Ce billet a été écrit par Greg McMillan, consultant industriel, auteur de nombreux ouvrages sur le contrôle des processus, lauréat du 2010 ISA Life Achievement Award et Senior Fellow retraité de Solutia Inc. (maintenant Eastman Chemical).

Le contrôleur proportionnel, intégral, dérivé (PID) est le composant clé commun de toutes les boucles de contrôle. Les systèmes de contrôle de base dépendent du PID pour traduire les signaux de mesure en points de consigne des régulateurs de boucle secondaire, des régulateurs de vanne numériques et des régulateurs de vitesse pour les entraînements à fréquence variable. Le succès d’un contrôle avancé, tel que le contrôle prédictif de modèle, dépend de la fondation du système de contrôle de base et donc du PID.

Elmer Sperry a développé le premier exemple de PID en 1911, et Nicolas Minorsky a publié la première analyse théorique en 1922. Ziegler et Nichols ont publié des articles sur la méthode de l’oscillation ultime et la méthode de la courbe de réaction pour le réglage du contrôleur en 1942 et 1943. Bien que les paramètres choisis comme facteurs dans les réglages de l’accord aient fourni un contrôle trop agressif, le principe de base d’un gain ultime et d’une période ultime est essentiel à la compréhension fondamentale des limites de la stabilité.

L’identification de la pente dans la méthode de la courbe de réaction est une clé pour l’utilisation du concept de quasi-intégrateur que nous trouverons ici critique pour la plupart des boucles de composition, de température et de pH pour améliorer les réglages de l’accord et réduire considérablement les temps d’essai. Bohl et McAvoy ont publié un article en qui montrait que le PID peut fournir un contrôle presque optimal pour des perturbations de charge non mesurées. Shinskey a écrit de nombreux livres détaillant la connaissance de la dynamique des processus et des relations essentielles à la meilleure application de la commande PID.

Shinskey a développé l’équation originale pour l’erreur intégrée des perturbations en fonction des réglages, comme détaillé dans l’article Règles de réglage PID. Shinskey a également publié un livre consacré aux contrôleurs PID qui montrait que le simple ajout d’un bloc de temps mort dans le chemin de retour de réinitialisation externe pouvait améliorer encore les performances du PID par la compensation du temps mort. Des règles de réglage de la commande par modèle interne (IMC) et de la lambda ont été développées sur la base de l’annulation des pôles et des zéros pour fournir une bonne réponse aux points de consigne et aux perturbations à la sortie du processus. Cependant, la plupart de l’amélioration de la réponse aux points de consigne aurait pu être obtenue par une structure de type lead-lag ou PID. De plus, ces règles de réglage ne sont pas performantes pour le cas plus courant de perturbations à l’entrée du processus (remontées de charge), en particulier pour les processus à dominance de retard.

Skogestadt a développé des améliorations significatives des règles de réglage IMC. Bialkowski a montré que le fait de toujours utiliser le lambda plutôt que les facteurs lambda, de relier le lambda au temps mort et de traiter les processus à retard dominant comme des quasi-intégrateurs permet au PID de fournir un bon contrôle non oscillatoire pour les renversements de charge en plus de traiter les nombreuses difficultés et objectifs différents pour lesquels le réglage lambda a été conçu à l’origine. On ne se rend pas compte que la plupart des méthodes convergent vers la même expression de base pour le gain PID et le temps de réinitialisation lorsque l’objectif est le rejet des perturbations de la charge et qu’un paramètre de réglage qui est la constante de temps en boucle fermée ou le temps d’arrêt est réglé par rapport au temps mort.

On ne sait pas non plus comment les caractéristiques du PID, telles que la structure, la rétroaction de réinitialisation externe, le PID amélioré pour l’analyseur et le sans fil, le calcul simple d’une valeur future, le contrôleur de position de soupape et la réponse au point de consigne  » plein gaz « , peuvent augmenter l’efficacité et la capacité du processus, comme le souligne le livre ISA 101 Tips for a Successful Automation Career.

