第一节 简单控制系统的结构与组成 第七章 简单控制系统 第七章 简单控制系统 随着生产过程白功化水平的日益提高，控制系统的类型越来越多，复杂程度的差异也越来越大。本章所研究的简单控制系统是使用最普遍、结构最简单的一种自动控制系统。 第一节 简单控制系统的结构与组成 简单控制系统，通常是指由一个测量元件、变送器、一个控制器、一个控制阀和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。 图7—1的液位控制系统与图7—2的温度控制系统都是简单控制系统的例子。

说明：在本系统中绘出的变送器LT及TT等，按自控设计规范，可以省略不画，所以在本书以后的控制系统图中，也将不再画出测量、变送环节，但要注意在实际的系统中总是存在这一环节，只是在画图时被省略罢了。

图7—3是简单控制系统的典型方块图。 由图可知，简单控制系统由四个基本环节组成，即被控对象(简称对象)、测量变送装置、控制器和执行器。对于不同对象的简单控制系统(例如图7—1和图7—2所示的系统)，尽管其具体装置与变量不相同，但都可以用相同的方块图来表示，这就便于对它们的共性进行研究。

简单控制系统的结构比较简单，所需的自动化装置数量少，投资低，操作维护也比较方便，而且在一般情况下，都能满足控制质量的要求。因此，这种控制系统在工业生产过程中得到了广泛的应用。据某大型化肥厂统计，简单控制系统约占控制系统总数的85％左右。 前面几章已经分别介绍了组成简单控制系统的各个组成部分，包括被控对象、测量变送装置、控制器、执行器等。 本章将介绍组成简单控制系统的基本原则；被控变量及操纵变量的选择；控制器控制规律的选择及控制器参数的工程整定等。

第二节 被控变量的选择 生产过程中希望借助自动控制保持恒定值(或按一定规律变化)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。 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。 直接指标控制：被控变量本身就是需要控制的工艺指标(温度、压力、流量、液位、成分等)； 间接指标控制：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。 通过图7—4所示的精馏过程，来说明选择被控变量的—般原则。

假定该精馏塔的操作是要使塔顶(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，则在塔顶温度与塔底温度之间互相影响，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，则选塔顶温度为被控变量；若工艺要求保证塔底产品质量，则选塔底温度为被控变量。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。选释被控变量时，一般要遵循下列原则。 (1)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—些干扰影响而变化。为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 操纵变量的选择 一、操纵变量 在自动控制系统中，把用来克服干扰对被控变量的影响，实现控制作用的变量称为操纵变量，最常见的操纵变量是介质的流量。 当被控变量选定以后，接下去应对工艺进行分析，找出有哪些因素会影响被控变量发生变化的。 一般来说，影响被控变量的外部输入往往有若干个而不是一个，在这些输人中，有些是可控(可以调节)的，有些是不可控的。原则上，是在诸多影响被控变量的输人中选择一个对被控变量影响显著而且可控性良好的输入，作为操纵变量，而其他未被选中的所有输入量则视为系统的干扰。

图7—7是炼油和化工厂中常见的精馏设备。

根据工艺要求，选择提馏段某块塔板(一般为温度变化最灵敏的板，称为灵敏板)的温度作为被控变量。那么，自动控制系统的任务就是通过维持灵敏板上温度恒定，来保证塔底产品的成分满足工艺要求。 从工艺分析可知，影响提馏段灵敏板温度T灵的因素主要有：进料的流量(Q入)、成分(x入)、温度(T入)、回流的流量(Q回)、回流液温度(T回)、加热蒸汽流量（Q蒸）、冷凝器冷却温度及塔压等等。这些因素都会影响被控变量(T灵)变化。

这些影响因素可分为两大类，即可控的和不可控的。 从工艺角度看，本例中只有回流量和蒸汽流量为可控因素，其他一般为不可控因素。 在两个可控因素中．蒸汽流量对提馏段温度影响比起回流量对提馏段温度影响来说更及时、更显著。同时，从节能角度来讲，控制蒸汽流量比控制回流量消耗的能量要小，所以通常应选择蒸汽流量作为操纵变量。

二、对象特性对选择操纵变最的影响 在诸多影响被控变量的因素中，一旦选择了其中一个作为操纵变量，那么其余的影响因素都成了干扰变量。操纵变量与干扰变量作用在对象上，都会引起被控变量变化的。 图7—9是其示意图。

干扰变量由干扰通道施加在对象上，起着破坏作用，使被控变量偏离给定值；操纵变量由控制通道施加到对象上，使被控变量回复到给定值，起着校正作用。 这是一对相互矛盾的变量，它们对被控变量的影响都与对象特性有密切的关系。因此在选择操纵变量时，要认真分析对象特性，以提高控制系统的控制质量。 1．对象静态特性的影响 在选择操纵变量构成自动控制系统时，一般希望控制通道的放大系数K0要大些，这是因为K0的大小表征了操纵变量对被控变量的影响程度。当然，有时K0过大，会引起过于灵敏，使控制系统不稳定，这也是要引起注意的。 另一方面．对象干扰通道的放大系数Kf，则越小越好。Kf小，表示干扰对被控变量的影响不大，过渡过程的超调量不大，故确定控制系统时，也要考虑干扰通道的静态特性。 总之，在诸多变量都要影响被控变量时，从静态特性考虑、应该选择其中放大系数大的可控变量作为操纵变量。

2．对象动态特性的影响 (1)控制通道时间常数的影响 控制器的控制作用，是通过控制通道施加于对象去影响被控变量的。所以控制通道的时间常数不能过大，否则会使操纵变量的校正作用迟缓、超调量大、过渡时间长。要求对象控制通道的时间常数T小一些，使之反应灵敏、控制及时，从而获得良好的控制质量。 (2)控制通道纯滞后τ0的影响 控制通道的物料输送或能量传递都需要一定的时间。这样造成的纯滞后τ0对控制质量是有影响的。

图7—10所示为纯滞后对控制质量影响的示意图。 图中C表示被控变量在干扰作用下的变化曲线(这时无校正作用)；A和B分别表示无纯滞后和有纯滞后时操纵变量对被控变量的校正作用；D和E分别表示无纯滞后和有纯滞后情况下被控变量在干扰作用与校正作用同时作用下的变化曲线。

所以，在选择操纵变量构成控制系统时，应使对象控制通道的纯滞后时间τ0尽量小。 (3)干扰通道时间常数的影响 干扰通道的时间常数Tf越大，表示干扰对被控变量的影响越缓慢，这是有利于控制的。所以，在确定控制方案时，应设法使干扰到被控变量的通道长些，即时间常数要大一些。 (4)干扰通道纯滞后τf的影响 如果干扰通道存在纯滞后τf，即干扰对被控变量的影响推迟了时间τf，因而，控制作用也推迟了时间τf，使整个过渡过程曲线推迟了时间τf，只要控制通道不存在纯滞后，通常是不会影响控制质量的，如图7—11所示。

三、操纵变量的选择原则 根据以上分析，概括来说，操纵变量的选择原则主要有以下几条。 (1)操纵变量应是可控的，即工艺上允许调节的变量。 (2)操纵变量一般应比其他干扰对被控变量的影响更加灵敏。为此，应通过合理选择操纵变量，使控制通道的放大系数适当大、时间常数适当小(但不宜过小，否则易引起振荡)、纯滞后时间尽量小。为使其他干扰对被控变量的影响减小，应使干扰通道的放大系数尽可能小、时间常数尽可能大。 (3)在选择操纵变量时，除了从自动化角度考虑外，还要考虑工艺的合理性与生产的经济性。一般说来，不宜选择生产负荷作为操纵变量，因为生产负荷直接关系到产品的产量，是不宜经常波动的。另外，从经济性考虑，应尽可能地降低物料与能量的消耗。

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，甚至会处理错误造成事故。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，特别是测温无件，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。 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。

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。

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空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、出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。气压信号管路一般不超过300m，直径不小于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。

一、控制器控制规律的确定 第五节 控制器控制规律的选择 简单控制系统是由被控对象、控制器、执行器和测量变送装置四大基本部分组成的。 第五节 控制器控制规律的选择 一、控制器控制规律的确定 简单控制系统是由被控对象、控制器、执行器和测量变送装置四大基本部分组成的。 这时可将对象、测量变送装置和执行器合在一起，称之为广义对象。于是控制系统可看成由控制器与广义对象两部分组成，如图7—14所示。

在广义对象特性已经确定的情况下，如何通过控制器控制规律的选择与控制器参数的工程整定，来提高控制系统的稳定性和控制质量，这就是本节与下一节所要讨论的主要问题。 目前工业上常用的控制器主要有三种控制规律；比例控制规律、比例积分控制规律和比例积分微分控制规律，分别简写为P、PI和PID。 选择哪种控制规律主要是根据广义对象的特性和工艺的要求来决定的。下面分别说明各种控制规律的特点及应用场合。 1．比例控制器 比例控制器是具有比例控制规律的控制器，它的输出p与输入偏差e(实际上是指它们的变化量)之间的关系为： 比例控制器的可调整参数是比例放大系数Kp或比例度δ，对于单元组合仪表来说。它们的关系为：

比例控制器的特点是：控制器的输出与偏差成比例，即控制阀门位置与偏差之间具有一一对应关系。当负荷变化时，比例控制器克服干扰能力强、控制及时、过渡时间短。在常用控制规律中，比例作用是最基本的控制规律，不加比例作用的控制规律是很少采用的。 但是，纯比例控制系统在过渡过程终了时存在余差。负荷变化越大，余差就越大。 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 比例积分控制器是具有比例积分控制规律的控制器。它的输出p与输人偏差e的关系为： 比例积分控制器的可调整参数是比例放大系数Kp(或比例度δ)和积分时间TI。

比例积分控制器的持点是：由于在比例作用的基础上加上积分作用，而积分作用的输出是与偏差的积分成比例、只要偏差存在、控制器的输出就会不断变化，直至消除偏差为止。所以采用比例积分控制器，在过渡过程结束时是无余差的、这是它的显著优点。 但是，加上积分作用，会使稳定性降低，虽然在加积分作用的同时，可以通过加大比例度，使稳定性基本保持不变，但超调量和振荡周期都相应增大，过渡过程的时间也加长。 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是具有比例积分微分控制规律的控制器，常称为三作用（PID）控制器。理想的三作用控制器，其输出p与输入偏差e之间具有下列关系：

比例积分微分控制器的可调整参数有三个，即比例放大系数Kp(比例度δ)、积分时间TI和微分时间TD。 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，应避免引人微分作用，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 自动控制系统是具有被控变量负反馈的闭环系统。也就是说，如果被控变量值偏高，则控制作用应使之降低；相反，如果被控变量值偏低，则控制作用应使之升高。控制作用对被控变量的影响应与干扰作用对被控变量的影响相反，才能使被控变量值回复到给定值。 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。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(注意不要与执行机构和控制阀的“正作用”及“反作用”混淆)。 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，故气开发是“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。 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。 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。

