Questo post è stato scritto da Greg McMillan, consulente industriale, autore di numerosi libri sul controllo di processo, vincitore del premio ISA Life Achievement 2010 e Senior Fellow in pensione della Solutia Inc. (ora Eastman Chemical).

Il controllore proporzionale, integrale, derivato (PID) è il componente chiave comune di tutti gli anelli di controllo. I sistemi di controllo di base dipendono dal PID per tradurre i segnali di misurazione in set point dei controllori di loop secondari, dei controllori di valvole digitali e dei controllori di velocità per azionamenti a frequenza variabile. Il successo del controllo avanzato, come il controllo predittivo del modello, dipende dalla base del sistema di controllo di base e quindi dal PID.

Elmer Sperry sviluppò il primo esempio di PID nel 1911, e Nicolas Minorsky pubblicò la prima analisi teorica nel 1922. Ziegler e Nichols pubblicarono degli articoli sul metodo dell’oscillazione finale e il metodo della curva di reazione per la regolazione del controllore nel 1942 e nel 1943. Mentre i parametri scelti come fattori nelle impostazioni di sintonizzazione fornivano un controllo troppo aggressivo, la premessa di base di un guadagno ultimo e di un periodo ultimo è essenziale per la comprensione fondamentale dei limiti della stabilità.

L’identificazione della pendenza nel metodo della curva di reazione è una chiave per l’uso del concetto di quasi-integratore che troveremo qui essere critico per la maggior parte dei loop di composizione, temperatura e pH per migliorare le impostazioni di sintonizzazione e ridurre drasticamente i tempi di prova. Bohl e McAvoy hanno pubblicato un documento nel quale hanno dimostrato che il PID può fornire un controllo quasi ottimale per disturbi di carico non misurati. Shinskey ha scritto molti libri che descrivono in dettaglio la conoscenza delle dinamiche e delle relazioni di processo essenziali per la migliore applicazione del controllo PID.

Shinskey ha sviluppato l’equazione originale per l’errore integrato dai disturbi in funzione delle impostazioni di tuning, come dettagliato nell’articolo PID tuning rules. Shinskey ha anche pubblicato un libro dedicato ai controllori PID che ha dimostrato che la semplice aggiunta di un blocco di tempo morto nel percorso di feedback del reset esterno potrebbe migliorare ulteriormente le prestazioni PID attraverso la compensazione del tempo morto. Sono state sviluppate regole di controllo del modello interno (IMC) e di sintonizzazione lambda basate sulla cancellazione dei poli e degli zeri per fornire una buona risposta ai set point e ai disturbi all’uscita del processo. Tuttavia, la maggior parte del miglioramento nella risposta al set point avrebbe potuto essere ottenuto con una struttura lead-lag o PID del set point. Inoltre, queste regole di sintonizzazione non funzionano bene per il caso più comune di disturbi all’ingresso del processo (sconvolgimenti del carico), in particolare per i processi dominanti lag.

Skogestadt ha sviluppato miglioramenti significativi alle regole di sintonizzazione IMC. Bialkowski ha dimostrato che usare sempre lambda piuttosto che fattori lambda, mettere in relazione lambda con il tempo morto e trattare i processi a dominanza di ritardo come quasi-integratori permette al PID di fornire un buon controllo non oscillatorio per gli aumenti di carico, oltre ad affrontare le molte difficoltà e gli obiettivi diversi per i quali il tuning di lambda è stato originariamente progettato. Non ci si rende conto che la maggior parte dei metodi convergono alla stessa espressione di base per il guadagno PID e il tempo di reset quando l’obiettivo è la reiezione dei disturbi del carico e che un parametro di tuning che è la costante di tempo del circuito chiuso o il tempo di arresto è impostato rispetto al tempo morto.

Anche non è stato riconosciuto come le caratteristiche del PID, come la struttura, il feedback di reset esterno, il PID migliorato per l’analizzatore e il wireless, il semplice calcolo di un valore futuro, il regolatore di posizione della valvola e la risposta del set point “a tutto gas”, possono aumentare l’efficienza e la capacità del processo, come notato nel libro ISA 101 Tips for a Successful Automation Career.