Surcharge

L’utilisateur est confronté à un désaccord considérable des règles de réglage comme on le voit dans les 400 pages de règles de réglage dans le livre de 2006 de O’Dwyer, sans réaliser que la plupart d’entre elles peuvent être ajustées par des facteurs ou un concept de quasi-intégrateur pour obtenir un bon contrôle. Le PID moderne possède beaucoup plus d’options, de paramètres et de structures qui augmentent considérablement la puissance et la flexibilité du PID, mais la plupart sont sous-utilisés en raison d’un guidage insuffisant. En outre, la forme standard ISA utilisée dans la plupart des systèmes de contrôle modernes n’est pas la forme parallèle présentée dans la plupart des manuels ou la forme série PID omniprésente dans l’industrie des procédés jusqu’aux années 1990.

Tout cela peut être assez accablant pour l’utilisateur, en particulier parce que le réglage est souvent effectué par un généraliste confronté à des changements rapides de la technologie et à de nombreuses autres responsabilités. Mon objectif dans mes récents articles, livres et chroniques (y compris les blogs), qui sont plus étendus et moins spécifiques aux fournisseurs que les livres blancs, est de fournir une approche unifiée et des conseils plus dirigés basés sur les dernières caractéristiques PID qui manquent dans la littérature.

Good Tuning : A Pocket Guide, Fourth Edition cherche à présenter de manière concise les connaissances nécessaires et à simplifier le réglage en basculant entre seulement deux ensembles de règles de réglage, en grande partie selon que le PID est un régulateur primaire ou secondaire. Un PID primaire pour le contrôle de la composition d’une cuve ou d’une colonne, de la pression de gaz, du niveau, du pH et de la température utilise les règles de réglage du processus d’intégration où le temps d’arrêt lambda est défini. Un PID secondaire pour le contrôle de la pression, du débit, du pH en ligne et de la température de l’échangeur de chaleur utilise des règles d’accord de processus autorégulatrices où la constante de temps de la boucle fermée est définie. Dans les deux situations, on utilise un lambda plutôt qu’un facteur lambda et on le choisit par rapport au temps mort pour fournir le degré d’étanchéité du contrôle et de robustesse nécessaire. La meilleure chose qu’un utilisateur puisse faire est d’utiliser un bon logiciel de réglage, de participer aux écoles des fournisseurs et de faire venir un consultant dans l’usine pour des solutions et des pratiques sur site. Il est également important de prendre la responsabilité d’éviter les erreurs de réglage courantes. Nous prenons ici du recul pour nous assurer que nous ne sommes pas susceptibles de commettre des oublis ou des malentendus. La compilation suivante présente en premier lieu les erreurs les plus courantes, perturbatrices et potentiellement dangereuses, mais toutes peuvent entrer en jeu et être importantes.

Erreurs

1. Utilisation de la mauvaise action de commande : Dans les contrôleurs analogiques et dans de nombreux premiers systèmes de commande distribués (DCS) et automates programmables (PLC), l’action de la vanne n’affectait que l’affichage de la sortie sur le poste ou le plastron. La spécification d’une action de vanne « d’augmentation à fermeture » pour une vanne à ouverture par défaut inversait l’affichage mais pas la sortie réelle. Par conséquent, l’action de contrôle devait prendre en compte l’action de la vanne en plus de l’action du processus. Si la vanne était « d’augmentation à ouverture » (fermeture par défaut), l’action de commande était simplement l’inverse de l’action du processus (action de commande directe pour un processus à action inverse et vice versa). Si la vanne était « d’augmentation à fermeture », l’action de commande était la même que l’action du processus (action de commande directe pour un processus à action directe et vice versa) si elle n’était pas inversée dans le transducteur ou le positionneur courant-pneumatique (I/P). Dans les systèmes actuels, l’utilisateur peut spécifier « augmentation à fermeture » dans le bloc PID ou le bloc de sortie analogique en plus du contrôleur de vanne numérique, ce qui permet de régler l’action de contrôle à l’opposé de l’action du processus. Le défi est de réaliser cela et de s’assurer que l’action de la vanne d’augmentation à fermeture est définie à un seul endroit. Si vous ne définissez pas correctement l’action de contrôle, rien d’autre ne compte (le PID marchera jusqu’à sa limite de sortie).

