Acest articol a fost scris de Greg McMillan, consultant în industrie, autor a numeroase cărți despre controlul proceselor, laureat al premiului ISA Life Achievement Award 2010 și Senior Fellow pensionat de la Solutia Inc. (în prezent Eastman Chemical).

Controlerul proporțional, integral, derivat (PID) este componenta cheie comună a tuturor buclelor de control. Sistemele de control de bază depind de PID pentru a traduce semnalele de măsurare în puncte de setare ale regulatoarelor de bucle secundare, ale regulatoarelor digitale de supape și ale regulatoarelor de viteză pentru acționările cu frecvență variabilă. Succesul controlului avansat, cum ar fi controlul predictiv al modelului, depinde de fundația sistemului de control de bază și, prin urmare, de PID.

Elmer Sperry a dezvoltat primul exemplu de PID în 1911, iar Nicolas Minorsky a publicat prima analiză teoretică în 1922. Ziegler și Nichols au publicat lucrări privind metoda oscilației ultime și metoda curbei de reacție pentru reglarea regulatorului în 1942 și 1943. În timp ce parametrii aleși ca factori în setările de reglare au oferit un control prea agresiv, premisa de bază a unui câștig final și a unei perioade finale este esențială pentru înțelegerea fundamentală a limitelor stabilității.

Identificarea pantei în metoda curbei de reacție este o cheie pentru utilizarea conceptului de cvasi-integrator pe care îl vom găsi aici ca fiind esențial pentru majoritatea buclelor de compoziție, temperatură și pH pentru a îmbunătăți setările de reglare și pentru a scurta dramatic timpul de testare. Bohl și McAvoy au publicat o lucrare în care au arătat că PID-ul poate oferi un control aproape optim pentru perturbații de sarcină nemăsurate. Shinskey a scris multe cărți care detaliază cunoștințele despre dinamica proceselor și relațiile esențiale pentru cea mai bună aplicare a controlului PID.

Shinskey a dezvoltat ecuația originală pentru eroarea integrată a perturbațiilor în funcție de setările de reglaj, așa cum este detaliat în articolul Reguli de reglaj PID. Shinskey a publicat, de asemenea, o carte dedicată regulatoarelor PID care a arătat că simpla adăugare a unui bloc de timp mort în calea de reacție de resetare externă poate îmbunătăți și mai mult performanța PID prin compensarea timpului mort. Regulile de reglare a modelului intern (IMC) și lambda au fost dezvoltate pe baza anulării polilor și a zerourilor pentru a oferi un răspuns bun la punctele de reglare și la perturbațiile de la ieșirea din proces. Cu toate acestea, cea mai mare parte a îmbunătățirii răspunsului la punctul de setare ar fi putut fi obținută printr-o structură PID sau o structură PID cu întârziere la punctul de setare. De asemenea, aceste reguli de reglare nu se comportă bine în cazul mai frecvent al perturbațiilor de la intrarea în proces (creșteri de sarcină), în special pentru procesele dominante de întârziere.

Skogestadt a dezvoltat îmbunătățiri semnificative ale regulilor de reglare IMC. Bialkowski a arătat că, folosind întotdeauna lambda, mai degrabă decât factorii lambda, raportând lambda la timpul mort și tratând procesele dominante de întârziere ca fiind aproape integratori, PID-ul poate asigura un control neoscilativ bun în cazul suprasolicitărilor de sarcină, pe lângă faptul că face față multor dificultăți și obiective diferite pentru care a fost inițial concepută reglarea lambda. Nu s-a realizat faptul că majoritatea metodelor converg către aceeași expresie de bază pentru câștigul PID și timpul de resetare atunci când obiectivul este respingerea perturbațiilor de sarcină și că un parametru de reglaj care este constanta de timp a buclei închise sau timpul de oprire este setat în raport cu timpul mort.

De asemenea, nu este recunoscut modul în care caracteristicile PID, cum ar fi structura, feedback-ul extern de resetare, PID îmbunătățit pentru analizor și wireless, calculul simplu al unei valori viitoare, controlerul de poziție a supapei și răspunsul la punctul de setare „full throttle”, pot crește eficiența și capacitatea procesului, așa cum se menționează în cartea ISA 101 Tips for a Successful Automation Career.