Sovraccarico

L’utente si trova di fronte a un notevole disaccordo sulle regole di tuning come si vede nelle 400 pagine di regole di tuning nel libro di O’Dwyer del 2006, non rendendosi conto che la maggior parte di esse può essere regolata da fattori o da un concetto di quasi-integratore per ottenere un buon controllo. Il PID moderno ha molte più opzioni, parametri e strutture che aumentano notevolmente la potenza e la flessibilità del PID, ma la maggior parte è sottoutilizzata a causa di una guida insufficiente. Inoltre, la forma standard ISA usata nella maggior parte dei sistemi di controllo moderni non è la forma parallela mostrata nella maggior parte dei libri di testo o la forma in serie PID usata pervasivamente nell’industria di processo fino agli anni ’90.

Tutto questo può essere abbastanza travolgente per l’utente, in particolare perché la messa a punto è spesso fatta da un generalista di fronte a rapidi cambiamenti nella tecnologia e con molte altre responsabilità. Il mio obiettivo nei miei recenti articoli, libri e colonne (inclusi i blog), che sono più estesi e meno specifici per i fornitori rispetto ai white paper, è di fornire un approccio unificato e una guida più diretta basata sulle ultime caratteristiche PID che mancano nella letteratura.

Good Tuning: A Pocket Guide, Fourth Edition cerca di presentare concisamente le conoscenze necessarie e di semplificare la messa a punto passando tra due soli set di regole di messa a punto, in gran parte a seconda che il PID sia un controllore primario o secondario. Un PID primario per la composizione del recipiente o della colonna, la pressione del gas, il livello, il pH e il controllo della temperatura usa regole di tuning di processo integranti in cui viene impostato il tempo di arresto lambda. Un PID secondario per la pressione del liquido, il flusso, il pH in linea e il controllo della temperatura dello scambiatore di calore, utilizza regole di regolazione del processo autoregolanti in cui viene impostata la costante di tempo dell’anello chiuso. In entrambe le situazioni, viene utilizzato un lambda piuttosto che un fattore lambda e scelto in relazione al tempo morto per fornire il grado di tenuta del controllo e la robustezza necessari. La cosa migliore che un utente può fare è usare un buon software di tuning, frequentare le scuole dei fornitori e portare un consulente nell’impianto per soluzioni e pratica in loco. È anche importante assumersi la responsabilità di evitare gli errori comuni di messa a punto. Qui facciamo un passo indietro per assicurarci di non essere soggetti a sviste e malintesi. La seguente compilazione ha per primi gli errori più comuni, dirompenti e potenzialmente pericolosi, ma tutti possono entrare in gioco ed essere importanti.

Errori

1. Usare l’azione di controllo sbagliata: Nei controllori analogici e in molti dei primi sistemi di controllo distribuito (DCS) e controllori logici programmabili (PLC), l’azione della valvola influenzava solo la visualizzazione dell’uscita sulla stazione o sulla piastra frontale. La specificazione di un’azione della valvola “aumenta-per-chiudere” per una valvola che non riesce ad aprirsi invertiva il display ma non l’uscita effettiva. Di conseguenza, l’azione di controllo doveva prendere in considerazione l’azione della valvola oltre all’azione del processo. Se la valvola era “aumenta-apri” (fail close), l’azione di controllo era semplicemente l’inverso dell’azione del processo (azione di controllo diretta per processo ad azione inversa e viceversa). Se la valvola era “aumenta-per-chiudere” l’azione di controllo era la stessa dell’azione del processo (azione di controllo diretta per il processo ad azione diretta e viceversa) se non invertita nel trasduttore o posizionatore corrente-pneumatico (I/P). Nei sistemi odierni, l’utente può specificare “aumentare-chiudere” nel blocco PID o nel blocco di uscita analogica oltre al regolatore di valvola digitale, permettendo di impostare l’azione di controllo come l’opposto dell’azione di processo. La sfida è realizzare questo e assicurarsi che l’azione della valvola “increase-to-close” sia impostata solo in un posto. Se non si ottiene la giusta azione di controllo, nient’altro conta (il PID camminerà fino al suo limite di uscita).