2. Utiliser les paramètres par défaut du bloc PID : Les paramètres qui viennent avec un bloc PID lorsqu’il est glissé et déposé dans une configuration ne doivent pas être utilisés. Lors de la première application du PID aux simulations dynamiques de nouvelles usines, les paramètres typiques basés sur le type de processus et l’échelle peuvent être utilisés comme point de départ. Cependant, des tests de réglage doivent être effectués et les paramètres ajustés avant la formation des opérateurs et la mise en service de la boucle.

3. Utilisation de la forme parallèle et des paramètres de réglage en série dans la forme standard ISA : Une forme parallèle qui utilise les paramètres de gain d’intégrateur et de gain de dérivée qui sont mis dans la forme standard ISA comme paramètres de temps de réinitialisation et de temps de taux peut être décalée de plusieurs ordres de grandeur. Une forme en série peut fournir un bon contrôle avec le temps de vitesse égal ou supérieur au temps de réinitialisation. Cela s’explique par le fait que les facteurs d’interaction réduisent intrinsèquement le gain PID et le temps de vitesse et augmentent le temps de réinitialisation PID afin d’empêcher les oscillations dues à la contribution du mode dérivé qui est supérieure à la contribution des autres modes. L’utilisation d’un temps de taux égal ou supérieur au temps de réinitialisation dans une forme standard ISA peut provoquer de graves oscillations rapides.

4. Utilisation des mauvaises unités pour les paramètres de réglage : Ici, nous ne considérons que la forme série et la forme standard ISA. Les contrôleurs peuvent avoir un réglage de gain ou de bande proportionnelle pour le mode proportionnel. Le réglage du gain est sans dimension et correspond à 100 % divisé par la bande proportionnelle. Certains algorithmes PID dans les études de contrôle et les systèmes industriels réels ont un réglage de gain en unités d’ingénierie, ce qui conduit à un réglage très bizarre. Le réglage du mode intégral peut être des répétitions par seconde, des répétitions par minute, des minutes par répétition ou des secondes par répétition. Les unités de ces deux derniers réglages sont généralement données en minutes ou en secondes. L’omission du « par minute » peut entraîner une confusion dans la conversion des réglages. La conversion de la durée du taux est plus simple, car les unités sont simplement des minutes ou des secondes.

5. Utilisation des mauvaises unités pour les limites de sortie et les limites anti-réinitialisation : Dans les contrôleurs analogiques et dans de nombreux premiers systèmes DCS et PLC, la sortie et par conséquent les limites de sortie et les limites de remontée anti-réinitialisation étaient en pourcentage. Dans les systèmes de contrôle modernes, la sortie est en unités d’ingénierie, et les limites doivent être définies en unités d’ingénierie. Pour les vannes, les unités sont généralement des pourcentages de la course de la vanne. Pour un PID primaire (supérieur) qui envoie un point de consigne à un PID secondaire (inférieur), la sortie du PID primaire est dans les unités d’ingénierie de la variable de processus PID secondaire.