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。

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，其原理如图7—17所示。

第六节 控制器参数的工程整定 一个自动控制系统的过渡过程或者控制质量，与被控对象、干扰形式与大小、控制方案的确定及控制器参数整定有着密切的关系。 在控制方案、广义对象的特性、控制规律都已确定的情况下，控制质量主要就取决于控制器参数的整定。 所谓控制器参数的整定，就是按照已定的控制方案，求取使控制质量最好的控制器参数值。具体来说，就是确定最合适的控制器比例度δ、积分时间TI和微分时间TD。 控制器参数整定的方法很多，主要有两大类，一类是理论计算的方法，另一类是工程整定法。 理论计算的方法是根据巳知的广义对象特性及控制质量的要求，通过理论计算出控制器的最佳参数。 工程整定法是在已经投运的实际控制系统中，通过试验或探索，来确定控制器的最佳参数。

一、临界比例度法 这是目前使用较多的—种方法。它是大通过试验得到临界比例度δk和临界周期Tk，然后根据经验总结出来的关系求出控制器各参数值。 在闭环的控制系统中，将控制器变为纯比例作用，即将TI放到“∞”位置上，TD放在“0”位置上，在干扰作用下，从大到小地逐渐改变控制器的比例度，直至系统产生等幅振荡（即临界振荡），如图7—18所示。

这时的比例度叫临界比例度δk，周期为临界振荡周期Tk。记下δk和Tk，然后按表7—1中的经验公式计算出控制器的各参数整定数值。 临界比例度法比较简单方便，容易掌握和判断，适用于一般的控制系统。 但是对于临界比例度很小的系统不适用。因为临界比例度很小，则控制器输出的变化一定很大，被调参数容易超出允许范围，影响生产的正常进行。 临界比例度法是要使系统达到等幅振荡后，才能找出δk与Tk，对于工艺上不允许产生等幅振荡的系统本方法亦不适用。

二、衰减曲线法 衰减曲线法是通过使系统产生衰减振荡来整定控制器的参数值的，具体作法如下： 在闭环控制系统中，先将控制器变为纯比例作用，并将比例度预置在较大的数值上。在达到稳定后，用改变给定值的办法加入阶跃干扰，观察被控变量记录曲线的衰减比，然后从大到小改变比例度，直至出现4：l衰减比为止，见图7—19(a)，记下此时的比例度δs(叫4：l衰减比例度)，从曲线上得到衰减周期Ts。然后根据表7—2中的经验公式，求出控制器的参数整定值。

有的过程，4：l衰减仍嫌振荡过强，可采用10：l衰减曲线法。方法同上，得到10：l衰减曲线[见图7—19(b)]后，记下此时的比例度δs’和最大偏差时间T升(又称上升时间)，然后根据表7—3中的经验公式，求出相应的δ、TI、TD。

采用衰减曲线法必须注意以下几点。 (1)加的干扰幅值不能太大，要根据生产操作要求来定，一般为额定值的5％左右，也有例外的情况。 (2)必须在上艺参数稳定情况下才能施加干扰，否则得不到正确的δs、Ts、或δs’和T升值。 （3）对于反应快的系统，如流量、管道压力和小容量的液位控制等，要在记录曲线上严格得到4：1衰减曲线比较困难。一般以被控变量来回波动两次达到稳定，就可以近似地认为达到4：1衰减过程了。 衰减曲线法比较简便，适用于一般情况下的各种参数的控制系统。但对于干扰频繁，计录曲线不规则，不断有小摆动的情况，由于不易得到准确的衰减比例度δs和衰减周期Ts，使得这种方法难于应用。

三、经验凑试法 经验凑试法是长期的生产实践中总结出来的一种整定方法。它是根据经验先将控制器参数放在一个数值上，直接在闭环的控制系统中，通过改变给定值施加干扰，在记录仪上观察过渡过程曲线，运用δ、TI、TD对过渡过程的影响为指导，按照规定顺序，对比例度δ、积分时间TI 和微分时间TD逐个整定，直到获得满意的过渡过程为止。 各类控制系统中控制器参数的经验数据．列于表7—4中，供整定时参考选择。 最后必须指出，在一个自动控制系统投运时，控制器的参数必须整定，才能获得满意的控制质量。同时，在生产进行的过程中，如果工艺操作条件改变，或负荷有很大变化，被控对象的特性就要改变，因此，控制器的参数必须重新整定。由此可见，整定控制器参数是经常要做的工作，对工艺人员与仪表人员来说，都是需要掌握的。 作业：15题

第八章 复杂控制系统 简单控制系统是生产过程自动控制中最简单、最基本、应用最广的一种形式，在工厂中约占全部自动控制系统的80％左右。 随着工业的发展，生产工艺的革新，生产过程的大型化和复杂化，必然导致对操作条件的要求更加严格，变量之间的关系更加复杂。同时，现代化生产往往对产品的质量提出更高的要求，例如甲醇精馏塔的温度偏离不允许超过10C，石油裂解气的深冷分离中，乙烯纯度要求达到99.99%。此外，生产过程中的某些特殊要求，如物料配比问题，前后生产工序协调问题、为了生产安全而采取的软保护问题等等，这些问题的解决都是简单控制系统所不能胜任的，因此，相应地就出现了一些与简单控制系统不同的其他控制形式，这些控制系统统称为复杂控制系统。 复杂控制系统种类繁多，根据系统的结构和所担负的任务来说，常见的复杂控制系统有：串级、均匀、比值、分程、前馈、取代、三冲量等控制系统。

一、概述 第一节 串级控制系统 对象的滞后较大，干扰比较剧烈、频繁时，简单控制系统往往满足不了工艺上的要求，这时，可考虑采用串级控制系统。 第一节 串级控制系统 一、概述 对象的滞后较大，干扰比较剧烈、频繁时，简单控制系统往往满足不了工艺上的要求，这时，可考虑采用串级控制系统。 下面先举一个例子来说明串级控制系统的结构及其工作原理。 为了控制管式加热炉原油出口温度，可以设置图8—1所示的温度控制系统，根据原油出口温度的变化来控制燃料阀门的开度，即改变燃料量来维持原油出口温度保持在工艺所规定的数值上，这是一个简单控制系统。

乍看起来，上述控制方案是可行的、合理的。但是在实际生产过程中，特别是当加热炉的燃料压力或燃料本身的热值有较大波动时，上述简单控制系统的控制质量往往很差，原料油的出口温度波动较大，难以满足生产上的要求。 为什么会产生上述情况呢? 这是因为当燃料压力或燃料本身的热值变化后，先影响炉膛的温度，然后通过传热过程才能逐渐影响原料油的出口温度，这个通道容量滞后很大，时间常数约15min左右，反应缓慢，而温度控制器TC是根报原料油的出口温度与给定值的偏差工作的。所以当干扰作用在对象上后，并不能较快地产生控制作用以克服干扰被控变量的影响。 为了解决管式加热炉的原料油出口温度的控制问题，根据炉膛温度的变化，先改变燃料量，然后再根据原料油出口温度与其给定值之差，进一步改变燃料量，以保持原料油出口温度的恒定。模仿这样的人工操作程序就构成了以原料油出口温度为主要被控变量的炉出口温度与炉膛温度的串级控制系统，图8—2是这种系统的示意图。

它的工作过程是这样的：在稳定工况下，原料油出口温度和炉膛温度都处于相对稳定状态，控制燃料油的阀门保持在—定的开度。假定在某—时刻，燃料油的压力和或热值(与组分有关)发生变化，这个干扰首先使炉膛温度θ2发生变化，它的变化促使控制器T2C进行工作，改变燃料的加入量，从而使炉膛温度的偏差随之减少。与此同时，由于炉膛温度的变化，或由于原料油本身的进口流量或温度发生变化，会使原料油出口温度θ1发生变化。θ1的变化通过控制器T1C不断地去改变控制器T2C的给定值。这样，两个控制器协同工作，直到原料油出口温度重新稳定在给定值时，控制过程才告结束。 图8—3是以上系统的方块图。

根据信号传递的关系，图中将管式加热炉对象分为两部分。 一部分为受热管道，图上标为温度对象1，它的输出变量为原料油出口温度θ1。另一部分为炉膛及燃烧装置，图上标为温度对象2，它的输出变量为炉膛温度θ2。 干扰F2表示燃料油压力、组分等的变化，它通过温度对象2首先影响炉膛温度θ2，然后再通过温度对象1影响原料油出口温度θ1。干扰F1表尔原料油本身的流量、进口温度等的变化，它通过温度对象1直接影响原料油出口温度θ1。 在这个控制系统中，有两个控制器T1C和T2C，分别接收来自对象不同部位的测量信号θ1和θ2。其中一个控制器T1 C的输出作为另一个控制器T2C的给定值，而后者的输出去控制执行器以改变操纵变量。从系统的结构来看，这两个控制器是串接工作的，因此，这样的系统称为串级控制系统。

为了更好地阐述和研究问题，这里介绍几个串级控制系统中常用的名词。 主变量：是工艺控制指标，在串级控制系统中起主导作用的被控变量，如上例中的原料油出口温度θ1。 副变量：串级控制系统中为了稳定主变量或因某种需要而引入的辅助变量，如上例中的炉膛温度θ2。 主对象：为主变量表征其特性的生产设备，如上例中从炉膛温度检测点到炉出口温度检测点间的工艺生产设备，主要是指炉内原料油的受热管道，图8—3中标为温度对象1。 副对象：为副变量表征其特性的工艺生产设备，如上例中执行器至炉膛温度检测点间的工艺生产设备，主要指燃料油燃烧装置及炉膛部分，图8—3中标为温度对象2。 主控制器：按主变量的测量值与给定位而工作，其输出作为副变量给定值的那个控制器，称为主控制器(又名主导控制器)，如上例中的温度控制器T1C。

副控制器：其给定值来自主控制器的输出，并按副变量的测量值与给定值的偏差而工作的那个控制器称为副控制器(又名随动控制器)，如上例中的温度控制器T2C。 主回路：是由主变量的测量变送装置，主、副控制器，执行器和主、副对象构成的外回路，亦称外环或主环。 副回路：是由副变量的测量变送装置，副控制器执行器和副对象所构成的内回路，亦称内环或副环。 根据前面所介绍的串级控制系统的专用名词，各种具体对象的串级控制系统都可以画成典型形式的方块固，如图8—4所示。

该系统中有两个闭合回路，副回路是包含在主回路中的一个小回路，两个回路都是具有负反馈的闭环系统。

二、串级控制系统的工作过程 下面以图8—2所示的温度—温度串级控制系统为例，来说明串级控制系统是如何有效地克服滞后提高控制质量的。 先假定执行器采用气开型式，断气时关闭控制阀，以防止炉管烧杯而酿成事故，温度控制器T1C和T2C都采用反作用方向。 1. 干扰进入副回路 当系统的干扰只是燃料油的压力或组分波动时，亦即在图8—3所示的方块图中，干扰F1不存在,只有F2作用在温度对象2上，这时干扰进入副回路。 若F2使θ2升高，则有 F2→θ2↑→p2↓→开度↓→θ2↓ 　↓ 　θ1↑→p1↓→T2C给定值↓→p2↓→开度↓→θ2↓→θ1↓ 由于副回路控制通道短，时间常数小，所以当干扰进入回路时，可以获得比单回路控制系统超前的控制作用，有效地克服燃料油压力或热值变化对原料油出口温度的影响，从而大大提高了控制质量。

