Detta inlägg skrevs av Greg McMillan, branschkonsult, författare till ett flertal böcker om processtyrning, mottagare av ISA Life Achievement Award 2010 och pensionerad Senior Fellow från Solutia Inc. (numera Eastman Chemical).

PID-regulatorn (proportionell, integrerad, derivativ) är den gemensamma nyckelkomponenten i alla reglerkretsar. Grundläggande styrsystem är beroende av PID för att omvandla mätsignaler till inställningsvärden för sekundära reglerkretsar, digitala ventilregulatorer och hastighetsregulatorer för variabla frekvensomriktare. Framgången för avancerad styrning, t.ex. modellförutsägande styrning, är beroende av det grundläggande styrsystemets grund och därmed av PID.

Elmer Sperry utvecklade det första exemplet på PID 1911 och Nicolas Minorsky publicerade den första teoretiska analysen 1922. Ziegler och Nichols publicerade 1942 och 1943 artiklar om den ultimata oscillationsmetoden och reaktionskurvmetoden för inställning av regulatorn. Även om de parametrar som valdes som faktorer i avstämningsinställningarna gav en alltför aggressiv reglering, är den grundläggande förutsättningen om en ultimat förstärkning och ultimat period väsentlig för den grundläggande förståelsen av stabilitetsgränserna.

Identifieringen av lutningen i reaktionskurvmetoden är en nyckel till användningen av konceptet med nära integratorn, som vi här kommer att finna vara avgörande för de flesta sammansättnings-, temperatur- och pH-slingor för att förbättra avstämningsinställningarna och dramatiskt förkorta testtiderna. Bohl och McAvoy publicerade en artikel i som visade att PID kan ge nästan optimal reglering för omättade belastningsstörningar. Shinskey skrev många böcker där han redogjorde för kunskapen om processdynamik och förhållanden som är nödvändiga för bästa möjliga tillämpning av PID-reglering.

Shinskey utvecklade den ursprungliga ekvationen för integrerat fel från störningar som en funktion av inställningar för avstämning, vilket beskrivs i artikeln PID tuning rules. Shinskey publicerade också en bok om PID-regulatorer som visade att det enkla tillägget av ett dödtidsblock i återkopplingsvägen för extern återställning ytterligare kunde förbättra PID-prestandan genom dödtidskompensation. Regler för intern modellreglering (IMC) och lambda-avstämningsregler utvecklades på grundval av pol- och nollställningsreglering för att ge ett bra svar på inställningsvärden och störningar vid processutloppet. Den största delen av förbättringen av responsen på börvärdet kunde dock ha uppnåtts med hjälp av en lead-lag- eller PID-struktur för börvärdet. Dessa avstämningsregler fungerar inte heller bra för det vanligare fallet med störningar vid processens ingång (belastningsförändringar), särskilt inte för processer som domineras av lagg.

Skogestadt har utvecklat betydande förbättringar av IMC-avstämningsreglerna. Bialkowski visade att om man alltid använder lambda i stället för lambdafaktorer, relaterar lambda till dödtid och behandlar fördröjningsdominerande processer som nära integratorer, kan PID ge en bra ickeoscillatorisk reglering för belastningsstörningar, samtidigt som man klarar av de många olika svårigheter och mål som lambda-avstämningen ursprungligen var utformad för. Man inser inte att de flesta metoder konvergerar till samma grunduttryck för PID-förstärkning och återställningstid när målet är att avvisa belastningsstörningar och att en inställningsparameter som är den slutna kretsens tidskonstant eller stopptid ställs in i förhållande till dödtid.

Och hur PID-funktioner, t.ex. struktur, extern återkoppling för återställning, förbättrad PID för analysator och trådlös, enkel beräkning av ett framtida värde, ventilpositionsregulator och ”full throttle”-sollpunktsrespons, kan öka processeffektiviteten och kapaciteten, vilket påpekas i ISA:s bok 101 tips för en framgångsrik karriär inom automation.