6. Réglage des contrôleurs de niveau : Si vous calculez le produit de la vanne, du gain, du gain de processus et du gain de mesure, où le gain de processus est simplement l’inverse du produit de la densité du fluide et de la section transversale de la cuve, vous réalisez que le gain de processus d’intégration en boucle ouverte est très petit (par exemple, 0,000001 1/sec), ce qui conduit à un gain PID maximum pour la stabilité qui est supérieur à 100. Pour le contrôle du niveau du réservoir d’équilibre, un gain PID plus proche de l’unité est souhaité pour absorber les fluctuations des débits d’entrée sans les répercuter sur un débit de sortie manipulé qui perturberait les utilisateurs en aval. Les utilisateurs n’aiment pas un gain PID élevé, même lorsqu’un contrôle de niveau serré est nécessaire. La diminution du gain du régulateur de niveau sans une augmentation proportionnelle du temps de réinitialisation provoquera des oscillations lentes presque continues. Des diminutions supplémentaires du gain PID ne font qu’aggraver les oscillations. La plupart des oscillations dans les usines de production et les mauvaises performances des colonnes de distillation peuvent être attribuées à des régulateurs de niveau mal réglés. La solution consiste à choisir un temps d’arrêt (lambda pour les processus d’intégration) pour maximiser l’absorption de la variabilité (par exemple, le contrôle du niveau des réservoirs d’équilibre ou le contrôle du niveau du récepteur de distillat où le flux de distillat est manipulé) ou maximiser le transfert de la variabilité (par exemple, le niveau du réacteur pour le contrôle du temps de séjour ou le contrôle du niveau du récepteur de distillat où le flux de reflux est manipulé pour le contrôle du reflux interne). Les règles de réglage du processus d’intégration empêchent la violation de la fenêtre des gains PID autorisés en fixant d’abord le temps d’arrêt et en utilisant ce temps pour calculer le temps de réinitialisation et enfin le gain PID.

7. Violation de la fenêtre des gains de contrôleur autorisés : Nous pouvons tous nous identifier au fait qu’un gain PID trop élevé provoque des oscillations. En pratique, ce que nous voyons plus souvent, ce sont des oscillations dues à un gain PID trop faible dans les boucles primaires. La plupart des systèmes de contrôle de la concentration et de la température sur des vaisseaux bien mélangés sont vulnérables à un gain PID qui viole la limite basse du PID, provoquant des oscillations lentes, presque non amorties. Ces systèmes ont une réponse de processus fortement dominée par le retard (quasi-intégration), l’intégration ou l’emballement. Tous ces processus bénéficient de l’utilisation de règles de réglage du processus d’intégration pour empêcher le gain PID d’être inférieur à deux fois l’inverse du produit du gain du processus d’intégration en boucle ouverte et du temps de réinitialisation, empêchant ainsi les oscillations illustrées dans les figures. Les oscillations illustrées sur les figures auraient pu être arrêtées en augmentant le temps de réinitialisation. Dans les applications industrielles, le temps de réinitialisation des boucles de régulation des cuves doit souvent être augmenté de deux ordres de grandeur ou plus. Notez que les oscillations s’aggravent au fur et à mesure que le processus perd son autorégulation interne, passant d’une réponse en boucle ouverte de quasi-intégration (faible rétroaction négative interne) à une intégration (aucune rétroaction interne) et à un emballement (rétroaction positive). Pour les processus d’emballement, il existe également un réglage de gain minimum indépendant du temps de réinitialisation qui est l’inverse du gain du processus d’emballement en boucle ouverte. L’identification du gain du processus d’intégration en boucle ouverte peut généralement être effectuée en environ quatre temps morts, ce qui réduit considérablement le temps de test et la vulnérabilité aux bouleversements de charge.

8. Absence de reconnaissance du retard du capteur, de l’amortissement du transmetteur ou de l’effet de réglage du filtre : Une réponse de mesure lente peut donner l’illusion d’un meilleur contrôle. Si la constante de temps de la mesure devient la plus grande constante de temps de la boucle, le gain PID peut être augmenté et les oscillations seront plus douces car la mesure est effectuée plus lentement. Cela se produit tout le temps dans le contrôle du débit, de la pression, du pH en ligne et de la température des volumes de gaz, puisque la constante de temps du processus est inférieure à une seconde. La variabilité réelle du processus a augmenté et peut être estimée à l’aide d’une simple équation. Pour plus d’informations sur ce problème très répandu, consultez le blog Control Talk Conseils sur l’atténuation et la déception des mesures. Pour plus de détails sur la façon d’éviter ce problème dans les systèmes de contrôle de la température, consultez le post ISA Interchange Temperature Sensor Installation for Best Response and Accuracy.

