分作用可以消除余差。所以，适当调整 δ、TI、TD三个参数，可以使控制系统获得较高的控制质量。

比例积分微分控制器适用于容量滞后较大、负荷变化大、控制质量要求较高的系统，应用最普遍的是温度控制系统与成分控制系统。对于滞后很小或噪声严重的系统，应避免引入微分作用，否则会由于被控变量的快速变化引起控制作用的大幅度变化，严重时会导致控制系统不稳定。

值得提出的是，目前生产的模拟式控制器一般都同时具有比例、积分、微分三种作用。只要将其中的微分时间TD置于0，就成了比例积分控制器，如果同时将积分时间TI置于无穷大，便成了比例控制器。

二、控制器正、反作用的确定 在控制系统中，不仅是控制器，而且被控对象、测量元件及变送器和执行器都有各自的作用方向。它们如果组合不当，使总的作用方向构成正反馈，则控制系统不但不能起控制作用，反而破坏了生产过程的稳定。所以，在系统投运前必须注意检查各环节的作用方向，其目的是通过改变控制器的正、反作用，以保证整个控制系统是一个具有负反馈的闭环系统。

所谓作用方向，就是指输入变化后，输出的变化方向。当某个环节的输入增加时，其输出也增加，则称该环节为“正作用”方向；反之，当环节的输入增加时，输出减少的称“反作用”方向。

对于测量元件及变送器，其作用方向一般都是“正”的，因为当被控变量增加时，其输出量一般也是增加的，所以在考虑整个控制系统的作用方向时，可不考虑测量元件及变送器的作用方向（因为它总是“正”的），只需要考虑控制器、执行器和被控对象三个环节的作用方向，使它们组合后能起到负反馈的作用。

对于执行器，它的作用方向取决于是气开阀还是气关阀。当控制器输出信号（即执行器的输入信号）增加时，气开阀的开度增加，因而流过阀的流体流量也增加，故气开阀是“正”方向。反之，由于当气关阀接收的信号增加时，流过阀的流体流量反而减少，所以是“反”方向。执行器的气开或气关型式主要应从工艺安全角度来确定。

如水槽液位，当控制进口阀时为“正作用”，控制出口阀时为“反作用”。 对于被控对象的作用方向，则随具体对象的不同而各不相同。当操纵变量增加时，被控变量也增加的对象属于“正作用”的。反之，被控变量随操纵变量的增加而降低的对象属于“反作用”的。 如水槽液位，当控制进口阀时为“正作用”，控制出口阀时为“反作用”。

返回 图7-16

由于控制器的输出决定于被控变量的测量值与给定值之差，所以被控变量的测量值与给定值变化时，对输出的作用方向是相反的。对于控制器的作用方向是这样规定的：当给定值不变，被控变量测量值增加时，控制器的输出也增加，称为“正作用”方向，或者当测量值不变，给定值减小时，控制器的输出增加的称为“正作用”方向。反之，如果测量值增加（或给定值减小）时，控制器的输出减小的称为“反作用”方向。

返回图7-14

在一个安装好的控制系统中，对象的作用方向由工艺机理可以确定，执行器的作用方向由工艺安全条件可以选定，而控制器的作用方向要根据对象及执行器的作用方向来确定，以使整个控制系统构成负反馈的闭环系统。下面举两个例子加以说明。

图7-18 液位控制

  控制器的正、反作用可以通过改变控制器上的正、反作用开关自行选择，一台正作用的控制器，只要将其测量值与给定值的输入线互换一下，就成了反作用的控制器，其原理如右图 所示。 图7-19 控制器正、反作用开 关示意图

第六节 控制系统的投运与参数整定 一、投运步骤 二、调节器参数整定

一、投运步骤 l．投运前的准备 （l）熟悉被控对象和整个控制系统，检查所有仪表及连接管线、电源、气源等，以保证投运时能及时正确的操作，故障能及时查找； （2）现场校验所有的仪表，保证仪表能正常使用； （3）根据经验或估算，设置 KP、TI和TD，或者先将调节器设置为纯比例作用，比例度放在较大的位置； （4）确认调节阀的气开、气关作用； （5）确认调节器的正、反作用；   （6）根据前述所有选择，假设被控变量受干扰有一个增加，看控制系统能否克服干扰的影响。