Överbelastning

Användaren konfronteras med betydande oenighet om inställningsreglerna, vilket framgår av de 400 sidorna med inställningsregler i O’Dwyers bok från 2006, och inser inte att de flesta av dem kan justeras med hjälp av faktorer eller ett koncept med nära-integratorer för att uppnå en bra kontroll. Den moderna PID har många fler alternativ, parametrar och strukturer som kraftigt ökar PID:s kraft och flexibilitet, men de flesta är underutnyttjade på grund av otillräcklig vägledning. Dessutom är ISA-standardformen som används i de flesta moderna styrsystem inte den parallella form som visas i de flesta läroböcker eller den PID-serieform som var utbredd inom processindustrin fram till 1990-talet.

Alt detta kan vara ganska överväldigande för användaren, särskilt eftersom avstämningen ofta görs av en generalist som står inför snabba förändringar i tekniken och med många andra ansvarsområden. Mitt mål med mina senaste artiklar, böcker och krönikor (inklusive bloggar), som är mer omfattande och mindre leverantörsspecifika än vitböcker, är att tillhandahålla ett enhetligt tillvägagångssätt och mer riktad vägledning baserad på de senaste PID-funktionerna som saknas i litteraturen.

God avstämning: A Pocket Guide, Fourth Edition försöker kortfattat presentera den kunskap som behövs och förenkla avstämningen genom att växla mellan endast två uppsättningar av avstämningsregler, till stor del beroende på om PID är en primär eller sekundär regulator. En primär PID för reglering av kärl- eller kolonnsammansättning, gastryck, nivå, pH-värde och temperatur använder integrerande processinställningsregler där lambdastopptiden ställs in. En sekundär PID för reglering av vätsketryck, flöde, pH-värde och temperatur i värmeväxlaren använder självreglerande processinställningsregler där tidskonstanten för den slutna slingan ställs in. I båda situationerna används lambda snarare än en lambdafaktor som väljs i förhållande till dödtiden för att ge den grad av noggrann reglering och robusthet som behövs. Det bästa en användare kan göra är att använda en bra inställningsprogramvara, delta i leverantörsskolor och få en konsult till anläggningen för lösningar och praktik på plats. Det är också viktigt att ta ansvar för att undvika vanliga inställningsfel. Här tar vi ett steg tillbaka för att se till att vi inte är mottagliga för förbiseenden och missförstånd. Följande sammanställning har de vanligaste, störande och potentiellt osäkra misstagen först, men alla kan spela in och vara viktiga.

Misstag

1. Användning av fel kontrollåtgärd: I analoga styrenheter och i många tidiga distribuerade styrsystem (DCS) och programmerbara logikkontroller (PLC) påverkade ventilåtgärden endast visningen av utgången på stationen eller frontplattan. Specifikationen av en ”ökning till stängning”-ventilåtgärd för en felöppen ventil ändrade displayen men inte den faktiska utgången. Följaktligen måste kontrollåtgärden ta hänsyn till ventilåtgärden utöver processåtgärden. Om ventilen var ”öka-till-öppna” (felstängd) var kontrollåtgärden helt enkelt den omvända av processåtgärden (direkt kontrollåtgärd för process med omvänd verkan och vice versa). Om ventilen var ”ökning till stängning” var kontrollåtgärden densamma som processåtgärden (direkt kontrollåtgärd för direktverkande process och vice versa) om den inte var omvänd i den ström-till-pneumatiska (I/P) omvandlaren eller positioneraren. I dagens system kan användaren ange ”ökning till stängning” i PID-blocket eller det analoga utgångsblocket vid sidan av den digitala ventilregulatorn, vilket gör det möjligt att ställa in kontrollåtgärden som motsatsen till processåtgärden. Utmaningen är att inse detta och se till att ventilåtgärden ”öka till stängning” endast ställs in på ett ställe. Om du inte får kontrollåtgärden rätt spelar inget annat någon roll (PID-ventilen kommer att gå till sin utgångsgräns).

2. Användning av standardinställningar för PID-block: Inställningarna som följer med ett PID-block när det dras och släpps in i en konfiguration får inte användas. När man för första gången tillämpar PID vid dynamiska simuleringar av nya anläggningar kan typiska inställningar baserade på processtyp och skalspann användas som utgångspunkt. Injusteringstester måste dock göras och inställningarna justeras före operatörsutbildning och driftsättning av slingor.