9. Omettre de faire des tests de réglage à différents moments, points de réglage et taux de production : Les caractéristiques installées de la plupart des vannes de régulation et de la plupart des processus de concentration, de pH et de température sont non linéaires. Le gain du procédé varie avec le point de fonctionnement et les conditions du procédé, y compris des changements relativement inconnus dans l’activité du catalyseur, l’encrassement et les compositions de l’alimentation. Le gain de la vanne varie en fonction des résistances du système et du débit requis. Pour les non-linéarités du point de fonctionnement, le gain du processus en boucle ouverte identifié dépend de la taille et de la direction de l’étape et de la vanne de plage divisée qui est étranglée. Les constantes de temps du processus de température ont également tendance à varier avec la direction du changement. Pour plus de détails, voir l’article du blog Control Talk intitulé Why Tuning Tests are Not Repeatable.

10. Ne pas augmenter le gain du PID pour diminuer l’amplitude du cycle limite du jeu : Une tentative de diminuer l’amplitude de l’oscillation en diminuant le gain aggravera l’oscillation lorsque l’oscillation est un cycle limite du jeu (zone morte). L’amplitude du jeu est inversement proportionnelle au gain PID. La période du cycle limite due au jeu ou à l’adhérence augmente également lorsque le gain PID diminue, ce qui réduit l’atténuation due à l’effet de filtrage des volumes du processus. La même équation notée au point 8 peut être utilisée pour estimer l’amplitude atténuée à la sortie d’un volume bien mélangé en utilisant le temps de résidence (volume divisé par le débit) comme constante de temps du filtre. Ayant évité les erreurs, vous êtes prêt à profiter pleinement de l’addendum en ligne ci-dessous sur les meilleures opportunités de contrôle PID.

Histoires de guerre

1) Les graphiques de tendance de la pression du four à phosphore provenant de transmetteurs de pression plus rapides installés semblaient plus mauvais, même si le nombre de décharges haute pression avait été considérablement réduit. Heureusement, les anciens transmetteurs plus lents ont été laissés installés, montrant que l’amplitude des excursions de pression avait en fait diminué après l’utilisation des transmetteurs plus rapides pour le contrôle de la pression du four. 2) Une usine a fonctionné pendant plusieurs années avec des paramètres de réglage par défaut de gain et de réinitialisation (répétitions par minute) tous deux égaux à 1 pour tous les contrôleurs PID. Presque toutes les boucles oscillaient, mais l’usine a ingénieusement réussi à fonctionner en fixant des limites de sortie pour réduire l’amplitude des oscillations. 3) Lorsqu’une usine a converti ses contrôleurs analogiques en un système de commande numérique, elle a été stupéfaite de l’amélioration du contrôle de la colonne de distillation. Il s’avère que les ingénieurs de configuration n’avaient pas réalisé la différence entre le gain PID et la bande proportionnelle (PB). Le contrôleur analogique pour le niveau du récepteur de tête de colonne manipulant le reflux avait une PB de 100 pour cent qui a ensuite été définie comme le gain de 100 dans le PID du DCS. Le contrôle serré du niveau et le grand contrôle du reflux interne qui en a résulté ont arrêté les oscillations de roulement lent provenant de la violation de la limite de gain faible et ont rejeté les perturbations des tempêtes de pluie froide « Blue Northerner ».