Supraîncărcare

Utilizatorul se confruntă cu un dezacord considerabil al regulilor de reglare, așa cum se vede în cele 400 de pagini de reguli de reglare din cartea din 2006 a lui O’Dwyer, fără a realiza că majoritatea acestora pot fi ajustate prin factori sau printr-un concept de cvasi-integrator pentru a obține un control bun. PID-ul modern are mult mai multe opțiuni, parametri și structuri care sporesc foarte mult puterea și flexibilitatea PID-ului, dar majoritatea sunt subutilizate din cauza unei îndrumări insuficiente. În plus, forma standard ISA utilizată în majoritatea sistemelor de control moderne nu este forma paralelă prezentată în majoritatea manualelor sau forma serie PID utilizată în mod omniprezent în industria de procesare până în anii 1990.

Toate acestea pot fi destul de copleșitoare pentru utilizator, în special pentru că reglajul este adesea realizat de un generalist care se confruntă cu schimbări rapide în tehnologie și cu multe alte responsabilități. Scopul meu în articolele, cărțile și rubricile mele recente (inclusiv blogurile), care sunt mai extinse și mai puțin specifice furnizorilor decât cărțile albe, este de a oferi o abordare unificată și o îndrumare mai direcționată bazată pe cele mai recente caracteristici PID care lipsesc din literatura de specialitate.

Bun Tuning: A Pocket Guide, Fourth Edition (Ghid de buzunar, ediția a patra) urmărește să prezinte în mod concis cunoștințele necesare și să simplifice reglajul prin comutarea între doar două seturi de reguli de reglaj, în mare parte în funcție de faptul că PID-ul este un regulator primar sau secundar. Un PID primar pentru controlul compoziției vasului sau al coloanei, al presiunii gazului, al nivelului, al pH-ului și al temperaturii utilizează reguli de reglare a procesului de integrare în care se stabilește timpul de oprire lambda. Un PID secundar pentru controlul presiunii lichidului, al debitului, al pH-ului în linie și al temperaturii schimbătorului de căldură utilizează reguli de reglare a procesului de autoreglare în care se stabilește constanta de timp a buclei închise. În ambele situații, se utilizează mai degrabă un factor lambda decât un factor lambda și se alege în raport cu timpul mort pentru a asigura gradul de strictețe a controlului și robustețea necesară. Cel mai bun lucru pe care îl poate face un utilizator este să utilizeze un software bun de reglare, să participe la școlile furnizorilor și să aducă un consultant în uzină pentru soluții și practică la fața locului. De asemenea, este important să vă asumați responsabilitatea de a evita greșelile comune de reglare. Aici facem un pas înapoi pentru a ne asigura că nu suntem predispuși la omisiuni și neînțelegeri. Următoarea compilație are pe primul loc greșelile cele mai comune, perturbatoare și potențial nesigure, dar toate pot intra în joc și pot fi importante.

Erorile

1. Utilizarea unei acțiuni de control greșite: În regulatoarele analogice și în multe dintre primele sisteme de control distribuit (DCS) și controlere logice programabile (PLC), acțiunea supapei afecta doar afișarea ieșirii pe stație sau pe plăcuța frontală. Specificarea unei acțiuni de supapă de tip „creștere până la închidere” pentru o supapă de deschidere defectuoasă a inversat afișajul, dar nu și ieșirea reală. În consecință, acțiunea de control trebuia să ia în considerare acțiunea supapei pe lângă acțiunea procesului. În cazul în care supapa era de tip „creștere-deschidere” (închidere defectuoasă), acțiunea de control era pur și simplu inversa acțiunii procesului (acțiune de control direct pentru un proces cu acțiune inversă și viceversa). În cazul în care supapa era de tip „creștere la închidere”, acțiunea de control era aceeași cu acțiunea procesului (acțiune directă de control pentru un proces cu acțiune directă și viceversa) dacă nu era inversată în traductorul curent-pneumatic (I/P) sau în poziționer. În sistemele actuale, utilizatorul poate specifica „creșterea până la închidere” în blocul PID sau în blocul de ieșire analogică pe lângă regulatorul digital de supapă, ceea ce permite ca acțiunea de control să fie setată ca fiind opusă acțiunii procesului. Provocarea constă în a realiza acest lucru și în a se asigura că acțiunea de creștere până la închidere a supapei este setată doar într-un singur loc. Dacă nu obțineți acțiunea de control corectă, nimic altceva nu mai contează (PID-ul va merge până la limita sa de ieșire).