3. Användning av inställningar för parallellform och serieinställningar för avstämning i ISA-standardform: Ett parallellt formulär som använder inställningar för integratorförstärkning och derivatförstärkning som läggs in i ISA-standardformuläret som inställningar för återställningstid och hastighetstid kan avvika med storleksordningar. En serieform kan ge god kontroll med en hastighetstid som är lika med eller större än återställningstiden. Detta beror på att interaktionsfaktorer i sig minskar PID-förstärkningen och hastighetstiden och ökar PID-återställningstiden för att förhindra svängningar från att bidraget från det derivativa läget är större än bidraget från de andra lägena. Användning av en hastighetstid som är lika med eller större än återställningstiden i en ISA-standardform kan orsaka kraftiga snabba svängningar.

4. Användning av fel enheter för inställningsinställningar: Här betraktar vi bara serieformen och ISA-standardformen. Styrenheter kan ha en förstärknings- eller proportionalbandsinställning för det proportionella läget. Förstärkningsinställningen är dimensionslös och är 100 procent dividerat med det proportionella bandet. Vissa PID-algoritmer i kontrollstudier och verkliga industriella system har förstärkningsinställningen i tekniska enheter, vilket leder till en mycket bisarr inställning. Inställningen för det integrala läget kan vara upprepningar per sekund, upprepningar per minut, minuter per upprepning eller sekunder per upprepning. Enheterna för dessa två sista inställningar anges vanligen som bara minuter eller sekunder. Utelämnandet av ”per minut” kan orsaka förvirring vid konvertering av inställningar. Konverteringen av hastighetstiden är enklare, eftersom enheterna helt enkelt är minuter eller sekunder.

5. Användning av fel enheter för utgångsgränser och gränser mot återställning: I analoga regulatorer och i många tidiga DCS- och PLC-system var utgången och följaktligen utgångsgränserna och antireset-gränserna för upprullning angivna i procent. I moderna styrsystem är utgången i tekniska enheter, och gränserna måste ställas in i tekniska enheter. För ventiler är enheterna vanligtvis procent av ventilslaget. För en primär (övre) PID som skickar ett börvärde till en sekundär (nedre) PID, är den primära PID-utgången i de tekniska enheterna för den sekundära PID-processvariabeln.

6. Inställning av nivåregulatorer: Om man beräknar produkten av ventil, förstärkning, processförstärkning och mätförstärkning, där processförstärkningen helt enkelt är den omvända produkten av vätskans densitet och kärlets tvärsnittsarea, inser man att den integrerande processförstärkningen i öppen slinga är mycket liten (t.ex. 0,000001 1/sek), vilket leder till att den maximala PID-förstärkningen för stabilitet är mer än 100. För nivåreglering av svallvattentankar önskas en PID-förstärkning närmare en enhet för att absorbera fluktuationer i inloppsflöden utan att överföra dem till ett manipulerat utloppsflöde som kan störa användarna nedströms. Användarna tycker inte om en hög PID-förstärkning även när det behövs en noggrann nivåreglering. En minskning av nivåregulatorns förstärkning utan en proportionell ökning av återställningstiden kommer att orsaka nästan ihållande långsamma svängningar. Ytterligare minskningar av PID-förstärkningen gör bara svängningarna värre. De flesta svängningar i produktionsanläggningar och dåliga resultat i destillationskolonner kan spåras tillbaka till dåligt inställda nivåregulatorer. Lösningen är att välja en stopptid (lambda för integrerande processer) för att antingen maximera absorptionen av variabilitet (t.ex. reglering av nivå i svallvattentankar eller reglering av nivå i destillatbehållare där destillatflödet manipuleras) eller maximera överföringen av variabilitet (t.ex. reaktornivå för reglering av uppehållstid eller reglering av nivå i destillatbehållare där flödet i återflödet manipuleras för intern återflödesreglering). Reglerna för inställning av integreringsprocessen förhindrar överträdelse av fönstret för tillåtna PID-förstärkningar genom att först ställa in stopptiden och använda denna tid för att beräkna återställningstiden och slutligen PID-förstärkningen.