Addendum

Principales opportunités de contrôle PID

1. Utilisez le contrôle en cascade, de sorte que les contrôleurs proportionnels, intégraux, dérivés (PID) secondaires (ex, régulateurs de débit et de température de la chemise) isolent les régulateurs PID primaires (par exemple, composition, niveau, pH et température) des non-linéarités de la caractéristique de débit installée de la vanne de régulation, des perturbations de la pression et des non-linéarités du processus, et pour permettre une régulation par anticipation et par rapport. Si le débitmètre n’a pas la plage de mesure nécessaire, il faut le remplacer par une mesure inférentielle du débit en utilisant la caractéristique de débit de la vanne installée lorsque le débit chute au point où le signal du compteur est trop bruyant ou erratique. (Voir les articles du blog Control Talk intitulés Best Control Valve Installed Flow Characteristic et Secondary Flow Loop and Valve Positioner Tips). L’exception est que les sorties du contrôleur de pression doivent généralement aller directement aux éléments de contrôle finaux (par exemple, la vanne de contrôle ou l’entraînement à fréquence variable) pour fournir une réponse plus rapide. Souvent, la caractéristique de débit de la vanne installée est linéaire pour ces boucles de pression grâce à l’utilisation d’un trim linéaire, car la chute de pression est relativement constante. Utiliser un retour de réinitialisation externe (par exemple, une limite de réinitialisation dynamique) pour s’assurer que la sortie PID primaire ne change pas plus vite que la variable de processus PID secondaire ne peut répondre.
2. Utiliser une commande par anticipation qui finit presque toujours par être une commande de rapport, où les diviseurs et les numérateurs sont le plus souvent un débit, mais peuvent être une vitesse ou un taux d’énergie. Le ratio est corrigé par un contrôleur PID primaire. L’opérateur doit pouvoir régler le rapport souhaité et voir le rapport réel corrigé. Une compensation dynamique doit être appliquée si nécessaire afin que le flux manipulé arrive au même point et au même moment du processus que le flux d’alimentation. On y parvient souvent en insérant des blocs de temps mort et d’avance/retard réglables dans le signal d’avance. Pour synchroniser la synchronisation des flux de réactifs ou des flux de mélanges de manière à ce que le rapport stœchiométrique soit maintenu pour les changements de taux de production et les corrections de rapport, un point de consigne d’anticipation est filtré et un facteur de rapport est appliqué pour devenir les points de consigne des autres contrôleurs de flux. Chaque PID de débit est réglé pour une réponse douce et suffisamment rapide pour traiter les perturbations de pression et les non-linéarités des vannes. Le filtre du point de consigne du leader est réglé de manière à ce que toutes les boucles de débit répondent à l’unisson. (Voir La régulation par anticipation permet une fabrication flexible et durable)
3. Utilisez la bonne structure PID. La structure PI sur erreur et D sur erreur est souvent le bon choix. Si la variable du processus ne peut répondre que dans une seule direction, ce qui peut être le cas pour les processus discontinus sans phase de réaction ou de changement et sans vanne opposée à plage divisée (par exemple, contrôle de la température avec chauffage mais sans refroidissement, et contrôle du pH avec réactif basique mais sans réactif acide), une structure sans action intégrale est nécessaire (P sur erreur et D sur PV sans I). Dans ces cas, le biais est réglé pour être la sortie PID lorsque la variable de processus PID s’est stabilisée à proximité du point de consigne. Si le dépassement du point de consigne est critique et que le temps pour atteindre le point de consigne et la réponse aux perturbations de la charge n’est pas un problème, une structure de I sur l’erreur et PD sur PV peut être utilisée. Une approche plus flexible utilise une structure PID à deux degrés de liberté, où les facteurs de pondération du point de consigne, bêta et gamma, sont définis respectivement pour les modes proportionnel et dérivé, afin d’optimiser un compromis entre les objectifs de réponse au point de consigne et de réponse à la charge. Il est également possible d’utiliser une avance et un retard du point de consigne pour obtenir la réponse souhaitée du point de consigne avec un PID réglé pour une bonne réponse aux perturbations de la charge (pic minimum et erreurs absolues intégrées). Voir l’annexe C de Good Tuning : A Pocket Guide pour plus de détails sur ce qui affecte ces erreurs. Le retard du point de consigne est égal au temps de réinitialisation du PID, et l’avance est réglée pour fournir une réponse plus rapide au point de consigne. Une avance de zéro est équivalente à un contrôleur PID sans action proportionnelle ou dérivée sur l’erreur (par exemple, bêta et gamma égaux à zéro).
4. Accordez toutes les boucles dans le bon ordre en utilisant un bon logiciel. Choisissez les règles d’accord (par exemple, autorégulation versus processus d’intégration) en reconnaissant que les processus autorégulateurs avec des rapports constante de temps/temps mort supérieurs à 4 peuvent être considérés comme ayant une réponse quasi-intégratrice et devraient utiliser les règles d’accord du processus d’intégration. Utiliser des facteurs de réglage (par exemple, lambda par rapport au temps mort) en fonction des différents objectifs (par exemple, point de consigne par rapport à la réponse à la charge et maximisation du transfert de la variabilité par rapport à la maximisation de l’absorption de la variabilité) et des situations difficiles (par exemple, résonance, interaction et réponse inverse). Voir le tableau D-1 de l’annexe D de Good Tuning : A Pocket Guide pour plus de détails. La direction doit en général aller de l’amont vers l’aval du PID. Les contrôleurs PID de pression de gaz et de liquide doivent être réglés en premier, suivis des contrôleurs PID secondaires de débit et de système d’utilité. Les contrôleurs PID de niveau doivent ensuite être réglés pour atteindre l’objectif approprié, selon que le PID de niveau est responsable de l’application d’un bilan matière (par exemple, un contrôleur de température de colonne manipulant le flux de reflux) ou qu’il doit simplement maintenir le niveau dans les limites parce que le flux manipulé perturbe les opérations de l’unité en aval (par exemple, un contrôleur de température de colonne manipulant le flux de distillat). Enfin, les régulateurs primaires de concentration, de pH et de température doivent être réglés en fonction du point de consigne ou de la réponse de la charge souhaitée et de la brutalité des mouvements du flux manipulé autorisés lorsqu’ils peuvent perturber d’autres utilisateurs ou revenir perturber la boucle respective (par exemple, les systèmes à flux fermés avec intégration de chaleur et flux de recyclage). Si le PID primaire n’a pas une réponse de quasi-intégration, de véritable intégration ou d’emballement, et que l’erreur de pointe et le temps de montée ne sont pas une préoccupation, un objectif de minimisation du dépassement de la sortie du PID primaire au-delà de la valeur de repos finale peut être avantageux. Les limites de taux de consigne du PID secondaire ou de la sortie analogique avec un retour de réinitialisation externe du PID primaire peuvent empêcher les changements brusques.
5. Utiliser une commande adaptative. Les paramètres de réglage du contrôleur PID changent généralement avec la variable manipulée à plage fractionnée avec le taux de production, l’encrassement de la surface de transfert de chaleur, l’activité du catalyseur et le point de consigne, et avec le temps de cycle pour les procédés par lots (par ex, le niveau de lot, la vitesse de réaction et la concentration).