2. Utilizarea setărilor implicite ale blocului PID: Setările care însoțesc un bloc PID în momentul în care acesta este glisat și aruncat într-o configurație nu trebuie utilizate. Atunci când se aplică pentru prima dată PID la simulările dinamice ale unor instalații noi, se pot utiliza ca punct de plecare setările tipice bazate pe tipul de proces și intervalul de scală. Cu toate acestea, trebuie efectuate teste de reglare și ajustate setările înainte de instruirea operatorului și de punerea în funcțiune a buclei.

3. Utilizarea setărilor de reglare în formă paralelă și în serie în forma standard ISA: O formă paralelă care utilizează setări ale câștigului integratorului și ale câștigului derivatului care sunt introduse în forma standard ISA ca setări ale timpului de resetare și ale timpului de rată poate fi deplasată cu ordine de mărime. O formă serie poate oferi un control bun cu timpul de viteză egal sau mai mare decât timpul de resetare. Acest lucru se datorează faptului că factorii de interacțiune reduc în mod inerent câștigul PID și timpul de viteză și măresc timpul de resetare PID pentru a preveni oscilațiile datorate contribuției modului derivat care este mai mare decât contribuția celorlalte moduri. Utilizarea unui timp de rată egal sau mai mare decât timpul de resetare într-o formă standard ISA poate provoca oscilații rapide severe.

4. Utilizarea unităților greșite pentru setările de reglare: Aici luăm în considerare doar forma serie și forma standard ISA. Regulatoarele pot avea o setare de câștig sau de bandă proporțională pentru modul proporțional. Setarea câștigului este adimensională și reprezintă 100 la sută împărțit la banda proporțională. Unii algoritmi PID din studiile de control și din sistemele industriale reale au setarea câștigului în unități inginerești, ceea ce duce la o setare foarte bizară. Setarea modului integral poate fi repetiții pe secundă, repetiții pe minut, minute pe repetiție sau secunde pe repetiție. Unitățile acestor ultime două setări sunt date în mod obișnuit ca fiind doar minute sau secunde. Omiterea cuvântului „pe minut” poate cauza confuzie în conversia setărilor. Conversia timpului de rată este mai simplă, deoarece unitățile sunt pur și simplu minute sau secunde.

5. Utilizarea unităților greșite pentru limitele de ieșire și pentru limitele de anti-repornire: În controlerele analogice și în multe dintre primele sisteme DCS și PLC, ieșirea și, în consecință, limitele de ieșire și limitele de înnoire anti-reset erau în procente. În sistemele de control moderne, ieșirea este în unități tehnice, iar limitele trebuie să fie setate în unități tehnice. Pentru supape, unitățile sunt, de obicei, procente din cursa supapei. Pentru un PID primar (superior) care trimite un punct de setare către un PID secundar (inferior), ieșirea PID primar este în unitățile tehnice ale variabilei de proces PID secundar.

6. Reglarea regulatoarelor de nivel: Dacă calculați produsul dintre supapă, câștig, câștig de proces și câștig de măsurare, unde câștigul de proces este pur și simplu inversul produsului dintre densitatea fluidului și aria secțiunii transversale a vasului, vă dați seama că câștigul de proces integrator în buclă deschisă este foarte mic (de exemplu, 0,000001 1/sec), ceea ce conduce la un câștig PID maxim pentru stabilitate care este mai mare de 100. Pentru controlul nivelului rezervorului de supratensiune, se dorește un câștig PID mai apropiat de unitate pentru a absorbi fluctuațiile fluxurilor de intrare fără a le transmite sub formă de modificări la un flux de ieșire manipulat care va supăra utilizatorii din aval. Utilizatorilor nu le place un câștig PID ridicat chiar și atunci când este necesar un control strict al nivelului. Scăderea câștigului regulatorului de nivel fără o creștere proporțională a timpului de resetare va provoca oscilații lente de rulare aproape susținute. Scăderi suplimentare ale câștigului PID nu fac decât să înrăutățească oscilațiile. Majoritatea oscilațiilor din instalațiile de producție și performanțele slabe ale coloanelor de distilare pot fi atribuite unor regulatoare de nivel prost reglate. Soluția este de a alege un timp de oprire (lambda pentru procesele de integrare) pentru a maximiza fie absorbția variabilității (de exemplu, controlul nivelului rezervoarelor de supratensiune sau controlul nivelului receptorului de distilat în cazul în care se manipulează debitul de distilat), fie pentru a maximiza transferul variabilității (de exemplu, nivelul reactorului pentru controlul timpului de rezidență sau controlul nivelului receptorului de distilat în cazul în care se manipulează debitul de reflux pentru controlul refluxului intern). Regulile de reglare a procesului de integrare previn încălcarea ferestrei de câștiguri PID admisibile prin stabilirea mai întâi a timpului de oprire și utilizarea acestui timp pentru a calcula timpul de resetare și, în final, câștigul PID.