2．现场的人工操作 将调节阀前后的阀门1和2关闭，打开阀门3，观察测量仪表能否正常工作，待工况稳定（图7-20）。 3．手动遥控 用手动定值器或手操器调整作用于调节阀上的信号P至一个适当数值，然后，打开上游阀门2，再逐步打开下游阀门1，过渡到遥控，待工况稳定。

4．投入自动 手动遥控使被控变量接近或等于给定值，观察仪表测量值，待工况稳定后，调节器切换到“自动”状态。至此，初步投运过程结束。仅控制系统的过渡过程不一定满足要求，这时需要进一步调整KP、TI和TD三个参数。

二、调节器参数整定 调节器参数整定有两大类方法：理论计算法和工程整定法。理论计算法需要较多的控制理论知识，由于实际情况复杂，理论计算不可能考虑周到，因此，理论方法没有得到应用，只能依据理论和工程经验估计一组参数，再在运行过程中优化参数，这和经验法相似。 工程整定法有三种：经验法、临界比例度法和衰减曲线法。

1．临界比例度法 该方法是先将调节器设置为纯比例作用（即把积分时间TI放在“∞”的位置，微分时间TD放在“0”位置，就消除了积分和微分作用），且比例度δ放在较大位置，将系统投入闭环控制，然后逐步减小比例度δ（即增加放大系数KP）并施加干扰作用，直至控制系统出现等幅振荡的过渡过程，如图7－21。

这时的比例度就叫做临界比例度δk，振荡周期就叫做临界振荡周期Tk。根据δk和Tk从表7-l中查找调节器应该采用的参数值。

临界比例度法目前使用的比较多，它简单易用，适用面较广。但要注意的是： （1）对于工艺上不允许有等幅振荡的，不能使用； （2）如δk很小，不适用。因为δk很小，即KP很大，容易使被控变量超出允许范围。

2．衰减曲线法 该方法仍然是将调节器先设置为纯比例作用，并将比例度δ放在较大的位置上。将系统投入闭环控制，在系统稳定后，逐步减小比例度，改变给定值以加入阶跃干扰，观察过渡过程的曲线，直至衰减比n为4，见图7－22。

这时的比例度为δS，衰减周期为Ts，最后，由表7－2查出调节器应该采用的参数值。

有时，希望衰减比n大于4，即要求过渡过程更稳定些，振荡减弱些。这时仍先按上述方法找δS，只是衰减比 n取 10。但此时，Ts不容易测准，改为测上升时间 TT，查表7－3得到调节器应该采用的参数值。

衰减曲线法可以适用于几乎各种应用场合。但在应用中要注意： （1）加干扰前，控制系统必须处于稳定的状态，否则不能得到准确的δS、Ts和 TT值； （2）阶跃干扰的幅值不能大，一般为给定值的5％左右，必须由自控人员与工艺人员共同商定； （3）如果过渡过程波动频繁，难于记录下准确的比例度、衰减周期或上升时间，则改用其他方法。

3．经验法 实际上，前面所述的临界比例度法和衰减曲线法也是经验法，其表中提供的数据也是根据经验总结出来的。有经验的技术人员不必拘泥于表中的数据。 经验法是根据实际经验，先将调节器参数δ、TI和TD预先设置为一定的数值，控制系统投入自动后，改变给定值施加阶跃干扰，即观察记录仪曲线，如过渡过程在满意的范围即可。如不满意，依据δ、TI和TD对过渡过程的作用方向，调整这些参数，直至满意。

由于各种被控对象、变送器和执行器的特性差异很大，经验值可能相差较大。因此，一次调整到位的可能性很小。 表7－4中数据提供采用经验法时参考，成功使用经验法整定调节器参数的关键是“看曲线，调参数”，因此，必须依据曲线正确判断，正确调整。经验法适用于各种控制系统，但经验不足者会花费很长的时间。另外，同一系统，出现不同组参数的可能性增大。

习题与思考题 第181－182页： 习题：第2、14、15、16、18、19题； 思考题：第1题和3－13题。