2．干扰作用于主对象 假如在某一时刻，由于原料油的进口流量或温度变化，亦即在图8—3所示的方块图中，F2不存在，只有F1作用于温度对象1上。 若F1的作用结果使原料油出口温度θ1升高，则有 F1→θ1↑→p1↓→T2C给定值↓→p2↓→开度↓→θ2↓→θ1↓ 如果由于干扰作用F1的结果使θ1增加超过给定值，那么必须相应降低θ2，才能使θ1回复到给定值。所以，在串级控制系统中，如果干扰作用于主对象，由于副回路的存在，可以及时改变副变量的数值，以达到稳定主变量的目的。 3．干扰同时作用于副回路和主对象 如果除了进入副回路的干扰外，还有其他干扰作用在主对象上。亦即在图8—3所示的方块图中，F1、F2同时存在，分别作用在主、副对象上。这时可以根据干扰作用下主、副变量变化的方向，分下列两种情况进行讨论。

一种是在干扰作用下，主、副变量的变化方向相同，若 F2→θ2↑→p2↓→开度↓→θ2↓→θ1↓ F1→θ1↑→p1↓→开度↓→θ2↓→θ1↓ 由于此时主、副控制器的工作都是使阀门关小的，所以加强了控制作用，加快了控制过程。 另一种情况是主、副变量的变化方向相反，若 F2→θ2↑→p2↓→开度↓→θ2↓→θ1↓ F1→θ1↓→p1↑→T2C给定值↑→p2↑→开度↑→θ2↑→θ1↑ 一个增加，另一个减小。如果两者变化量恰好相等，则偏差为零，这时副控制器输出不变，阀门不需动作；如果两者变化量虽不相等，由于能互相抵消掉一部分，因而偏差也不大，只要控制阀稍稍动作一点。即可使系统达到稳定。 副回路具有先调、粗调、快调的特点；主回路具有后调、细调、慢调的特点，并对于副回路没有完全克服掉的干扰影响能彻底加以克服。因此、在串级控制系统中，由于主、副回路相互配合、相互补充，充分发挥了控制作用，大大提高了控制质量。

三、串级控制系统的特点 (1)在系统结构上，串级控制系统有两个闭合回路：主回路和副回路；有量各控制器；主控制器和副控制器；有两个测量变选器，分别测量主变量和副变量。 在串级控制系统中，主回路是个定值控制系统，而副回路是个随动控制系统。 (2)在串级控制系统中，有两个变量：主变量和副变量。 一般来说，主变量是反映产品质量或生产过程运行情况的主要工艺变量，主变量的选择原则与简单控制系统中介绍的被控变量选择原则是一样的。 (3)在系统特性上，串级控制系统由于副回路的引入，改善了对象的特性，使控制过程加快，具有超前控制的作用，从而有效地克服滞后，提高了控制质量。 (4)串级控制系统由于增加了副回路，因此具有一定的自适应能力，可用于负荷和操作条件有较大变化的场合。

在串级控制系统中，主回路是一个定值系统，副回路却是一个随动系统。当负荷或操作条件发生变化时，主控制器能够适应这一变化及时地改变副控制器的给定值，使系统运行在新的工作点上，从而保证在新的负荷和操作条件下，控制系统仍然具有较好的控制质量。 由于串级控制系统具合上述持点，所以当对象的滞后和时间常数很大，干扰作用强而频繁，负荷变化大，简申控制系统满足不了控制质量的要求时，采用串级控制系统是适宜的。

四、串级控制系统中副回路的确定 要发挥串级系统的优势，副回路的设计则是一个关键。 副回路的确定应考虑如下一些原则。 1．主、副变量间应有一定的内在联系 选择串级控制系统的副变量一般有两类情况。 一类情况是选择与主变量有一定关系的某一中间变量作为副变量，例如前面所讲的炉膛温度。由于它的滞后小、反应快，可以提前预报主变量θ1的变化。 另一类情况是选择的副变量就是操纵变量本身，这样能及时克服它的波动，减少对主变量的影响。 下面举一个例子来说明这种情况。

在这个例子中，选择的副变量就是操纵变量(加热蒸汽量)本身。

2．要使系统的主要干扰被包围在副回路内 在确定副变量时，一方面能将对主变量影响最严重、变化最剧烈的干扰包围在副回路内，另一方向又使副对象的时间常数很小，这样就能充分利用副环的快速抗干扰性能，将干扰的影响抑制在最低限度。这样，主要干扰对主变量的影响就会大大减小，从而提高了控制质量。 例如在管式加热炉中，如果主要干扰来自燃料油的压力被动时、可以设置图8—6所示的加热炉原料油出口温度与燃料油压力串级控制系统。

3．在可能的情况下，应使副环包围更多的次要干扰 如果在生产过程中，除了主要干扰外，还有较多的次要干扰，或者系统的干扰较多且难于分出主要干扰与次要干扰，在这种情况下，选择副变量应考虑使副环尽量多包围一些干扰，这样可以充分发挥副环的快速抗干扰能力，以提高串级控制系统的控制质量。 需要说明的是，在考虑到使副环包围更多干扰时，也应同时考虑到副环的灵敏度，因为这两者经常是相互矛盾的。随着副回路包围干扰的增多，副环将随之扩大，副变量离主变量也就越近。这样一来，副对象的控制通道就变长，滞后也就增大，从而会削弱副回路的快速、有力控制的特性。 因此，在选择副变量时，既要考虑到使副环包围较多的干扰，又要考虑到使副变量不要离主变量太近，否则一旦干扰影响到副变量，很快也就会影响到主变量，这样副环的作用也就不大了。 当主要干扰来自控制阀方面时，选择控制介质的流量或压力作为副变量来构成串级控制系统(如图8—5或图8—6所示)是很适宜的。

4．副变量的选择应考虑到主、副对象时间常数的匹配， 以防“共振”的发生 在串级控制系统中，主、副对象的时间常数不能太接近。这一方面是为了保证副回路具有快速的抗干扰性能，另一方面是由于串级系统中主、副回路之间是密切相关的，副变量的变化会影响到主变量，而主变量的变化通过反馈回路又会影响到副变量。 在选样副变量时。应注意使主、副对象的时间常数之比为3—10，以减少主、副回路的动态联系，避免“共振”。 5．当对象具有较大的纯滞后而影响控制质量时，在选择副变量时应使副环尽量少包含纯滞后或不包含纯滞后

五、主、副控制器控制规律及正、反作用的选择 1．控制规律的选择 主变量是生产工艺的主要控制指标，直接关系到产品的质量或生产的正常进行，工艺上对它的要求比较严格。一般来说．主变量不允许有余差。所以，主控制器通常都选用比例积分控制规律，以实现主变量的无差控制。有时，对象控制通道容量滞后比较大，例如温度对象或成分对象等，为了克服容量滞后，可以选择比例积分微分控制规律。 副控制器一般采用比例控制规律。为了能够快速跟踪，最好不带积分作用，因为积分作用会使跟踪变得援慢。副控制器的微分作用也是不需要的。因为串级控制器有微分作用时，一旦主控制器输出稍有变化，就容易引起控制阀大幅度地变化，这对系统的稳定是不利的。

2．控制器正、反作用的选择 串级控制系统中，必须分别根据各种不同情况，选择主、副控制器的作用方向，选择方法如下。 (1)串级控制系统中的副控制器作用方向的选择，是根据工艺安全等要求，选定执行器的气开、气关型式后，按照使副控制回路成为一个负反馈系统的原则来确定的，其选择方法与简单控制系统中控制器正、反作用的选择方法相同。 （2）串级控制系统中主控制器作用方向的选择可按下述方法进行： 当主、副变量在增加(或减小)时，如果由工艺分析得出。为使主、副变量减小(或增加)，要求控制阀的动作方向是一致的时候，主控制器应选“反”作用；反之，则应选“正”作用。

图8—8是冷却器温度串级控制系统的示意图。 分析冷却器的特性可以知道，当主变量即被冷却物料出口温度增加时，需要开大控制阀，而当副变量即冷剂流量增加时，需要关小控制阀。它们对控制阀动作方向的要求是不—致的，因此主控制器TC的作用方向应选用正作用。

(3)当由于工艺过程的需要，控制阀由气开改为气关，或由气关改为气开时，只要改变副控制器的正反作用而不需改变主控制器的正反作用。 但是必须指出，在有些生产过程中，要求控制系统既可以进行串级控制，又可以实现主控制器单独工作，即切除副控制器，由主控制器的输出直接控制执行器(称为主控)。这就是说，若系统由串级切换为主控时，是用主控制器的输出代替原先副控制器的输出去控制执行器，而若系统由主控切换为串级时，是用副控制器的输出代替主控制器的输出去控制执行器。无论哪一种切换，都必需保证当主变量变化时，去控制阀的信号完全一致。

六、控制器参数的工程整定 串级控制系统从整体上来看是个定值控制系统，要求主变量有较高的控制精度。但从副回路来看是个随动系统，要求副变量能准确、快速地跟随主控制器输出的变化而变化。 只有明确了主、副回路的不同作用和对主、副变量的不同要求后，才能正确地通过参数整定，确定主、副控制器的不同参数，来改善控制系统的特性，获取最佳的控制过程。 串级控制系统主、副控制器的参数整定方法主要有下列两种。 1．两步整定法 按照串级控制系统主、副回路的情况，先整定副控制器，后整定主控制器的方法叫做两步整定法，整定过程是： 2. 一步整定法 所谓一步整定法，就是根据经验先将副控制器一次放好，不再变动，然后按一般单回路控制系统的整定方法直接整定主控制器参数。

第二节 均匀控制系统 一、均匀控制的目的 在化工生产中，各生产设备都是前后紧密联系在一起的。前—设备的出料，往往是后一设备的进料，各设备的操作情况也是互相关联、互相影响的。 例图8—9所示的连续精馏的多塔分离过程就是一个最能说明问题的例子。

解决矛盾的方法，可在两塔之间设置一个中间贮罐。既满足甲塔控制液位的要求，又缓冲了乙塔进料流量的波动。但是由此会增加设备，使流程复杂化。 为了解决前后工序供求矛盾，达到前后兼顾协调操作，使液位和流量均匀变化，为此组成的系统称为均匀控制系统。 均匀控制通常是对液位和流量两个变量同时兼顾，通过均匀控制，使两个互相矛盾的变量达到下列要求。 (1)两个变量在控制过程中部应该是变化的，且变化是缓慢的。因为均匀控制是指前后设备的物料供求之间的均匀。那么，表征前后供求矛盾的两个变量都不应该稳定在某—固定的数值。

（2）前后互相联系又互相矛盾的两个变量应保持在所允许的范围内波动。 如图8—9中，甲塔塔釜液位的升降变化不能超过规定的上下限，否则就有淹过再沸器蒸汽管或被抽干的危险。同样，乙塔进料流量也不能超越它所能承受的最大负荷或低于最小处理量，否则就不能保证精馏过程的正常进行。为此，均匀控制的设计必须满足这两个限制条件。当然，这里的允许波动范围比定值控制过程的允许偏差要大得多。明确均匀控制的目的及其特点是十分必要的。

二、均匀控制方案 1．简单均匀控制 图811所示的为简单均匀控制系统。 外表看起来与简单的液位定值控制系统一样，但系统设计的目的不同。定值控制是通过改变排出流量来保持液位为给定值，而简单均匀控制是为了协调液位与排出流量之间的关系，允许它们都在各自许可的范围内作缓慢的变化。