7. Încălcarea ferestrei de câștiguri admisibile ale regulatorului: Cu toții ne putem da seama de faptul că un câștig PID prea mare provoacă oscilații. În practică, ceea ce vedem mai des sunt oscilațiile cauzate de un câștig PID prea mic în buclele primare. Cele mai multe sisteme de control al concentrației și al temperaturii pe vase bine amestecate sunt vulnerabile la un câștig PID care încalcă limita PID scăzută, provocând oscilații cu rulare lentă, aproape neamorsate. Aceste sisteme au un răspuns al procesului foarte dominant de decalaj (cvasi-integrare), de integrare sau de fugă. Toate aceste procese beneficiază de utilizarea regulilor de reglare a procesului de integrare pentru a împiedica ca câștigul PID să fie mai mic decât dublul inversului produsului dintre câștigul procesului de integrare în buclă deschisă și timpul de resetare, prevenind astfel oscilațiile prezentate în figuri. Oscilațiile din figuri ar fi putut fi oprite prin creșterea timpului de resetare. În aplicațiile industriale, timpul de resetare în buclele de control ale vaselor trebuie adesea să fie mărit cu două sau mai multe ordine de mărime. Rețineți că oscilațiile se înrăutățesc pe măsură ce procesul își pierde autoreglarea internă, trecând de la un răspuns în buclă deschisă aproape integrator (reacție negativă internă scăzută) la un răspuns în buclă deschisă integrator (fără reacție internă) și la un răspuns în buclă deschisă de tip „runaway” (reacție pozitivă). Pentru procesele de fugă, există, de asemenea, o setare minimă a câștigului, independentă de timpul de resetare, care este inversul câștigului procesului de fugă în buclă deschisă. Identificarea câștigului procesului de integrare în buclă deschisă se poate face, în general, în aproximativ patru timpi morți, ceea ce reduce foarte mult timpul de testare și reduce vulnerabilitatea la supraîncărcări.

8. Lipsa recunoașterii întârzierii senzorului, a amortizării emițătorului sau a efectului de reglare a filtrului: Un răspuns lent al măsurătorilor poate da iluzia unui control mai bun. Dacă constanta de timp a măsurătorii devine cea mai mare constantă de timp din buclă, câștigul PID poate fi mărit și oscilațiile vor fi mai netede, deoarece măsurarea se face mai lent. Acest lucru se întâmplă tot timpul în controlul debitului, controlul presiunii, controlul pH-ului în linie și controlul temperaturii volumelor de gaz, deoarece constanta de timp a procesului este mai mică de o secundă. Variabilitatea reală a procesului a crescut și poate fi estimată cu ajutorul unei ecuații simple. Pentru mai multe informații despre această problemă larg răspândită, consultați blogul Control Talk Measurement Attenuation and Deception Tips. Pentru detalii despre cum să preveniți acest lucru în sistemele de control al temperaturii, consultați postarea ISA Interchange Temperature Sensor Installation for Best Response and Accuracy (Instalarea senzorilor de temperatură pentru cel mai bun răspuns și precizie).