2. Usare le impostazioni predefinite del blocco PID: Le impostazioni che vengono fornite con un blocco PID quando viene trascinato in una configurazione non devono essere utilizzate. Quando si applica per la prima volta il PID alle simulazioni dinamiche di nuovi impianti, le impostazioni tipiche basate sul tipo di processo e sull’intervallo di scala possono essere utilizzate come punto di partenza. Tuttavia, i test di tuning devono essere fatti e le impostazioni regolate prima dell’addestramento dell’operatore e della messa in servizio del loop.

3. Usare le impostazioni di tuning in forma parallela e in serie nella forma standard ISA: Una forma parallela che usa le impostazioni del guadagno dell’integratore e del guadagno della derivata che sono messe nella forma standard ISA come impostazioni del tempo di reset e del tempo di tasso può essere fuori da ordini di grandezza. Una forma in serie può fornire un buon controllo con il tempo di velocità uguale o maggiore del tempo di reset. Questo perché i fattori di interazione riducono intrinsecamente il guadagno PID e il tempo di velocità e aumentano il tempo di reset PID per evitare che le oscillazioni del contributo del modo derivato siano maggiori del contributo degli altri modi. Usare un tempo di velocità uguale o maggiore del tempo di reset in una forma standard ISA può causare gravi oscillazioni veloci.

4. Usare le unità sbagliate per le impostazioni di tuning: Qui consideriamo solo la forma serie e la forma standard ISA. I controllori possono avere un’impostazione di guadagno o di banda proporzionale per la modalità proporzionale. L’impostazione del guadagno è adimensionale ed è il 100% diviso per la banda proporzionale. Alcuni algoritmi PID negli studi di controllo e nei sistemi industriali reali hanno l’impostazione del guadagno in unità ingegneristiche, il che porta a un’impostazione molto bizzarra. L’impostazione della modalità integrale può essere ripetizioni al secondo, ripetizioni al minuto, minuti per ripetizione, o secondi per ripetizione. Le unità di queste ultime due impostazioni sono comunemente date solo come minuti o secondi. L’omissione del “al minuto” può causare confusione nella conversione delle impostazioni. La conversione del tasso di tempo è più semplice, perché le unità sono semplicemente minuti o secondi.

5. Usare le unità sbagliate per i limiti di uscita e i limiti anti-reset: Nei controllori analogici e in molti dei primi sistemi DCS e PLC, l’uscita e di conseguenza i limiti di uscita e i limiti anti-reset erano in percentuale. Nei moderni sistemi di controllo, l’uscita è in unità ingegneristiche, e i limiti devono essere impostati in unità ingegneristiche. Per le valvole, le unità sono di solito la percentuale della corsa della valvola. Per un PID primario (superiore) che sta inviando un set point a un PID secondario (inferiore), l’uscita PID primaria è nelle unità ingegneristiche della variabile di processo PID secondaria.