简单均匀控制系统如何能够满足均匀控制的要求呢？ 是通过控制器的参数整定来实现的。简单均匀控制系统中的控制器一般都是纯比例作用的，比例度的整定不能按4：1(或10：1)衰减振荡过程来整定，而是将比例度整定得很大，以使当液位变化时，控制器的输出变化很小、排出流量只作微小缓慢的变化。有时为了克服连续发生的同一方向干扰所造成的过大偏差，防止液位超出规定范围，则引人积分作用。这时比例度一般大于100％，积分时间也要放得大一些。至于微分作用，是和均匀控制的目的背道而驰的，故不采用。 2．串级均匀控制 简单均匀控制方案，虽然结构简单，但有局限性。当塔内压力或排出端压力变化时，即使控制阀开度不变，流量也会随阀前后压差变化而改变。等到流量改变影响到液位变化后，液位控制器才进行控制，显然这是不及时的。

为了克服这一缺点，可在原方案基础上增加一个流量副回路，即构成串级均匀控制，图8—12是其原理图。 从图中可以看出，在系统结构上它与串级控制系统是相同的。液位控制器LC上的输出，作为流量控制器FC的给定值，用流量控制器的输出来操纵执行器。由于增加了副回路，可以及时克服由于塔内或排出端压力改变所引起的流量变化。这些都是串级控制系统的特点。但是，由于设计这—系统的目的是为了协调液位和流量两个变量的关系，使之在规定的范围内作缓慢的变化，所以本质上是均匀控制。

串级均匀控制系统之所以能够使两个变量间的关系得到协调，是通过控制器参数整定来实现的。 在串级均匀控制系统中，参数整定的目的不是使变量尽快地回到给定值，而是要求变量在允许的范围内作缓慢的变化。 均匀控制系统的控制器参数数值一般都很大。 串级均匀控制系统的主、副控制器一股都采用纯比例作用的。只在要求较高时，为了防止偏差过大而超过允许范围，才引入适当的积分作用。

第三节 比值控制系统 一、概述 在化工、炼油及其他工业生产过程中，工艺上常需要将两种或两种以上的物料保持一定的比例关系，如比例一旦失调、将影响生产或造成事故。 实现两个或两个以上参数符合一定比例关系的控制系统，称为比值控制系统。通常为流量比值控制系统。 在需要保持比值关系的两种物料中，必有一种物料处于主导地位，这种物料称之为主物料，表征这种物料的参数称之为主动量，用Q1表示。 由于在生产过程控制中主要是流量比值控制系统，所以主动量也称为主流量；而另一种物料按主物料进行配比，在控制过程中随主物料而变化，因此称为从物料，表征其特性的参数称为从动量或副流量，用Q2表示。 一般情况下，总以生产中主要物料定为主物料，而相应跟随变化的辅助物料定为从物料。

在有些场合，以不可控物料作为主物料，用改变可控物料即从物料的量来实现它们之间的比值关系。 比值控制系统就是要实现副流量Q2与主流量Q1成一定比值关系，满足如下关系式： 式中K为副流量与主流量的流量比值。

二、比值控制系统的类型 1. 开环比值控制系统 开环比值控制系统是最简单的比值控制方案，图8—13是其原理图。 图中Q1是主流量，Q2是副流量。当Q1变化时，通过控制器FC及安装在从物料管道上的执行器，来控制Q2，以满足Q2＝KQ1的要求。

图8—14是该系统的方块图。 从图中可以看到，该系统的测量信号取自主物料Q1，但控制器的输出却去控制从物料的流量Q2，整个系统没有构成闭环，所以是一个开环系统。 这种比值控制方案对副流量Q2本身无抗干扰能力。所以这种系统只能适用于副流量较平稳且比值要求不高的场合。

2. 单闭环比值控制系统 单闭环比值控制系统是为了克服开环比值控制方案的不足。在开环比值控制系统的基础上，通过增加—个副流量的闭环控制系统而组成的，如图8—15所示。图8—16是该系统的方块图。

从图中可以看出，单闭环比值控制系统的主流量Q1相似于串级控制系统中的主变量，但主流量并没有构成闭环系统，Q2的变化并不影响到Q1。尽管它亦有两个控制器。但只有一个闭合回路．这就是两者的根本区别。 在稳定情况下，主、副流量满足工艺要求的比值，Q2／Q1＝K。当主流量Q1变化时，经变送器送至主控制器F1C(或其他计算装置)。F1C按预先设置好的比值使输出成比例地变化，也就是成比例地改变副流量控制器F2C的给定值，此时副流量闭环系统为一个随动控制系统，从而Q2跟随Q1变化，使得在新的工况下，流量比值K保持不变。 单闭环比值控制系统的优点是它不但能实现副流量跟随主流量的变化而变化，而且还可以克服副流量本身干扰对比值的影响，因此主、副流量的比值较为精确。另外，这种方案的结构形式较简单、实施起来也比较方便、所以得到广泛的应用，尤其适用于主物料在工艺上不允许进行控制的场合。 单闭环比值控制系统，虽然能保持两物料量比值一定，但由于主流量是不受控制的，当主流量变化时，总的物料量就会跟着变化。

3. 双闭环比值控制系统 双闭环比值控制系统是为了克服单闭环比值控制系统主流量不受控制，生产负荷（与总物料量有关)在较大范曲内波动的不足而设计的。 它是在单闭环比值控制的基础上增加了主流量控制回路而构成的。图8—l7是它的原理图。 从图可以看出，当主流量Q1变化时，一方面通过主流量控制器F1C对它进行控制，另一方向通过比值控制器K(可以是乘法器)乘以适当的系数后作为副流量控制器的给定值，使副流量跟随主流量的变化而变化。

图8—18是双闭环比值控制系统的方块团。 该系统具有两个闭合回路，分别对主、副流量进行定值控制。同时，由于比值控制器K的存在，使得主流量由受到干扰作用开始到重新稳定在给定值这段时间内，副流量能跟随主流量的变化而变化。这样不仅实现了比较精确的流量比值，而且也确保了两物料总量基本不变，这是它的一个主要优点。 双闭环比值控制系统主要适用于主流量干扰频繁，工艺上不允许负荷有较大波动或工艺上经常需要提降负荷的场合。

4. 变比值控制系统 在有些化学反应过程，要求两种物料的比值能灵活地随第三变量的需要而加以调整，这样就出现一种变比值控制系统。 图8—19是变换炉的半水煤气与水蒸气的变比值控制系统的示意图。

在变换炉生产过程中，半水煤气与水蒸气的量需保持一定的比值，但其比值系数要能随一段触媒层的温度变化而变化，才能在较大负荷变化下保持良好的控制质量。在这里，蒸汽与半水煤气的流量经测量变送后，送往除法器，计算得到它们的实际比值，作为流量比值控制器FC的测量值。而FC的给定值来自温度控制器TC，最后通过调整蒸汽量(实际上是调整了蒸汽与半水煤气的比值)来使变换炉触煤层的温度恒定在规定的数值上。 图8—20是该变比值控制系统的方块图。

由图可见，从系统的结构上来看，实际上是变换炉触媒层温度与蒸汽／半水煤气的比值串级控制系统。系统中控制器的选择，温度控制器TC按串级控制系统中主控制器要求选择，比值系统按单闭环比值控制系统来确定。

一、前馈控制系统及其特点 第四节 前馈控制系统 第四节 前馈控制系统 前馈的概念很早就已产生了，由于人们对它认识不足和自动化工具的限制，致使前馈控制发展缓慢。近30年来，随着新型仪表和电子计算机的出现和广泛应用，为前馈控制创造了有利条件，前馈控制又重新被重视。 目前前馈控制已在锅炉、精馏塔、换热器和化学反应器等设备上获得成功的应用。 一、前馈控制系统及其特点 图8—21和8—22所示为换热器出口温度的反馈控制前馈控制。

在反馈控制系统中，控制器是按照被控变量相对于给定值的偏差而进行工作的。不论什么干扰，只要引起被控变量变化，都可以进行控制，这是反馈控制的优点。但是，在这样的系统中，控制信号总是要在干扰已经造成影响，被控变量偏离给定值以后才能产生，控制作用总是不及时的。特别是在干扰频繁，对象有较大滞后时，使控制质量的提高受到很大的限制。 如果已知影响换热器出口物料温度变化的主要干扰是进口物料流量的变化、为了及时克服这一干扰对被控变量θ的影响，可以测量进料流量，根据进料流量大小的变化直接去改变加热蒸汽量的大小，这就是所谓的“前馈”控制。 为了对前馈控制有进一步的认识，下面仔细分析一下前馈控制的持点。并与反馈控制作一简单的比较。 1．前馈控制是基于不变性原理工作的，比反馈控制及时、有效。 前馈控制是根据干扰的变化产生控制作用的。如果能使干扰作用对被控变量的影响与控制作用对被控变量的影响在大小上相等、方向上相反的话，就能完全克服干扰对被控变量的影响。

图8—23就可以无分说明这一点。 前馈控制对于干扰的克服要比反馈控制及时得多。干扰一旦出现，不需等到被控变量受其影响产生变化，就会立即产生控制作用，这个特点是前馈控制的一个主要优点。

图8—24(a)、（b）分分别表示反馈控制与前馈控制的方块图。 反馈控制的依据是被控变量与给定值的偏差，检测的信号是被控变量，控制作用发生时间是在偏差出现以后。 前馈控制的依据是干扰的变化，检测的信号是干扰量的大小，控制作用发生的时间是在干扰作用的瞬间而不需等到偏差出现之后。

2．前馈控制是属于“开环”控制系统 反馈控制系统是一个闭环控制系统。而前馈控制是一个“开环”控制系统，这也是它们两者的基本区别。 由图8—24(b)可以看出，在前馈控制系统中，被控变量根本没有被检测，当前馈控制器按扰动量产生控制作用后，对被控变量的影响并不返回来影响控制器的输入信号——扰动量，所以整个系统是一个开环系统。 前馈控制系统是一个开环系统，这一点从某种意义上来说是前馈控制的不足之处。反馈控制由于是闭环系统，控制结果能够通过反馈获得检验，而前惯控制其控制效果并不通过反馈来加以检验。 3. 前馈控制使用的是视对象特性而定的“专用”控制器 一般的反馈控制系统均采用通用类型的PID控制器，而前馈控制要采用专用前馈控制器(或前馈补偿装量)。对于不同的对象特性，前馈控制器的控制规律将是不同的。 4．一种前馈作用只能克服一种干扰

二、前馈控制的主要形式 1．单纯的前馈控制形式 根据对干扰补偿的特点，可分为静态前馈控制和动态前馈控制。 (1)静态前馈控制系统 在图8—22中，前馈控制器的输出信号是按干扰大小随时间变化的，它是干扰量和时间的函数。而当干扰通道和控制通道动态特性相同时，便可以不考虑时间函数，只按静态关系确定前馈控制作用。静态前馈是前馈控制中的一种特殊形式。 图8—22中，如果主要干扰是进料流量的波动ΔQ1，那么前馈控制器的输出Δmf为： 式中Kf是前馈控制器的比例系数。这种静态前馈实施起来十分方便，用常规仪表中的比值器或比例控制器即可作为前馈控制器使用，Kf为其比值或比例系数。

在有条件列写各参数的静态方程时，可按静态方程式来实现静态前馈。 图8—25是蒸汽加热的换热器，冷料进入量为Q1，进口温度为θ1、出口温度θ2是被控变量。

分析影响出口温度θ2的因素，进料Q1增加，使θ2降低；入口温度θ1提高，使θ2升高；蒸汽压力下降，使θ2降低。假若这些干扰当中，进料量Q1变化幅度大而且频繁，现在只考虑对干扰Q1进行静态补偿的话，可利用热平衡原理来分析，近似的平衡关系是蒸汽冷凝放出的热量等于进料流体获得的热量。 当进料增加后为Q1十ΔQ1，为保持出口温度θ2不变，Q2需要相应地变化到Q2 + ΔQ2，列出这时的静态方程为： 式(8—3)减去式(8—2)，可得：