7. Överträdelse av fönstret för tillåtna reglerförstärkningar: Vi kan alla relatera till det faktum att en för hög PID-förstärkning orsakar svängningar. I praktiken ser vi oftare svängningar på grund av för låga PID-förstärkningar i primära slingor. De flesta system för koncentrations- och temperaturreglering på välblandade fartyg är sårbara för en PID-förstärkning som bryter mot den låga PID-gränsen, vilket orsakar långsamt rullande, nästan odämpade svängningar. Dessa system har en mycket fördröjningsdominerande (nästan integrerande), integrerande eller utlösande processrespons. Alla dessa processer gynnas av användningen av regler för inställning av den integrerande processen för att förhindra att PID-förstärkningen blir mindre än dubbelt så stor som den omvända delen av produkten av den integrerande processförstärkningen i öppen slinga och återställningstiden, vilket förhindrar de svängningar som visas i figurerna. Oscillationerna i figurerna kunde ha stoppats genom att öka återställningstiden. I industriella tillämpningar måste återställningstiden i fartygsregleringsslingor ofta ökas med två eller flera storleksordningar. Observera att svängningarna blir värre när processen förlorar sin interna självreglering och går från en nästan integrerande (låg intern negativ återkoppling) till en integrerande (ingen intern återkoppling) och till en utlösande (positiv återkoppling) öppen krets. För processer som går iväg finns det också en minsta förstärkningsinställning som är oberoende av återställningstiden och som är den omvända av förstärkningen för processen med öppen loop som går iväg iväg. Identifieringen av den integrerande processförstärkningen i öppen slinga kan i allmänhet göras på ungefär fyra döda tider, vilket avsevärt minskar provningstiden och minskar sårbarheten för belastningsstörningar.

8. Saknar erkännande av sensorfördröjning, sändardämpning eller filterinställningseffekt: En långsam mätrespons kan ge en illusion av bättre kontroll. Om mättidskonstanten blir den största tidskonstanten i slingan kan PID-förstärkningen ökas och svängningarna blir jämnare när mätningen görs långsammare. Detta inträffar hela tiden vid flödesreglering, tryckreglering, inline pH-reglering och temperaturreglering av gasvolymer, eftersom processtidskonstanten är mindre än en sekund. Den verkliga processvariabiliteten har ökat och kan uppskattas med en enkel ekvation. Mer information om detta utbredda problem finns i bloggen Control Talk Measurement Attenuation and Deception Tips. Mer information om hur man förhindrar detta i temperaturregleringssystem finns i inlägget ISA Interchange Temperature Sensor Installation for Best Response and Accuracy.

9. Underlåtenhet att göra avstämningstester vid olika tidpunkter, inställningar och produktionshastigheter: De installerade egenskaperna hos de flesta reglerventiler och de flesta koncentrations-, pH- och temperaturprocesser är icke-linjära. Processvinsten varierar med driftpunkt och processförhållanden, inklusive relativt okända förändringar i katalysatoraktivitet, fouling och matningssammansättningar. Ventilvinsten varierar med systemets motstånd och det flöde som krävs. När det gäller icke-linjäritet i driftspunkten beror den identifierade processförstärkningen i den öppna slingan på stegstorleken och riktningen samt på den ventil med delat intervall som stryps. Temperaturprocessens tidskonstanter tenderar också att variera med förändringens riktning. Mer information finns i blogginlägget Control Talk Why Tuning Tests are Not Repeatable.

10. Underlåtenhet att öka PID-förstärkningen för att minska amplituden för backlash-gränscykeln: Ett försök att minska svängningsamplituden genom att minska förstärkningen kommer att göra svängningen värre när svängningen är en gränscykel från backlash (dödband). Amplituden från backlash är omvänt proportionell mot PID-förstärkningen. Gränscykelperioden från backlash eller stiction ökar också när PID-förstärkningen minskas, vilket minskar dämpningen från processvolymernas filtreringseffekt. Samma ekvation som anges i punkt 8 kan användas för att uppskatta den dämpade amplituden vid utloppet av en välblandad volym genom att använda uppehållstiden (volym dividerad med genomströmningsflödet) som filtertidskonstant. Efter att ha undvikit misstag är du redo att dra full nytta av onlinetillägget nedan om de bästa möjligheterna till PID-reglering.