6. Regolatori di livello di tuning: Se si calcola il prodotto della valvola, del guadagno, del guadagno di processo e del guadagno di misura, dove il guadagno di processo è semplicemente l’inverso del prodotto della densità del fluido e dell’area della sezione trasversale del recipiente, ci si rende conto che il guadagno di processo integrativo ad anello aperto è molto piccolo (ad esempio, 0,000001 1/sec), portando ad un guadagno PID massimo per la stabilità che è più di 100. Per il controllo del livello del serbatoio di picco, un guadagno PID più vicino all’unità è desiderato per assorbire le fluttuazioni dei flussi in entrata senza passarle come cambiamenti in un flusso manipolato in uscita che sconvolgerà gli utenti a valle. Gli utenti non gradiscono un alto guadagno PID anche quando è necessario uno stretto controllo di livello. Diminuendo il guadagno del regolatore di livello senza un aumento proporzionale del tempo di reset si causano oscillazioni lente quasi continue. Ulteriori diminuzioni del guadagno PID non fanno che peggiorare le oscillazioni. La maggior parte delle oscillazioni negli impianti di produzione e le scarse prestazioni delle colonne di distillazione possono essere ricondotte a controllori di livello mal tarati. La soluzione è scegliere un tempo di arresto (lambda per i processi di integrazione) per massimizzare l’assorbimento della variabilità (per esempio, controllo del livello dei serbatoi di espansione o controllo del livello del ricevitore del distillato dove il flusso del distillato viene manipolato) o massimizzare il trasferimento della variabilità (per esempio, livello del reattore per il controllo del tempo di residenza o controllo del livello del ricevitore del distillato dove il flusso del riflusso viene manipolato per il controllo interno del riflusso). Le regole di tuning del processo di integrazione impediscono la violazione della finestra dei guadagni PID consentiti impostando prima il tempo di arresto e utilizzando questo tempo per calcolare il tempo di reset e infine il guadagno PID.

7. Violazione della finestra dei guadagni consentiti del regolatore: Possiamo tutti capire che un guadagno PID troppo alto causa delle oscillazioni. In pratica, ciò che vediamo più spesso sono le oscillazioni da un guadagno PID troppo basso nei loop primari. La maggior parte dei sistemi di controllo della concentrazione e della temperatura su recipienti ben miscelati sono vulnerabili a un guadagno PID che viola il limite PID basso, causando oscillazioni lente e quasi non smorzate. Questi sistemi hanno una risposta di processo altamente lag dominante (quasi-integrante), integrante o runaway. Tutti questi processi beneficiano dell’uso di regole di regolazione del processo di integrazione per impedire che il guadagno PID sia inferiore al doppio dell’inverso del prodotto del guadagno del processo di integrazione ad anello aperto e del tempo di reset, impedendo le oscillazioni mostrate nelle figure. Le oscillazioni nelle figure avrebbero potuto essere fermate aumentando il tempo di reset. Nelle applicazioni industriali, il tempo di reset negli anelli di controllo dei vasi spesso deve essere aumentato di due o più ordini di grandezza. Si noti che le oscillazioni peggiorano man mano che il processo perde l’autoregolazione interna, passando da una quasi-integrazione (bassa retroazione interna negativa) a un’integrazione (nessuna retroazione interna) e a una risposta ad anello aperto in fuga (retroazione positiva). Per i processi in fuga, c’è anche un’impostazione di guadagno minimo indipendente dal tempo di reset che è l’inverso del guadagno del processo in fuga ad anello aperto. L’identificazione del guadagno del processo di integrazione ad anello aperto può essere fatta generalmente in circa quattro tempi morti, riducendo notevolmente il tempo di prova e riducendo la vulnerabilità agli sconvolgimenti del carico.

8. Mancato riconoscimento del ritardo del sensore, dello smorzamento del trasmettitore o dell’effetto di regolazione del filtro: Una risposta di misurazione lenta può dare l’illusione di un migliore controllo. Se la costante di tempo della misura diventa la più grande costante di tempo nel loop, il guadagno PID può essere aumentato e le oscillazioni saranno più lisce poiché la misura è fatta più lentamente. Questo accade di continuo nel controllo del flusso, nel controllo della pressione, nel controllo del pH in linea e nel controllo della temperatura dei volumi di gas, poiché la costante di tempo del processo è inferiore a un secondo. La variabilità reale del processo è aumentata e può essere stimata con una semplice equazione. Per ulteriori informazioni su questo problema diffuso, vedere il blog di Control Talk Attenuazione delle misure e suggerimenti per l’inganno. Per i dettagli su come prevenire questo nei sistemi di controllo della temperatura, vedere il post ISA Interchange Temperature Sensor Installation for Best Response and Accuracy.