因此，若能使Q2与Q1的变化量保持 的关系，就可以实现静态补偿。根据静态控制方程式(8—4)，构成换热器静态前馈控制实施方案如图8—25所示。 此方案将主、次干扰θ1、Q1、Q2等都引入系统，控制质量大有提高。 图8—25中虚线框内的环节，就是前馈控制所应该起的作用，可用前馈控制器，也可用单元组合仪表来实现。

(2)动态前馈控制系统 静态前馈控制只能保证被控变量的静态偏差接近或等于零，并不能保证动态偏差达到这个要求。故必须考虑对象的动态特性。从而确定前馈控制器的规律，才能获得动态前馈补偿。 现在图8—25的静态前馈控制基础上加个动态前馈补偿环节，便构成了图8—26的动态前馈控制实施方案。

图中的动态补偿环节的特性，应该是针对对象的动态特性来确定的。但是考虑到工业对象的特性千差万别，如果按对象特性来设计前馈控制器的话，将会花样繁多，一般都比较复杂，实现起来比较困难。因此，可在静态前馈控制的基础上，加上延迟环节或微分环节，以达到干扰作用的近似补偿。 按此原理设计的一种前馈控制器，有三个可以调整的参数K、T1、、T2。K为放大倍数，是为了静态补偿用的。T1、、T2 是时间常数，都有可调范围，分别表示延迟作用和微分作用的强弱。相对于干扰通道而言，控制通道反应快的给它加强延迟作用，反应慢的给它加强微分作用。根据两通道的持性适当调整T1、、T2的数值，使两通道反应合拍便可以实现动态补偿。消除动态偏差。

2．前馈—反馈控制 前馈与反馈控制的优缺点是相对应的。若把其组合起来，取长补短，使前馈控制用来克服主要干扰，反馈控制用来克服其他的多种干扰，两者协同工作，—定能提高控制质量。 用“前馈”来克服主要干扰，再用“反馈”来克服其他干扰，组成如图8—27所示的前馈-反馈控制系统。 图中的控制器FC起前馈作用，用来克服由于进料量波动对被控变量θ的影响，而温度控制器TC起反馈作用，用来克服其他干扰对被控变量θ的影响，前馈和反馈控制作用相加，共同改变加热蒸汽量，以使出料温度θ维持在给定值上。

图8—28是前馈—反馈控制系统的方块图。 从图可以看出，前馈—反馈控制系统虽然也有两个控制器，但在结构上与串级控制系统是完全不同的。串级控制系统是由内、外(或主、副)两个反馈回路所组成；而前馈—反馈控制系统是由一个反馈回路和另一个开环的补偿回路叠加而成。

三、前馈控制的应用场合 (1)干扰幅值大而频繁，对被控变量影响剧烈，仅采用反馈控制达不到要求的对象。 (2)主要干扰是可测而不可控的变量。 (3)当对象的控制通道滞后大，反馈控制不及时，控制质量差，可采用前馈或前馈-反馈控制系统，以提高控制质量。

一、基本概念 第五节 选择性控制系统 通常自动控制系统只能在生产工艺处于正常情况下进行工作。 第五节 选择性控制系统 一、基本概念 通常自动控制系统只能在生产工艺处于正常情况下进行工作。 当生产操作达到安全极限时，控制系统应有一种应变能力，能采取相应的保护措施，促使生产操作离开安全极限，返回到正常情况，或者使生产暂时停止下来,以防事故的发生或进一步扩大。 属于生产保护性措施有两类：硬保护措施和软保护措施。 硬保护措施：就是当生产操作达到安全极限时，有声、光警报产生。这时，或是由操作工将控制器切到手动，进行手动操作、处理；或是通过专门设置的联锁保护线路，实现自动停车，达到生产安全的目的。当生产达到安全极限时，通过专门设置的联锁保护线路，能自动地使设备停车，达到保护的目的。 软保护措施：就是通过一个特定设计的自动选择性控制系统，当生产短期内处于不正常情况时，既不使设备停车又起到对生产进行自动保护的目的。

二、选择性控制系统的类型 1．开关型选择性控制系统 在这一类选择性控制系统中，一般有A、B两个可供选择的变量。其中一个变量A假定是工艺操作的主要技术指标，它直接关系到产品的质量或生产效率；另一个变量B，工艺上对它只有一个限值要求，只要不超出限值，生产就是安全的，一旦超出这一限值，生产过程就有发生事故的危险。因此，在正常情况下，变量B处于限值以内，生产过程就按照变量A来进行连续控制。—旦变量B达到极限值时，为了防止事故的发生，所设计的选择性控制系统将通过专门的装置(电接点、信号器、切换器等)切断变量A控制器的输出，而将控制阀迅速关闭或打开，直到变量B回到限值以内时，系统才自动重新恢复到按变量A进行连续控制。

开关型选择性控制系统—般都用作系统的限值保护，图8—29所示的丙烯冷却器的控制可作为一个应用例子。 方案(b)是在方案〔a〕的基础上增加了一个带上限节点的液位变送器(或报警器)和一个连接于温度控制器TC与执行器之间的电磁三通阀。上限节点一般设定在液位总高度的75％左右。

此开关型选择性控制系统的方块图如图8—30所示。

上述开关型选择性控制系统也可以通过图8—31所示的方案来实现。在该系统中采用了一台信号器和一台切换器。

2．连续型选择性控制系统 连续型选择性控制系统与开关型选择性控制系统的不同之处就在于：当取代作用发生后，控制阀不是立即全开或全关．而是在阀门原来的开度基础上继续进行连续控制。因此，对执行器来说，控制作用是连续的。 在连续型选择性控制系统中，一般具有两台控制器，它们的输出通过一台选择器(高选器或低选器)后，送往执行器。这两台控制器，一台在正常情况下工作，另一台在非正常情况下工作。在生产处于正常情况下，系统由用于正常情况下工作的控制器进行控制；一旦生产出现不正常情况时，用于非正常情况下工作的控制器将自动取代正常情况下工作的控制器对生产过程进行控制，直到生产恢复到正常情况，正常情况下工作的控制器又取代非正常情况下工作的控制器，恢复对生产过程的控制。

为了防止脱火现象的产生，在锅炉燃烧系统中采用了如图8—32所示的蒸汽压力与燃料气压力的自动选择性控制系统。 图中采用了一台低选器(LS)，通过它选择蒸汽压力控制器P1C与燃料气压力控制器P2C之一的输出送往设置在燃料气管线上的控制阀。

本系统的方块图如图8—33所示。

值得注意的是：当系统处于燃料汽压力控制时，蒸汽压力的控制质量将会明显下降，但这是为了防止事故发生所采取的必要的应急措施。这时的蒸汽压力控制系统实际上停止了工作，被属于非正常控制的燃料气压力控制系统所取代。 3. 混合型选择性控制系统 在这种混合型选择性控制系统中，既包含有开关型选择的内容，又包含有连续型选择的内容。 例如锅炉燃烧系统既考虑脱火又考虑回火的保护问题就可以通过设计一个混合型选择性控制系统来解决。 回火现象和脱火现象一样，也必须设法加以防止。为此，可在图8—32所示的蒸汽压力与燃料气压力连续型选择性控制系统的基础上增加一个防止燃料气压入过低的开关型选择的内容，如图8—34所示。

在本方案中增加了一个带下限节点的压力控制器P3C和一台电磁三通阀。当燃料气压力正常时，下限节点是断开的，电磁阀失电，此时系统的工作与图8—32没有什么两样，低选器Ls的输出可以通过电磁阀，送往执行器。

三、积分饱和及其防止 1. 积分饱和的产生及其危害性 一个具有积分作用的控制器，当其处于开环工作状态时、如果偏差输入信号一直存在，那么，由于积分作用的结果，将使控制器的输出不断增加或不断减小，一直达到输出的极限值为止，这种现象称之为“积分饱和”。 由上述定义可以看出，产生积分饱和的条件有三个，其一是控制器具有积分作用；其二是控制器处于开环工作状态，其输出没有被送往执行器；其三是控制器的输入偏差信号长期存在。 由于控制器处于积分饱和状态时，它的输出已超出执行器的有效输入信号范围，所以当它在某个时刻重新被选择器选中，需要它取代另一个控制器对系统进行控制时，它并不能立即发挥作用。这是因为要它发挥作用，必须等它退出饱和区，即输出慢慢返回到执行器的有效输入范围以后，才能使执行器开始动作，因而控制是不及时的。这种取代不及时(或者说取代虽然及时，但真正发挥作用不及时)有时会给系统带来严重的后果，甚至会造成事故，因而必须设法防止和克服。

2．抗积分饱和措施 产生积分饱和有三个条件：即控制器具有积分作用、偏差长期存在和控制器处于开环工作状态。 需要指出的是，除选择性控制系统会产生积分饱和现象外，只要满足产生积分饱和的这三个条件，其它系统也会产生积分饱和问题。 目前防止积分饱和的方法主要有以下两种。 (1) 限幅法 这种方法是通过一些专门的技术措施对积分反馈信号加以限制，从而使控制器输出信号被限制在工作信号范围之内。在气动和电动Ⅱ型仪表中有专门的限幅器(高值限幅器和低值限幅器)，在电动Ⅲ型仪表中则有专门设计的限幅型控制器。采用这种专用控制器后就不会出现积分饱和的问题。 (2) 积分切除法 这种方法是当控制器处于开环工作状态时，就将控制器的积分作用切除掉，这样就不会使控制器输出一直增大到最大值或一直减小到最小值，当然也就不会产生积分饱和问题了。 在电动Ⅲ型仪表中有一种PI—P型控制器就属于这一类型。当控制器被选中处于闭环工作状态时，就具有比例积分控制规律；而当控制器未被选中处于开环工作状态时，仪表线路具有自动切除积分作用的功能，结果控制器就只具有比例控制作用。

一、概述 第六节 分程控制系统 在反馈控制系统中，通常都是一台控制器的输出只控制一台控制阀。 第六节 分程控制系统 一、概述 在反馈控制系统中，通常都是一台控制器的输出只控制一台控制阀。 在分程控制系统中，一台控制器的输出可以同时控制两台甚至两台以上的控制阀。 在这里，控制器的输出信号被分割成若干个信号范围段，由每一段信号去控制一台控制阀。 分程控制系统的方块图如图8—35所示。

分程控制系统中控制器输出信号的分段一般是由附设在控制阀上的阀门定位器来实现的。阀门定位器相当于一台可变放大系数，且零点可以调整的放大器。 分程控制系统，就控制阀的开、关型式可以划分为两类：一类是两个控制阀同向动作，即随着控制器输出信号(即阀压)的增大或减小，两控制阀都开大或关小。其动作过程如图8—36所示，其中图(a)为气升阀的情况，图(b)为气关阀的情况。另一类是两个控制阀异向动作，即随着控制器输出信号的增大成减小，一个控制阀开大，另一个控制阀则关小，如图8—37所示，其中图(a)是A为气关阀、B为气开阀的情况。图(b)是A为气开阀、B为气关阀的情况。