Krigshistorier

1) Trenddiagrammen över trycket i fosforugnen från snabbare installerade trycktransmittrar såg sämre ut, trots att antalet högtrycksavlastningar hade minskat dramatiskt. Lyckligtvis lämnades de äldre, långsammare sändarna installerade, vilket visade att amplituden av tryckutslagen faktiskt hade minskat efter att de snabbare sändarna hade använts för tryckreglering i ugnen. 2) En anläggning drevs i flera år med standardinställningar för förstärkning och återställning (upprepningar per minut) som båda var lika med 1 för alla PID-regulatorer. Nästan varje slinga svängde, men anläggningen lyckades på ett genialt sätt köra genom att ställa in utgångsgränser för att minska svängningsamplituderna. 3) När en anläggning konverterade från analoga regulatorer till ett DCS var anläggningen förvånad över förbättringen av styrningen av destillationskolonnen. Det visade sig att konfigurationsingenjörerna inte insåg skillnaden mellan PID-förstärkning och proportionellt band (PB). Den analoga regulatorn för kolonnens överliggande mottagarnivå som manipulerar återflödet hade ett PB på 100 procent som sedan ställdes in som en förstärkning på 100 i DCS PID. Den snäva nivåkontrollen och den därav följande stora interna refluxkontrollen stoppade de långsamma rullande svängningarna från överträdelse av den låga förstärkningsgränsen och avvisade störningar från ”Blue Northerner” kalla regnstormar.