9. Non riuscire a fare prove di messa a punto a diversi tempi, set point e tassi di produzione: Le caratteristiche installate della maggior parte delle valvole di controllo e della maggior parte dei processi di concentrazione, pH e temperatura non sono lineari. Il guadagno del processo varia con il punto operativo e le condizioni di processo, compresi i cambiamenti relativamente sconosciuti nell’attività del catalizzatore, il fouling e le composizioni dell’alimentazione. Il guadagno della valvola varia con le resistenze del sistema e il flusso richiesto. Per le non linearità del punto operativo, il guadagno del processo ad anello aperto identificato dipende dalla dimensione e dalla direzione del passo e dalla valvola a split range che viene strozzata. Anche le costanti di tempo del processo di temperatura tendono a variare con la direzione del cambiamento. Per maggiori dettagli vedere il post del blog Control Talk Why Tuning Tests are Not Repeatable.

10. Mancato aumento del guadagno PID per diminuire l’ampiezza del ciclo limite del gioco: Un tentativo di diminuire l’ampiezza dell’oscillazione diminuendo il guadagno peggiorerà l’oscillazione quando l’oscillazione è un ciclo limite dal gioco (banda morta). L’ampiezza del gioco è inversamente proporzionale al guadagno PID. Il periodo del ciclo limite da gioco o stallo è anche aumentato quando il guadagno PID è diminuito, riducendo l’attenuazione dall’effetto di filtraggio dei volumi di processo. La stessa equazione di cui al punto 8 può essere usata per stimare l’ampiezza attenuata all’uscita di un volume ben miscelato usando il tempo di residenza (volume diviso per la portata) come costante di tempo del filtro. Avendo evitato gli errori, siete pronti a trarre il massimo vantaggio dall’addendum online qui sotto sulle opportunità di controllo PID.

Storie di guerra

1) I grafici di tendenza della pressione del forno a fosforo dai trasmettitori di pressione più veloci installati sembravano peggiori, anche se il numero di scarichi ad alta pressione era stato drasticamente ridotto. Fortunatamente, i vecchi trasmettitori più lenti sono stati lasciati installati, mostrando che l’ampiezza delle escursioni di pressione era effettivamente diminuita dopo che i trasmettitori più veloci erano stati usati per il controllo della pressione del forno. 2) Un impianto ha funzionato per diversi anni con impostazioni predefinite di guadagno e reset (ripetizioni al minuto) entrambe uguali a 1 per tutti i controllori PID. Quasi ogni loop oscillava, ma l’impianto è riuscito ingegnosamente a funzionare impostando i limiti di uscita per ridurre le ampiezze di oscillazione. 3) Quando un impianto si è convertito da controllori analogici a un DCS, l’impianto è rimasto stupito dal miglioramento del controllo della colonna di distillazione. Si è scoperto che gli ingegneri della configurazione non avevano capito la differenza tra il guadagno PID e la banda proporzionale (PB). Il controllore analogico per il livello del ricevitore in testa alla colonna che manipola il riflusso aveva un PB del 100 per cento che è stato poi impostato come il guadagno di 100 nel DCS PID. Lo stretto controllo del livello e il conseguente grande controllo del reflusso interno hanno fermato le lente oscillazioni di rotolamento dalla violazione del limite di guadagno basso e hanno respinto i disturbi delle tempeste di pioggia fredda “Blue Northerner”.