Voir aussi l’article Surmonter les défis des applications de contrôleur et d’analyseur PID pour les opportunités d’utilisation d’un PID amélioré.

À propos de l’auteur
Gregory K. McMillan, CAP, est un Senior Fellow retraité de Solutia/Monsanto où il travaillait dans la technologie d’ingénierie sur l’amélioration du contrôle des processus. Greg a également été professeur affilié à l’Université de Washington à Saint Louis. Greg est membre de l’ISA et a reçu le prix environnemental Kermit Fischer de l’ISA pour le contrôle du pH en 1991, le prix de l’ingénieur de l’année du magazine Control pour l’industrie des procédés en 1994, il a été intronisé au Temple de la renommée de l’automatisation des procédés du magazine Control en 2001, a été honoré par le magazine InTech en 2003 comme l’un des innovateurs les plus influents dans le domaine de l’automatisation, et a reçu le prix ISA Life Achievement en 2010. Greg est l’auteur de nombreux ouvrages sur le contrôle des processus, notamment Advances in Reactor Measurement and Control et Essentials of Modern Measurements and Final Elements in the Process Industry. Greg est le chroniqueur mensuel « Control Talk » du magazine Control depuis 2002. Actuellement, Greg est consultant à temps partiel en modélisation et contrôle au sein du département Technology for Process Simulation d’Emerson Automation Solutions, spécialisé dans l’utilisation de l’usine virtuelle pour explorer de nouvelles opportunités. Il passe la plupart de son temps à écrire, à enseigner et à diriger le programme de mentorat ISA qu’il a fondé en 2011.