分程阀同向或异向动作的选择问题，要根据生产工艺的实际需要来确定。

二、分程控制的应用场合 1．用于扩大控制阀的可调范围，改善控制品质 有时生产过程要求有较大范围的流量变化，但是控制阀的可调范围是有限制的（国产统—设计柱塞控制阀可调范围R＝30)。若采用一个控制阀，能够控制的最大流量和最小流量相差不可能太悬殊，满足不了生产上流量大范围变化的要求．这时可考虑采用两个控制阀并联的分程控制方案。 例如，锅炉产汽压力为10MPa，是高压蒸汽，而生产上需要的是压力平稳的4MPa的中压蒸汽。为此，需要通过节流减压的方法将10MPa的高压蒸汽节流减压成4MPa的中压蒸汽。在选择控制阀的口径时，为了适应大负荷下蒸汽供应量的需要，控制阀的口径就要选择得很大。然而，在正常情况下，蒸汽量却不需要这么大，这就得要将阀关小。也就是说，正常情况下控制阀只在小开度下工作。而大阀在小开度下工作时，除了阀特性会发生畸变外，还容易产生噪音和振荡，这样就会供控制效果变差，控制质量降低。为解决这—矛盾，可采用两台控制阀，构成分程控制方案，如图8—38所示。

在该分程控制方案中采用了A、B两台控制阀(假定根据工艺要求均选择为气开阀)。其中A阀在控制器输出压力为20一60kPa时，从全关到全开，B阀在控制器输出压力为60一100kPa时由全关到全升。这样在正常情况下，即小负荷时，B阀处于关闭状态，只通过A阀开度的变化来进行控制。当大负荷时，A阀已全开仍满足不了蒸汽量的需要，中压蒸汽管线的压力仍达不到给定值，于是反作用式的压力控制器PC输出增加，超过了60kPa，使B阀也逐渐打开以弥补蒸汽供应量的不足。

2．用于控制两种不同的介质，以满足工艺生产的要求 在某些间歇式生产的化学反应过程中，当反应物料投入设备后，为了使其达到反应温度。往往在反比开始前，需要给它提供一定的热量。一且达到反应温度后，就会随着化学反应的进行而不断放出热量，这些放出的热量如不及时移走，反应就会越来越剧烈，以致会有爆炸的危险。为此，可设计如图8—39所示的分程控制系统。

在该系统中，利用A、B两台控制阀，分别控制冷水与蒸汽两种不同介质，以满足工艺上需要冷却和加热的不同需要。 图中温度拧制器TC选择为反作用，冷水控制阀A选为气关式，蒸汽控制阀B选为气开式，两阀的分程情况如图8—40所示。

3 . 用作生产安全的防护措施 有时为了生产安全起见,需要采取不同的控制手段，这时可采用分程控制方案。 为了维持贮罐的氮封压力，可采用如图8—41所示的分程控制方案。 本方案中采用的A阀为气开式，B阀为气关式，它们的分程特性如图8—42所示。

三、分程控制中的几个问题 （1）控制阀流量特性要正确选择。因为在两阀分程点上，控制阀的放大倍数可能出现突变，表现在特性曲线上产生斜率突变的折点，这在大小控制阀并联时尤其重要。如果两控制阀均为线性特性，情况更严重，见图8—43(a)。如果采用对数特性控制阀，分程信号重叠一小段，则情况会有所改善，如图8—13（b）所示。

(2)大小阀并联时，大阀的泄漏量不可忽视，否则就不能充分发挥扩大可调范围的作用。当大阀的泄漏量较大时，系统的最小流通能力就不再是小阀的最小流通能力了。 (3)分程控制系统本质上是简单控制系统，因此控制器的选择和参数整定，可参照简单控制系统处理。不过在运行中，如果两个控制通道特性不同，就是说广义对象特性是两个，控制器参数不能同时满足两个不同对象特性的要求。遇此情况，只好照顾正常情况下的被控对象特性，按正常情况下整定控制器的参数。对另—台阀的操作要求，只要能在工艺允许的范围内即可。

第七节 多冲量控制系统 所谓多冲量控制系统，是指在控制系统中，有多个变量信号，经过一定的运算后，共同控制一台执行器，以使某个被控的工艺变量有较高的控制质量。 在这里，冲量就是变量的意思。然而冲量本身的含义应为作用时间短暂的不连续的量，而且多变量信号系统也不只是这种类型。 因此，多冲量控制系统的名称本身并不确切，但考虑到在锅炉液位控制中已习惯使用这一名称，所以就沿用了。 下面以锅炉液位控制为例，来说明多冲量控制系统的工作原理。 在锅炉的正常运行中，汽包水位是重要的操作指标，给水控制系统就是用来自动控制锅炉的给水量，使其适应蒸发量的变化，维持汽包水位在允许的范围内，以使锅炉运行平稳可靠，并减轻操作人员的繁重劳动。 锅炉液位的控制方案有下列几种。

1.单冲量液位控制系统 图8—44是锅炉液位的单冲量控制系统的示意图。 它实际上是根据汽包液位的信号来控制给水量的，属于简单的单回路控制系统。主要用于蒸汽负荷变化不剧烈，用户对蒸汽品质要求不十分严格的小型锅炉。它的缺点是不能适应蒸汽负荷的剧烈变化。

为了克服‘假液位”而引起的控制系统的误动作,引入了双冲量控制系统。 2．双冲量液位控制系统 图8—45是锅炉液体的双冲量控制系统示意图。这里的双冲量是指液位信号和蒸汽流量信号。

当控制阀选为气关型，液他控制器LC选为正作用时，其运算器中的液位信号运算符号应为正、以便液位增加时关小控制阀，蒸汽流量信号运算符号应为负，以便蒸汽流量增加时开大控制阀，满足由于蒸汽负荷增加时对增大给水量的要求。 图8—46是双冲量控制系统的方块图： 由图可见，从结构上来说，双冲量控制系统实际上是一个前馈—反馈控制系统。

当供水压力扰动比较频繁时，双冲量液位控制系统的控制质量较差，这时可采用三冲量液位控制系统。 3．三冲量液位控制系统 图8—47是锅炉液位的三冲量控制系统。这种系统除了液位、蒸汽流量信号外，再增加一个供水流量的信号。 图8—48是三冲量控制系统的—种实施方案。

图8—49是它的方块图。 由图可见，这实质上是前馈-串级控制系统。在这个系统中，是根据三个变量(冲量)来进行控制的。其中汽包液位是被控变量，亦是串级控制系统中的主变量，是工艺的主要控制指标；给水流量是串级控制系统中的副变量。

第九章 新型控制系统 以状态空间法为基础的现代控制理论，从60年代初期发展以来，已取得很大进展。从单变量系统发展到多输入—多输出系统的分析和设计，对自动控制技术的发展起到了积极的推动作用。 随着科学技术和生产的迅速发展，对大型、复杂和不确定性系统实行自动控制的要求不断提高，使得现代控制理论的局限性日益明显。 一般说来，实际工业过程常具有非线性、时变性和不确定性，且大多数工业过程是多变量的，难于建立其精确的数学模型。即使一些对象能够建立起数学模型，其结构也往往十分复杂，难于设计并实现有效控制。 基于上述原因，在工业过程控制领域，应用现代控制理论设计的过程控制器的控制效果收效甚少，占统治地位的仍然是经典的PID控制器。

为了克服理论与应用间的上述不协调现象，从70年代以来，除了加强对生产过程的建模、系统辨识、自适应控制、鲁棒控制(Robust Control)等的研究外，开始打破传统控制思想的束缚，试图面向工业过程的特点，寻找各种对模型要求低、在线计算方便、控制综合效果好的基于模型的控制算法。 随着数字计算机向小型机、微型机、大容量、低成本方向的发展，也为这类算法的实现提供了物质基础。 其间，人工智能理论和技术的发展，使智能控制理论逐渐形成一个新兴的学科领域，模糊控制理论、人工神经元网络和专家系统在过程控制中应用随之越来越广泛。 随着现代自动化水平的日益提高，系统规模日益扩大，系统的复杂性迅速增加，同时系统的投资也越来越大。因此人们迫切希望提高控制系统的可靠性和可维修性。故障检测和诊断技术就是为提高系统的可靠性和可维修性而开辟了一条新的途径。

本章中介绍了最近20多年发展起来的新型控制系统。它们较之传统的PID控制系统，控制性能有了明显的提高。因此，这些控制算法，在实际复杂工业过程控制中得到了成功的应用，受到工程界的普遍欢迎和好评。 自适应控制系统： 采用—种新的控制方式，控制器参数可以随工艺参数的变化而按某种最优性能自动整定，从而保证产品的产量和质量不随工艺参数的变化而下降，这类控制器要通过测取系统的有关信息，了解对象特性的变化情况，再经过某种算法自动地改变控制器的可调参数，使系统始终运行在最佳状况下，这种系统就称为自适应控制系统。 预测控制 ： 预测控制是70年代未开始出现的一种基于模型的计算机控制算法。1978年Richalet提出的模型预测启发式算法，不但完整地给出这一算法，也给出工业应用的实例。

智能控制 ： 智能控制是一个新兴的学科领域，它是控制理论发展的高级阶段。它主要用来解决那些用传统方法难以解决的复杂系统的控制问题。 智能控制系统是实现某种控制任务的一种智能系统，它由智能控制器和对象组成，具备一定的智能行为。 专家控制系统： 专家系统是一种基于知识的系统，它主要面临的是各种非结构化问题。尤其是处理定性的、启发式或不确定的知识信息，经过各种推理过程达到系统任务目标。专家系统技术的特点为解决传统控制理论的局限性提供了重要的启示，二者的结合导致了一种新颖的专家控制系统。它是指将专家系统的设计规范和运行机制与传统控制理论和技术相结合而成的实时控制系统的设计和实现方法。

模糊控制系统 ： 模糊控制并不需要建立控制过程的精确的数学模型，而是完全凭人的经验知识“直观”地控制，属于智能控制的范畴。 神经元网络控制 神经元网络是一种基本上不依赖于模型的控制方法，它比较适用于那些具有不确定性或高度非线性的控制对象，并具有较强的适应和学习功能。因而它也属于智能控制的范畴。 故障检测与故障诊断： 随着现代自动化水平的日益提高，系统的规模日益扩大，系统的复朵性也迅速增加，同时系统的投资也越来越大。因此，人们迫切希望提高控制系统的可靠性和可维修性，故障检测诊断技术正是为提高控制系统的可靠性和可维修性提供了一条新的途径。 故障捡测和诊断技术是一门应用型的边缘学科，它的理论基础涉及到诸多方面，如现代控制理论，现代信号处理理论、数理统计、模糊集合论、人工智能和计算机工程等。

第十章 计算机控制系统 现代科学技术领域中，计算机技术和自动化技术被认为是发展最迅速的两个分支，计算机控制技术是这两个分支相结合的产物，它是工业自动化的重要支柱。 自20世纪50年代末期，第一台计算机应用于控制以来，开始了轰轰烈烈的计算机工业应用的时代。 当时认为计算机的运算、记忆功能非常强大，同时由于计算机造价很高，为了使计算机控制能与常规仪表竞争，企图用一台计算机来控制尽可能多的控制回路，实现集中检测、集中控制和集中管理，这样就大大提高了对计算机可靠性的要求。 但由于当时计算机功能低、运算速度慢，再加上硬件不过关，可靠性较低，软件功能差，常常由于计算机故障或一个输入、输出回路发生故障，就要对全厂或整个装置进行停车抢修，计算机控制不仅没有给生产带来明显的好处、反而严重地影响了生产，使计算机控制经历了漫长而艰难的道路，—度陷入了困境难以自拔。