Addendum

Opportunità di controllo PID

1. Usa il controllo a cascata, quindi i controllori secondari proporzionali, integrali, derivati (PID) (es, controllori di flusso e temperatura della camicia) isolano i controllori PID primari (ad esempio, composizione, livello, pH e temperatura) dalle non linearità della caratteristica di flusso installata della valvola di controllo, dai disturbi della pressione e dalle non linearità del processo, e per consentire il controllo feedforward e del rapporto. Se il flussometro non ha la portata necessaria, sostituire una misura inferenziale del flusso utilizzando la caratteristica di flusso della valvola installata quando il flusso scende al punto in cui il segnale del misuratore è troppo rumoroso o erratico. (Vedere le voci del blog Control Talk Miglior caratteristica di flusso installata della valvola di controllo e Loop di flusso secondario e suggerimenti sul posizionatore della valvola). L’eccezione è che le uscite del controllore di pressione devono di solito andare direttamente agli elementi di controllo finali (ad esempio, valvola di controllo o azionamento a frequenza variabile) per fornire una risposta più rapida. Spesso la caratteristica di flusso della valvola installata è lineare per questi anelli di pressione mediante l’uso di un trim lineare, perché la caduta di pressione è relativamente costante. Utilizzare un feedback di reset esterno (ad esempio, un limite di reset dinamico) per garantire che l’uscita PID primaria non cambi più velocemente di quanto la variabile di processo PID secondaria possa rispondere.
2. Utilizzare un controllo feedforward che quasi sempre finisce per essere un controllo del rapporto, dove i divisori e i numeratori sono più spesso una portata ma possono essere una velocità o un tasso energetico. Il rapporto è corretto da un controllore PID primario. L’operatore dovrebbe essere in grado di impostare il rapporto desiderato e vedere il rapporto corretto effettivo. La compensazione dinamica dovrebbe essere applicata come necessario in modo che il flusso manipolato arrivi allo stesso punto e allo stesso tempo nel processo del flusso di alimentazione. Spesso questo viene fatto inserendo un tempo morto regolabile e blocchi lead/lag nel segnale di avanzamento. Per sincronizzare la tempistica dei flussi di reagente o di miscela in modo che il rapporto stechiometrico sia mantenuto per i cambiamenti nei tassi di produzione e le correzioni nel rapporto, un set point leader è filtrato e un fattore di rapporto applicato per diventare i set point degli altri controllori di flusso. Ogni PID di flusso è sintonizzato per una risposta regolare che è abbastanza veloce da affrontare i disturbi della pressione e le non linearità della valvola. Il filtro di set-point leader è impostato abbastanza grande che tutti gli anelli di flusso rispondono all’unisono. (Vedere Il controllo Feedforward permette una produzione flessibile e sostenibile)
3. Usare la giusta struttura PID. La struttura PI su errore e D su errore è spesso la scelta giusta. Se la variabile di processo può rispondere solo in una direzione, il che può essere il caso dei processi batch senza fase di reazione o di cambiamento e senza valvola opposta divisa (ad esempio, controllo della temperatura con riscaldamento ma senza raffreddamento, e controllo del pH con reagente base ma senza reagente acido), è necessaria una struttura senza azione integrale (P su errore e D su PV senza I). In questi casi il bias è impostato per essere l’uscita PID quando la variabile di processo PID si è stabilizzata vicino al set point. Se il superamento del set point è critico e il tempo per raggiungere il set point e la risposta ai disturbi del carico non sono preoccupanti, si può usare una struttura di I sull’errore e PD sul PV. Un approccio più flessibile utilizza una struttura PID a due gradi di libertà, dove i fattori di peso del set point beta e gamma sono impostati per le modalità proporzionale e derivata, rispettivamente, per ottimizzare un compromesso tra gli obiettivi di risposta del set point e del carico. In alternativa, un set point lead-lag può essere usato per ottenere la risposta desiderata del set point con un PID sintonizzato per una buona risposta ai disturbi del carico (minimo picco ed errori assoluti integrati). Vedere l’appendice C di Good Tuning: A Pocket Guide per i dettagli su ciò che influenza questi errori. Il ritardo del set point è impostato uguale al tempo di reset del PID, e l’anticipo è impostato per fornire una risposta più veloce del set point. Un piombo pari a zero equivale a un controllore PID senza azione proporzionale o derivativa sull’errore (ad esempio, beta e gamma uguali a zero).
4. Sintonizza tutti i loop nel giusto ordine usando un buon software. Scegliere le regole di sintonizzazione (ad esempio, processo autoregolante contro processo integrante) riconoscendo che i processi autoregolanti con rapporti tra costante di tempo e tempo morto maggiori di 4 possono essere considerati avere una risposta quasi integrante e dovrebbero usare le regole di sintonizzazione del processo integrante. Usare fattori di regolazione (ad esempio, lambda rispetto al tempo morto) basati su diversi obiettivi (ad esempio, set point rispetto alla risposta al carico e massimizzazione del trasferimento della variabilità rispetto alla massimizzazione dell’assorbimento della variabilità) e situazioni difficili (ad esempio, risonanza, interazione e risposta inversa). Vedere la tabella D-1 nell’appendice D di Good Tuning: A Pocket Guide per i dettagli. La direzione dovrebbe in generale procedere dal PID a monte a quello a valle. I regolatori PID di pressione del gas e del liquido dovrebbero essere sintonizzati per primi, seguiti dai regolatori di flusso PID secondari e del sistema di utilità. I controllori PID di livello dovrebbero poi essere sintonizzati per il giusto obiettivo che dipende dal fatto che il PID di livello è responsabile dell’applicazione di un equilibrio materiale (ad esempio, il controllore della temperatura della colonna che manipola il flusso di riflusso) o ha solo bisogno di mantenere il livello nei limiti perché il flusso manipolato sconvolge le operazioni dell’unità a valle (ad esempio, il controllore della temperatura della colonna che manipola il flusso del distillato). Infine, i controllori primari di concentrazione, pH e temperatura dovrebbero essere sintonizzati per il set point desiderato o la risposta del carico e la bruschezza del movimento del flusso manipolato consentito quando possono sconvolgere altre utenze o tornare a sconvolgere il rispettivo ciclo (ad esempio, sistemi a flusso chiuso con integrazione di calore e flussi di riciclo). Se il PID primario non ha una risposta quasi-integrante, realmente integrante, o in fuga, e l’errore di picco e il tempo di salita non sono una preoccupazione, un obiettivo di minimizzazione dell’overshoot dell’uscita PID primaria oltre il valore finale di riposo può essere vantaggioso. I limiti di velocità del set point dell’uscita secondaria PID o analogica con il feedback di reset esterno del PID primario possono prevenire cambiamenti bruschi.
5. Utilizzare il controllo adattivo. Le impostazioni di sintonizzazione del regolatore PID generalmente cambiano con la variabile manipolata divisa con il tasso di produzione, il fouling della superficie di trasferimento del calore, l’attività del catalizzatore e il set point, e con il tempo di ciclo per i processi batch (ad es, livello di batch, tasso di reazione e concentrazione).