9. Eșecul de a face teste de reglare la diferite momente, puncte de reglare și rate de producție: Caracteristicile instalate ale majorității supapelor de control și ale majorității proceselor de concentrație, pH și temperatură sunt neliniare. Câștigul procesului variază în funcție de punctul de operare și de condițiile de proces, inclusiv modificări relativ necunoscute ale activității catalizatorului, ale murdăriei și ale compozițiilor de alimentare. Câștigul supapei variază în funcție de rezistențele sistemului și de debitul necesar. Pentru neliniaritățile punctului de funcționare, câștigul de proces în buclă deschisă identificat depinde de mărimea și direcția pasului și de supapa cu domeniu de divizare care este strangulată. Constantele de timp ale procesului de temperatură tind, de asemenea, să varieze în funcție de direcția de schimbare. Pentru mai multe detalii, consultați articolul de pe blogul Control Talk Why Tuning Tests are Not Repeatable.

10. Eșecul de a crește câștigul PID pentru a reduce amplitudinea ciclului limită de joc: O încercare de a diminua amplitudinea oscilației prin scăderea câștigului va înrăutăți oscilația atunci când oscilația este un ciclu limită de joc (bandă moartă). Amplitudinea din joc este invers proporțională cu câștigul PID. Perioada ciclului limită din cauza jocului sau a lipsei de aderență crește, de asemenea, odată cu scăderea câștigului PID, reducând atenuarea datorată efectului de filtrare a volumelor de proces. Aceeași ecuație menționată la punctul 8 poate fi utilizată pentru a estima amplitudinea atenuată la ieșirea unui volum bine amestecat, utilizând timpul de rezidență (volumul împărțit la debitul de proces) ca și constantă de timp de filtrare. După ce ați evitat greșelile, sunteți gata să profitați din plin de addendumul online de mai jos privind oportunitățile de control PID de top.

Povești de război

1) Graficele de tendință ale presiunii din cuptorul de fosfor de la emițătoarele de presiune instalate mai rapid arătau mai rău, chiar dacă numărul de descărcări de înaltă presiune fusese drastic redus. Din fericire, transmițătoarele mai vechi, mai lente, au fost lăsate instalate, arătând că amplitudinea excursiilor de presiune a scăzut de fapt după ce transmițătoarele mai rapide au fost folosite pentru controlul presiunii din cuptor. 2) O instalație a funcționat timp de mai mulți ani cu setări de reglare implicite ale câștigului și resetării (repetări pe minut), ambele egale cu 1 pentru toți regulatorii PID. Aproape fiecare buclă oscila, dar uzina a reușit în mod ingenios să funcționeze prin stabilirea unor limite de ieșire pentru a reduce amplitudinile de oscilație. 3) Când o uzină a trecut de la controlere analogice la un DCS, aceasta a fost uimită de îmbunătățirea controlului coloanei de distilare. Se pare că inginerii de configurare nu au realizat diferența dintre câștigul PID și banda proporțională (PB). Controlerul analogic pentru refluxul de manipulare a nivelului receptorului de deasupra coloanei avea o PB de 100 la sută, care a fost apoi setată ca fiind câștigul de 100 în PID-ul DCS. Controlul strâns al nivelului și, în consecință, controlul mare al refluxului intern au oprit oscilațiile de rulare lentă din cauza încălcării limitei de câștig scăzut și au respins perturbațiile provocate de furtunile de ploaie rece „Blue Northerner”.