为摆脱上述困境，竞相寻找新的出路。终于在1975年美国霍尼韦尔公司〔Honywell Inc〕和日本横河电机株式会社分别推出新型的集散控制系统DCS(Distributed Contro1 System)。 这类系统实现控制分散，危险分散，操作、监测和管理集中，采用分级递阶的分布式结构，使当时陷人困境的计算机集中控制和直接数字控制(Direct Digital Control—DDC)得到新生，在全球迅速得到推广应用。 但是当时各个生产集散控制系统的厂家为了技术保密，都采用封闭政策，各个厂都自成体系，数据不能与外界通信，该系统的推广应用受到限制。 直到80年代初期，计算机过程控制已进入高—层次，现场控制站已用16位CPU，增强型用32位CPU，开始用标准化、模块化设计，增强灵活性与适应性，数据通讯用局域网(LAN)，可实现与外界数据通讯，可与MAP和以太网接口，有网间连接器，全部使用32位CPU和表面安装技术(SMT)，增强图示功能，应用多窗口技术和指触屏，相应速度更快，组态可用计算机辅助设计(CAD)，更加直观，开始引入专家系统，实现PID参数自整定，可与主机联系，构成信息管理系统。

进入90年代以来，DCS又有了新的发展，表面安装技术与专用集成电路(ASIC)使板级上元件数量很少，可靠性大大提高，RISC工作站使图形窗口更完善，操作更方便，交互图形、人机接口、容错技术和通讯网络都得到进一步发展。

第一节 流体输送设备的控制方案 第十一章 典型化工单元的控制方案 泵是液体的输送设备，压缩机则是气体的输送设备。 第十一章 典型化工单元的控制方案 第一节 流体输送设备的控制方案 泵是液体的输送设备，压缩机则是气体的输送设备。 流体输送设备的基本任务是输送流体和提高流体的压头。 在连续性化工生产过程中，除了某些特殊情况，如泵的启停、压缩机的程序控制和信号联锁外，对流体输送设备的控制，多数是属于流量或压力的控制，如定值控制、比值控制及以流量作为副变量的串级控制等。 此外，还有为保护输送设备不致损坏的一些保护性控制方案，如离心式压缩机的“防喘振”控制方案。

一、离心泵的控制方案 离心泵是最常见的液体输送设备。离心泵流量控制的目的是要将泵的排出流量恒定于某一给定的数值上。 离心泵的流量控制大体有三种方法。 1. 控制泵的出口阀门开度 通过控制泵出口阀门开启度来控制流量的方法如图11—1所示。

改变出口阀门的开启度就是改变管路上的阻力，为什么阻力的变化就能引起流量的变化呢? 在一定转速下，离心泵的排出流量Q与泵产生的压头H有一定的对应关系，如图11—2曲线A所示。 控制出口阀门开启度的方案简单可行、是应用最为广泛的方案。但是，此方案总的机械效率较低，持别是控制阀开度较小时，阀上压降较大，对于大功率的泵，损耗的功率相当大，因此是不经济的。

2．控制泵的转速 当泵的转速改变时，泵的流量特性曲线会发生改变。图11—3中曲线1、2、3表示转速分别为n1、n2、n3时的流量特性，且有n1＞n2＞n3。 这种方案从能量消耗的角度来衡量最为经济，机械效率较高，但调速机构一般较复杂，所以多用在蒸汽透平驱动离心泵的场合，此时仅需控制蒸汽量即可控制转速。

3．控制泵的出口旁路 如图11—4所示，将泵的部分排出量重新送回到吸入管路，用改变旁路阀开启度的方法来控制泵的实际排出量。 控制阀装在旁路上，由于压差大，流量小，所以控制阀的尺寸可以选得比装在出口管道上的小得多。但是这种方案不经济，因为旁路阀梢耗一部分高压液体能量，使总的机械效率降低、故很少采用。

二、往复泵的控制方案 往复泵也是常见的流体输送机械，多用于流量较小、压头要求较高的场合，它是利用活塞在气缸中往复滑行来输送流体的。 往复泵提供的理论流量可按下式计算： 式中 n——每分钟的住复次数； F——气缸的截面积，m2； S——活塞冲程，m。 由上述计算公式中可清楚地看出，从泵体角度来说，影响往复泵出口流量变化的仅有n、F、s三个参数，或者说只能通过改变n、F、s来控制流量。

1．改变原动机的转速 这种方案适用于以蒸汽机或汽轮机作原动机的场合，此时，可借助于改变蒸汽流量的方法方便地控制转速，进而控制往复泵的出口流量，如图11—5所示。当用电动机作原动机时，由于调速机构较复杂，故很少采用。

2．控制泵的出口旁路 如图11—6所示，用改变旁路阀开度的方法来控制实际排出量。这种方案由于高压流体的部分能量要白白消耗在旁路上，故经济性较差。

3．改变冲程s 计量泵常用改变冲程，来进行流量控制。冲程s的调整可在停泵时进行，也有可在运转状态下进行的。 往复泵的前两种控制方案，原则上亦适用于其他宜接位移式的泵，如齿轮泵等。 图11—7是往复泵的压头H与流量Q之间的特性曲线。 往复泵的出口管道上不允许安装控制阀，这是因为往复泵活塞每往返一次，总有一定体积的流体排出。当在出口管线上节流时，压头H会大幅度增加。

三、压气机的控制方察 对于低压的离心式鼓风机，一般可在其出口直接用控制阀控制流量。由于管径较大，执行器可采用蝶阀。 其余情况下，为了防止出口压力过高，通常在人口端控制流量。因为气体的可压缩性，所以这种方案对于往复式压缩机也是适用的。 流量降低到额定值的50％一70％以下时，负压严重，压缩机效率大为降低，此时，可采用分程控制方案，如图11—8所示。 为了减少阻力损失，对大型压缩机，往往不用控制吸入阀的方法，而用调整导向叶片角度的方法。

2．控制旁路流量 它和泵的控制方案相同，见图11—10。 对于压缩比很高的多段压缩机，从出口直接旁路回到入口是不适宜的。这样控制阀前后压差太大，功率损耗太大。为了解决这个问题，可以在中间某段安装控制阀，使其回到人口端，用一只控制阀可满足一定工作范围的需要。

3．调节转速 压气机的流量控制可以通过调节原动机的转速来达到，这种方案效率最高，节能最好，问题在于调速机构一般比较复杂，没有前两种方法简便。

四、离心式压缩机的防喘振控制 1. 离心式压缩机的特性曲线及喘振现象 近年来，离心式压缩机的应用日益增加，对于这类压缩机的控制，还有一个特殊的问题就是“喘振”现象。 图11—11是离心式压缩机的特性曲线，即压缩机的出口与入口的绝对压力之比p2/p1与进口体积流量Q之间的关系曲线。

图中n是离心机的转速，且有n1＜n2＜n3。 由图可见，对应于不同转速n的每一条p2/p1一Q曲线，都有一个最高点。 此点之右，降低压缩比p2/p1会使流量增大， 即为负值，在这种情况下，压缩机有自衡能力，表现在因干扰作用使出口管网的压力下降时，压缩机能自发地增大排出量，提高压力建立新的平衡。 此点之左，降低压缩比，反而使流量减少．即 为正值，这样的对象是不稳定的，这时，如果因干扰作用使出口管网的压力下降时，压缩机不但不增加输出流量，反而减少排出量，致使管网压力进一步下降，因此，离心式压缩机特件曲线的最高点是压缩机能否稳定操作的分界点。 因此，离心式压缩机特件曲线的最高点是压缩机能否稳定操作的分界点。在图11—11中，联接最高点的虚线是一条表征压缩机能否稳定操作的极限曲线，在虚线的右侧为正常运行区，在虚线的左侧，即图中的阴影部分是不稳定区。

对于离心式压缩机，若由于压缩机的负荷(即流量)减少，使工作点进入不稳定区，将会出现一种危害极大的“喘振”现象。图11—12是说明离心式压缩机喘振现象的示意图。

2．防喘振控制方案 由上可知，离心式压缩机产生喘振现象的主要原因是由于负荷降低，徘气量小于极限值QB而引起的，只要使压缩机的吸气量大于或等于在该工况下的极限排气量即可防止喘振。 (1)固定极限流量法 对于工作在一定转速下的离心式压缩机，都有一个进入喘振区的极限流量QB，为了安全起见，规定一个压缩机吸人流量的最小值Qp，且有Qp＜QB。 固定极限流量法防喘振控制的目的就是在当负荷变化时，始终保证压缩机的入口流量Q1不低于Qp值。 图11—13是一种最简单的固定极限法防喘振控制方案，这种控制方案与图11—10所示的旁路控制在形式上相同，但其控制目的、测量点的位置不一样。

本方案结构简单，运行安全可靠，投资费用较少，但当压缩机的转速变化时，如按高转速取给定值，势必在低转速时给定值偏高，能耗过大；如按低转速取给定值，则在高转速时仍有因给定值偏低而使压缩机产生喘振的危险。因此，当压缩机的转速不是恒值时，不宜采用这种控制方案。

(2)可变极限流量法 当压缩机的转速可变时，进入喘振区的极限流量也是变化的。图11—14上的喘振极限线是对应于不同转速时的压缩机特性曲线的最高点的连线。

只要压缩机的工作点在喘振极限线的右侧，就可以避免喘振发生。但为了安全起见，实际工作点应控制在安全操作线的右侧。安全操作线近似为抛物线，其方程可用下列近似公式表示：

图11—15就是根据式(11—6)所设计的—种防喘娠控制方案。

第二节 传热设备的自动控制 一、两侧均无相变化的换热器控制方察 1. 控制载热体的流量 图11—16表示利用控制载热体流量来稳定被加热介质出口温度的控制方案。 改变裁热体流量是应用最为普通的控制方案，多适用于载热体流量的变化对温度影响较灵敏的场合。

如果裁热体本身压力不稳定，可另设稳压系统，或者采用以温度为主变量、流量为副变量的串级控制系统，如图11—17所示。

2．控制载热体旁路流量 当载热体是工艺流体、其流量不允许变动时。可采用图11—18所示的控制方案。 采用三通控制阀来改变进入换热器的载热体流量与旁路流量的比例，这样既可以改变进入换热器的载热体流量，又可以保证裁热体总流量不受影响。

3．控制被加热流体自身流量 如图11—19所示，控制阀安装在被加热流体进入换热器的管道上。 这种控制方案，只能用在工艺介质的流量允许变化的场合，否则可考虑采用下一种方案。

4．控制被加热流体自身流量的旁路 当被加热流体的总流量不允许控制，而且换热器的传热面积有余量时，可将一小部分被加热流体由旁路直接流到出门处，使冷热物料混合来控制温度，如图11—20所示。

二、载热体进行冷凝的加热器自动控制 利用蒸汽冷凝来加热介质的加热器，在石油、化工中十分常见。在蒸汽加热器中，蒸汽冷凝由汽相变为液相，放出热量，通过管壁加热工艺介质。如果要求加热到200℃以上或30℃以下时，常采用一些有机化合物作为载热体。 1．控制蒸汽流量 这种方案最为常见。当蒸汽压力本身比较稳定时可采用图11—21所示的简单控制方案。 当阀前蒸汽压力有波动时，可对蒸汽总管加设压力定值控制，或者采用温度与蒸汽流量(或压力)的串级控制。