Si veda anche l’articolo Overcoming challenges of PID controller and analyzer applications per le opportunità di usare un PID potenziato.

A proposito dell’autore
Gregory K. McMillan, CAP, è un Senior Fellow in pensione della Solutia/Monsanto dove ha lavorato nella tecnologia di ingegneria sul miglioramento del controllo dei processi. Greg è stato anche professore affiliato alla Washington University di Saint Louis. Greg è un ISA Fellow e ha ricevuto il premio ISA Kermit Fischer Environmental Award per il controllo del pH nel 1991, il premio Control magazine Engineer of the Year per l’industria di processo nel 1994, è stato inserito nella Control magazine Process Automation Hall of Fame nel 2001, è stato premiato dalla rivista InTech nel 2003 come uno degli innovatori più influenti nell’automazione e ha ricevuto il premio ISA Life Achievement nel 2010. Greg è autore di numerosi libri sul controllo di processo, tra cui Advances in Reactor Measurement and Control ed Essentials of Modern Measurements and Final Elements in the Process Industry. Greg è stato il columnist mensile “Control Talk” per la rivista Control dal 2002. Attualmente, Greg è un consulente part-time di modellazione e controllo nella tecnologia per la simulazione di processo per Emerson Automation Solutions, specializzato nell’uso dell’impianto virtuale per esplorare nuove opportunità. Trascorre la maggior parte del suo tempo scrivendo, insegnando e conducendo il programma ISA Mentor che ha fondato nel 2011.