Addendum

Oportunități de control PID de top

1. Folosiți controlul în cascadă, astfel încât controlorii secundari proporționali, integrali, derivativi (PID) (de ex, regulatoare de debit și de temperatură a învelișului) să izoleze regulatoarele PID primare (de exemplu, regulatoarele de compoziție, nivel, pH și temperatură) de neliniaritățile caracteristicilor de debit instalate de supapele de control, de perturbațiile de presiune și de neliniaritățile procesului și să permită un control feedforward și de raport. În cazul în care debitmetrul nu are capacitatea de variație necesară, se înlocuiește cu o măsurare inferențială a debitului folosind caracteristica de debit a supapei instalate atunci când debitul scade până la punctul în care semnalul debitmetrului este prea zgomotos sau neregulat. (Consultați intrările de pe blogul Control Talk Best Control Valve Installed Flow Characteristic (Cea mai bună caracteristică de debit instalată a supapei de control) și Secondary Flow Loop (Buclă secundară de debit) și Valve Positioner Tips (Sfaturi pentru poziționarea supapei). Excepția este că ieșirile regulatorului de presiune trebuie de obicei să meargă direct la elementele finale de control (de exemplu, supapa de control sau unitatea de frecvență variabilă) pentru a oferi un răspuns mai rapid. Adesea, caracteristica de debit a supapei instalate este liniară pentru aceste bucle de presiune prin utilizarea unui trim liniar, deoarece căderea de presiune este relativ constantă. Folosiți feedback extern de resetare (de exemplu, limita de resetare dinamică) pentru a vă asigura că ieșirea PID primară nu se modifică mai repede decât poate răspunde variabila de proces PID secundară.
2. Folosiți controlul de tip feedforward care aproape întotdeauna sfârșește prin a fi un control de raport, unde divizorii și numărătorii sunt cel mai adesea un debit, dar pot fi o viteză sau o rată de energie. Raportul este corectat de un controler PID primar. Operatorul ar trebui să fie capabil să seteze raportul dorit și să vadă raportul real corectat. Compensarea dinamică ar trebui să fie aplicată în funcție de necesități, astfel încât debitul manipulat să ajungă în același punct și în același moment al procesului ca și debitul de alimentare. Adesea, acest lucru se realizează prin inserarea unor blocuri reglabile de timp mort și de avans/retur în semnalul de avans. Pentru a sincroniza sincronizarea fluxurilor de reactanți sau a fluxurilor de amestec, astfel încât raportul stoichiometric să fie menținut în cazul unor modificări ale ratelor de producție și al unor corecții ale raportului, se filtrează un punct de setare de tip „leader” și se aplică un factor de raport pentru a deveni punctele de setare ale celorlalți regulatori de debit. Fiecare PID de debit este reglat pentru un răspuns uniform și suficient de rapid pentru a face față perturbațiilor de presiune și neliniarităților supapei. Filtrul punctului de setare lider este setat suficient de mare pentru ca toate buclele de debit să răspundă la unison. (A se vedea Controlul feedforward permite o fabricație flexibilă și sustenabilă)
3. Utilizați structura PID corectă. Structura PI pe eroare și D pe eroare este adesea alegerea corectă. Dacă variabila de proces poate răspunde doar într-o singură direcție, ceea ce poate fi cazul proceselor discontinue fără fază de reacție sau de schimbare și fără supapă de opoziție cu interval divizat (de exemplu, controlul temperaturii cu încălzire, dar fără răcire, și controlul pH-ului cu reactiv bazic, dar fără reactiv acid), este necesară o structură fără acțiune integrală (P pe eroare și D pe PV fără I). În aceste cazuri, polarizarea este setată pentru a fi ieșirea PID atunci când variabila de proces PID s-a stabilizat aproape de punctul de reglare. În cazul în care depășirea punctului de reglaj este critică, iar timpul de atingere a punctului de reglaj și răspunsul la perturbațiile de sarcină nu reprezintă o problemă, se poate utiliza o structură cu I pe eroare și PD pe PV. O abordare mai flexibilă utilizează o structură PID cu două grade de libertate, în care factorii de ponderare a punctului de setare beta și gamma sunt setați pentru modurile proporțional și, respectiv, derivativ, pentru a optimiza un compromis între obiectivele de răspuns la punctul de setare și răspunsul la sarcină. În mod alternativ, se poate utiliza un set point lead-lag pentru a obține răspunsul dorit la punctul de reglare cu un PID reglat pentru un răspuns bun la perturbațiile de sarcină (erori absolute de vârf și integrate minime). A se vedea apendicele C de la Bun reglaj: A Pocket Guide pentru detalii despre ceea ce afectează aceste erori. Decalajul punctului de setare este setat egal cu timpul de resetare PID, iar avansul este setat pentru a oferi un răspuns mai rapid la punctul de setare. Un avans de zero este echivalent cu un regulator PID fără acțiune proporțională sau derivativă asupra erorii (de exemplu, beta și gamma egale cu zero).
4. Reglați toate buclele în ordinea corectă folosind un software bun. Alegeți regulile de reglare (de exemplu, autoreglare versus proces de integrare) recunoscând că procesele de autoreglare cu rapoarte constantă de timp/timp mort mai mari de 4 pot fi considerate ca având un răspuns aproape integrator și ar trebui să utilizeze reguli de reglare a procesului de integrare. Utilizarea factorilor de reglare (de exemplu, lambda în raport cu timpul mort) în funcție de diferite obiective (de exemplu, punctul de reglare față de răspunsul la sarcină și maximizarea transferului variabilității față de maximizarea absorbției variabilității) și situații dificile (de exemplu, rezonanță, interacțiune și răspuns invers). A se vedea tabelul D-1 din apendicele D din Good Tuning: A Pocket Guide pentru detalii. Direcția ar trebui, în general, să procedeze de la PID-ul din amonte spre cel din aval. Regulatoarele PID de presiune a gazului și a lichidului trebuie reglate mai întâi, urmate de regulatoarele PID secundare de debit și de sistemul de utilități. Regulatoarele PID de nivel ar trebui apoi reglate în funcție de obiectivul corect, care depinde de faptul dacă PID de nivel este responsabil pentru aplicarea unui bilanț de materiale (de exemplu, regulatorul de temperatură a coloanei care manipulează fluxul de reflux) sau trebuie doar să mențină nivelul în limite, deoarece fluxul manipulat perturbă operațiunile unității din aval (de exemplu, regulatorul de temperatură a coloanei care manipulează fluxul de distilat). În cele din urmă, regulatoarele primare de concentrație, pH și temperatură trebuie reglate în funcție de punctul de reglare dorit sau de răspunsul la sarcină și de caracterul brusc al mișcării fluxului manipulat permis atunci când acestea pot deranja alți utilizatori sau se pot întoarce pentru a perturba bucla respectivă (de exemplu, sisteme de flux cu dopuri cu integrare termică și fluxuri de reciclare). În cazul în care PID-ul primar nu are un răspuns de integrare apropiată, de integrare adevărată sau de fugă, iar eroarea de vârf și timpul de creștere nu reprezintă o preocupare, poate fi avantajos un obiectiv de minimizare a depășirii ieșirii PID-ului primar dincolo de valoarea finală de repaus. Limitele de viteză ale punctului de setare a PID secundar sau a ieșirii analogice cu reacție de resetare externă a PID primar pot preveni schimbările bruște.
5. Utilizați controlul adaptiv. Setările de reglaj ale controlerului PID se modifică în general odată cu variabila manipulată în gamă divizată cu rata de producție, murdărirea suprafeței de transfer termic, activitatea catalizatorului și punctul de setare, precum și cu durata ciclului pentru procesele discontinue (de ex, nivelul lotului, viteza de reacție și concentrația).