2．控制换热器的有效换热面积 如图11—22所示，将控制阀装在凝液管线上。如果被加热物料出口温度高于给定值，说明传热量过大，可将凝液控制阀关小。 这种控制方案，由于凝液至传热面积的通道是个滞后环节，控制作用比较迟钝。 较有效的办法为采用串级控制方案。串级控制有两种方案，图11—23为温度与凝液的液位串级控制，图11—24为温度与蒸汽流量的串级控制。由于串级控制系统克服了进入副回路的主要十扰，改善了对象特性、因而提高了控制品质。

三、冷却剂进行汽化的冷却器自动控制 1．控制冷却剂的流量 图11—25所示的方案为通过改变液氨的进入量来控制介质的出口温度。 2．温度与液位的串级控制 图11—26所示方案中，操纵变量仍是液氨流量，但以液位作为副变量，以温度作为主变量构成串级控制系统。应用此类方案时对液位的上限值应该加以限制，以保证有足够的蒸发空间。

3．控制汽化压力 由于氨的汽化温度与压力有关，所以可以将控制阀装在气氨出口管道上，如图11—27所示。 这种方案控制作用迅速，只要汽化压力稍有变化，就能很快影响汽化温度，达到控制工艺介质出口温度的目的。

一、工艺要求 第三节 精馏塔的自动控制 1．保证质量指标 第三节 精馏塔的自动控制 一、工艺要求 1．保证质量指标 对于一个正常操作的精馏塔，一般应当使塔顶或塔底产品中的一个产品达到规定的纯度要求，另一个产品的成分亦应保持在规定的范围内。 2．保证平稳操作 为了保证塔的平稳操作，必须把进塔之前的主要可控干扰尽可能预先克服，同时尽可能缓和一些不可控的主要干扰。 3．约束条件 为保证正常操作，需规定某些参数的极限值为约束条件。例如对塔内气体流速的限制，流速过高易产生液泛；流速过低，会降低塔板效率。 4. 节能要求和经济性 任何精馏过程都是要消耗能量的，这主要是再沸器的加热量和冷凝器的冷却量消耗外，塔和附属设备及管线也要散失一部分能量。

二、精馏塔的干扰因素 图11—28表示精馏塔堵身、冷凝器和再沸器的物料流程图。

在精馏塔的操作过程中，影响其质量指标的主要干扰有以下几种。 1. 进料流量F的波动 如果精馏塔位于整个生产过程的起点，则采用定值控制是可行的。 如果精馆塔的处理量由上一工序决定，工艺上新的趋势是尽可能减小或取消中间贮槽，而采取在上一工序设置液位均匀控制系统来控制出料，使塔的进料流量F被动比较平稳，尽量避免剧烈的变化。 2．进料成分ZF的变化 进料成分是由上一工序出料或原料情况决定的，因此对塔系统来讲，它是不可控的干扰。 3．进料温度TF及进料热焓QF的变化 进料温度通常是较为恒定的。假如不恒定、可以先将进料预热，通过温度控制系统来使精馏塔进料温度恒定。 为了保持精馏塔的进料热焓恒定，必要时可通过热焓控制的方法来维持恒定。

4．再沸器加热剂(如蒸汽)加入热量的变化 当加热剂是蒸汽时，加入热量的变化往往是由蒸汽压力的变化引起的。可以通过在蒸汽总管设置压力控制系统来加以克服，或者在串级控制系统的副回路中予以克服。 5．冷却剂在冷凝器内除去热量的变化 这个热量的变化会影响到回流量或回流温度，它的变化主要是由于冷却剂的压力或温度变化引起的。一般冷却剂的温度变化较小。而压力的波动可采用克服加热剂压力变化的同样方法予以克服。 6. 环境温度约变化 在一般情况下，环境温度的变化较小，但在采用风冷器作冷凝器时，则天气骤变与昼夜温差，对塔的操作影响较大，它会使回流量或回流温度变化。为此，可采用内回流控制的方法予以克服。 通常，进料流量和进料成分的波动是精馏塔操作的主要干扰，而且往往是不可控的。其余干扰一般比较小，而且往往是可控的，或者可以采用一些控制系统预先加以克服的。当然，有时可能并不一定是这样，还需根据具体情况作具体分析。

三、精馏塔的控制方案 1．精馏塔的提馏段温控 如果采用以提馏段温度作为衡量质量指标的间接指标，而以改变再沸器加热量作为控制手段的方案，就称为提馏段温控。 图11—29是常见的提馏段温控的一种方案。

提馏段温控的主要特点与使用场合如下。 (1)由于采用了提馏段温度作为间接质量指标，因此，它能较直接地反映提馏段产品情况。将提馏段温度恒定后，就能较好地保证塔底产品的质量达到规定值。 (2)当干扰首先进入提馏段时，例如在液相进料时，进料量或进料成分的变化首先要影响塔底的成分，故用提馏段温控就比较及时，动态过程也比较快。 2．精馏塔的精馏段温控 如果采用以精馏段温度作为衡量质量指标的间接指标，而以改变回流量作为控制手段的方案、就称为精馏段温控。 图11—30是常见的精馏段温控的一种方案。它的主要控制系统是以精馏段塔板温度为被控变量，而以回流量为操纵变量。

精馏段温控的主要特点与使用场合如下。 (1)由于采用了精馏段温度作为间接质量指标，因此，它能较直接地反映精馏段的产品情况。当塔顶产品纯度要求比塔底严格时，—般宜采用精馏段温控方案。 (2)如果干扰首先进入精馏段，例如气相进料时，由于进料量的变化首先影响塔顶的成分，所以采用精馏段温控就比较及时。 为解决测温仪表的灵敏度和控制精度问题，通常将测温元件安装在塔顶以下或塔底以上几块塔板的灵敏板上，以灵敏板的温度作为被控变量。 3．精馏塔的温差控制及双温差控制 在精密精馏时，产品纯度要求很高，而且塔顶、塔底产品的沸点差又不大时，应当采用温差控制，以进一步提高产品的质量。 采用温差作为衡量质量指标的间接变量，是为了消除塔压被动对产品质量的影响。

值得注意的是，温差与产品纯度之间并非单值关系。图11—31是正丁烷和异丁烷分离塔的温差ΔT和塔底产品轻组分浓度x轻之间关系的示意图。

由图可见，曲线有最高点，其左侧表示塔底产品纯度较高(即轻组分浓度x轻较小)情况下，温差随着产品纯度的增加而减小；其石侧表示在塔底产品不很纯的情况下，温差随产品纯度的降低而减小。为了使控制系统能正常工作，温差与产品纯度应该具有单值对应关系。为此，一般将工作点选择在曲线的左侧，并采取措施使工作点不至进入曲线的右侧。 温差控制可以克服由于塔压波动对塔顶(或塔底)产品质量的影响，但是它还存在一个问题：就是当负荷变化时，塔板的压降产生变化，随着负荷递增，由于两块塔板的压力变化值不相同，所以由压降引起的温差也将增大。这时温差和组分之间就不呈单值对应关系，在这种情况下可以采用双温差控制。

双温差控制亦称温差差值控制。图11—32是双温差控制的系统图。

4. 按产品成分或物性的直接控制方案 以上介绍的温度、温差或双温差控制都是间接控制产品质量的方法。 如果能利用成分分析器，例如红外分析器、色谱仪、密度计、干点和闪点以及初馏点分析器等，分析出塔顶(或塔底)的产品成分并作为被控变量，用回流量(或再沸器加热量)作为控制手段组成成分控制系统，就可实现按产品成分的直接指标控制。 按产品成分的直接指标控制方案按理来说，是最直接的，也是最有效的。但是，由于目前对产品成分的检酗仪表，一般来说，准确度较差、滞后时间很长、维护比较复杂，致使控制系统的控制质量受到很大影响，因此目前这种方案使用还不普遍。

一、化学反应器的控制要求 第四节 化学反应器的自动控制 1．质量指标 第四节 化学反应器的自动控制 一、化学反应器的控制要求 1．质量指标 化学反应器的质量指标一般指反应的转化率或反应生成物的规定浓度。显然，转化率应当是被控变量。如果转化率不能直接测量，就只能选取几个与它有关的参数，经过运算去间接控制转化率。 如聚合釜出口温差控制与转化率的关系为：

上式表明，对于绝热反应器来说，当进料浓度一定时，转化率与温度差成正比，即y＝K(θo一θi)。这是由于转化率越高，反应生成的热量也越多，因此物料出口的温度亦越高。所以，以温差Δθ＝θo一θi作为被控变量，可以来间接控制转化率的高低。 因为化学反应不是吸热就是放热，反应过程总伴随有热效应。所以，温度是最能够表征质量的间接控制指标。 2．物料平衡 为使反应正常，转化率高，要求维持进入反应器的各种物料量恒定，配比符合要求。 3．约束条件 对于反应器，要防止工艺变量进入危险区域或不正常工况。 为此，应当配备一些报警、联锁装置或设置取代控制系统。

二、釜式反应器的温度自动控制 1. 控制进料温度 图11—33是这类方案的示意图。 物料经过预热器(或冷却器)进人反应釜。通过改变进入预热器(或冷却器)的热剂量(或冷剂量)，可以改变进入反应釜的物料温度，从而达到维持釜内温度恒定的目的。

2．改变传热量 由于大多数反应釜均有传热面，以引入或移去反应热，所以用改变引入传热量多少的方法就能实现温度控制。图11—34为一带夹套的反应釜。 3．串级控制 为了针对反应釜滞后较大的特点，可采用串级控制方案。根据进入反应釜的主要干扰的不同情况，可以采用釜温与热剂(或冷剂)流量串级控制(见图11—35)、釜温与夹套温度串级控制(见图11—36)及釜温与釜压串级控制(见图11—37)等。

三、固定床反应器的自动控制 1．改变进料浓度 图11—38是通过改变进料浓度以保证反应温度恒定的—个实例，改变氨和空气比值就相当于改变进料的氨浓度。

2．改变进料温度 若原料进反应器前需预热，可通过改变进入换热器的裁热体流量，以控制反应床上的温度，如图11—39所示，也有按图11—40所示方案用改变旁路流量大小来控制床层温度的。

3. 改变段间进入的冷气量 在多段反应器中，可将部分冷的原料气不经预热直接进入段间，与上一段反应后的热气体混合，从而降低了下一段人口气体的温度。 图11—4l所示为硫酸生产中用SO2氧化成SO3的固定床反应器温度控制方案。 如在合成氨生产工艺中，当用水蒸气与一氧化碳变换成氢气(反应式为CO十H2O→CO2十H2)时，为了使反应完全，进入变换炉的水蒸气往往是过量很多的，这时段间冷气采用水蒸气则不会降低一氧化碳的转化率，图11—42所示为这种方案的原理图。

四、流化床反应器的自动控制 图11—43是流化床反应器的原理示意图。 为了自动控制流化床的温度，可以通过改变原料人口温度(如图11—44所示)，也可以通过改变进入流化床的冷剂流量(如图11—45所示)，以控制流化床反应器内的温度。

在硫化床反应器内，为了了解催化剂的沸腾状态，常设置差压指示系统，如图11—46所示。