De asemenea, consultați articolul Depășirea provocărilor legate de aplicațiile controlerului PID și ale analizatorului pentru oportunitățile de utilizare a unui PID îmbunătățit.

Despre autor
Gregory K. McMillan, CAP, este un Senior Fellow pensionat de la Solutia/Monsanto, unde a lucrat în domeniul tehnologiei inginerești pentru îmbunătățirea controlului proceselor. Greg a fost, de asemenea, profesor afiliat pentru Universitatea Washington din Saint Louis. Greg este membru ISA și a primit premiul ISA Kermit Fischer Environmental Award pentru controlul pH-ului în 1991, premiul „Inginerul anului” al revistei Control pentru industria de proces în 1994, a fost inclus în „Process Automation Hall of Fame” al revistei Control în 2001, a fost onorat de revista InTech în 2003 ca fiind unul dintre cei mai influenți inovatori în domeniul automatizării și a primit premiul ISA Life Achievement Award în 2010. Greg este autorul a numeroase cărți despre controlul proceselor, printre care Advances in Reactor Measurement and Control și Essentials of Modern Measurements and Final Elements in the Process Industry. Din 2002, Greg a fost editorialistul lunar „Control Talk” pentru revista Control. În prezent, Greg este consultant cu jumătate de normă în modelare și control în cadrul Technology for Process Simulation pentru Emerson Automation Solutions, fiind specializat în utilizarea instalației virtuale pentru explorarea de noi oportunități. El își petrece cea mai mare parte a timpului scriind, predând și conducând programul ISA Mentor pe care l-a fondat în 2011.

.