Addendum

Topp möjligheter till PID-reglering

1. Använd kaskadreglering, så att sekundära proportionella, integrala, derivativa (PID) regulatorer (t.ex, flödes- och manteltemperaturregulatorer) isolerar de primära PID-regulatorerna (t.ex. sammansättning, nivå, pH-värde och temperatur) från icke-linjäriteterna hos den installerade flödesegenskaperna hos styrventilen, tryckstörningar och processens icke-linjäriteter, och för att möjliggöra feedforward- och kvotreglering. Om flödesmätaren inte har den räckvidd som behövs, kan man ersätta en inferentiell flödesmätning med hjälp av den installerade ventilens flödeskaraktäristik när flödet sjunker till den punkt där mätarsignalen är för högljudd eller oregelbunden. (Se blogginläggen i Control Talk om bästa installerade flödeskaraktäristik för reglerventiler och tips om sekundär flödesslinga och ventilställare). Undantaget är att tryckregulatorns utgångar vanligtvis måste gå direkt till de slutliga styrelementen (t.ex. reglerventil eller variabel frekvensomriktare) för att ge en snabbare respons. Ofta är den installerade ventilens flödeskaraktäristik linjär för dessa tryckslingor genom användning av linjär trimning, eftersom tryckfallet är relativt konstant. Använd extern återställningsåterkoppling (t.ex. dynamisk återställningsgräns) för att se till att den primära PID-utgången inte ändras snabbare än vad den sekundära PID-processvariabeln kan reagera.
2. Använd feedforward-reglering som nästan alltid slutar med att vara en kvotreglering, där divisorerna och täljarna oftast är en flödeshastighet, men kan också vara en hastighet eller en energihastighet. Förhållandet korrigeras av en primär PID-regulator. Operatören bör kunna ställa in det önskade förhållandet och se det faktiska korrigerade förhållandet. Dynamisk kompensation bör tillämpas vid behov så att det manipulerade flödet anländer till samma punkt och vid samma tidpunkt i processen som det frammatade flödet. Ofta görs detta genom att man lägger in justerbar dödtid och lead/lag-block i feedforward-signalen. För att synkronisera tidpunkten för reaktantflöden eller blandningsflöden så att det stökiometriska förhållandet bibehålls vid ändringar av produktionshastigheter och korrigeringar av förhållandet, filtreras en ledarställningspunkt och en förhållandofaktor tillämpas för att bli inställningar för de andra flödesregulatorerna. Varje flödes-PID är inställd för ett jämnt svar som är tillräckligt snabbt för att hantera tryckstörningar och icke-linjäriteter i ventilerna. Filtret för det ledande börvärdet ställs in tillräckligt stort för att alla flödesslingor ska reagera i samklang. (Se Feedforward-reglering möjliggör flexibel, hållbar tillverkning)
3. Använd rätt PID-struktur. PI på fel- och D på fel-strukturen är ofta det rätta valet. Om processvariabeln endast kan reagera i en riktning, vilket kan vara fallet för batchprocesser utan reaktions- eller förändringsfas och utan delad motventil (t.ex. temperaturreglering med uppvärmning men ingen kylning och pH-reglering med basreagens men ingen syrareagens), behövs en struktur utan integralverkan (P on error och D on PV no I). I dessa fall ställs bias in som PID-utgången när PID-processvariabeln har stabiliserat sig nära börvärdet. Om överskridandet av börvärdet är kritiskt och tiden för att nå börvärdet och reaktionen på belastningsstörningar inte spelar någon roll, kan en struktur med I på fel och PD på PV användas. Ett mer flexibelt tillvägagångssätt använder en PID-struktur med två frihetsgrader, där viktfaktorerna beta- och gammafaktorer för börvärdet ställs in för de proportionella respektive derivativa lägena, för att optimera en kompromiss mellan målen för börvärdesrespons och belastningsrespons. Alternativt kan man använda en set point lead-lag för att uppnå den önskade set point responsen med en PID som är inställd för en bra respons på belastningsstörningar (minsta möjliga toppfel och integrerade absoluta fel). Se tillägg C om god inställning: A Pocket Guide för detaljer om vad som påverkar dessa fel. Fördröjningen av börvärdet är lika med PID-återställningstiden, och försprånget är inställt för att ge en snabbare börvärdesrespons. En ledning på noll motsvarar en PID-regulator utan proportionell eller derivativ verkan på fel (t.ex. beta och gamma lika med noll).
4. Stäm av alla slingor i rätt ordning med hjälp av bra programvara. Välj avstämningsregler (t.ex. självreglerande kontra integrerande process) med beaktande av att självreglerande processer med ett förhållande mellan tidskonstant och dödtid som är större än 4 kan anses ha ett nära integrerande svar och bör använda avstämningsregler för integrerande process. Använd avstämningsfaktorer (t.ex. lambda i förhållande till dödtid) baserat på olika mål (t.ex. börvärde kontra belastningsrespons och maximering av överföring av variabilitet kontra maximering av absorption av variabilitet) och svåra situationer (t.ex. resonans, interaktion och invers respons). Se tabell D-1 i tillägg D till Good Tuning: A Pocket Guide för detaljer. Riktningen bör i allmänhet gå från uppströms till nedströms PID. PID-regulatorerna för gas- och vätsketryck bör stämmas av först, följt av de sekundära PID-regulatorerna för flöde och försörjningssystem. Nivå-PID-regulatorerna bör sedan ställas in för rätt mål, vilket beror på om nivå-PID-regulatorn ansvarar för att upprätthålla en materialbalans (t.ex. kolonntemperaturregulator som manipulerar återflödesflödet) eller om den bara behöver hålla nivån inom ramarna eftersom det manipulerade flödet stör nedströmsoperationer (t.ex. kolonntemperaturregulator som manipulerar destillatflödet). Slutligen bör de primära koncentrations-, pH- och temperaturregulatorerna anpassas till den önskade börvärdet eller belastningsresponsen och den abrupta rörelsen av det manipulerade flödet tillåtas när de kan störa andra användare eller komma tillbaka för att störa respektive kretslopp (t.ex.) Om den primära PID-principen inte har ett nära integrerande, sant integrerande eller utåtagerande svar, och toppfel och stigningstid inte är ett problem, kan det vara fördelaktigt att minimera överskridandet av den primära PID-principens utgångsvärde förbi det slutliga vilovärdet. Sekundära PID- eller analoga utgångsgränser med återkoppling för extern återställning av primär PID kan förhindra abrupta förändringar.
5. Använd adaptiv reglering. Inställningarna för PID-regulatorn ändras i allmänhet med den delade manipulerade variabeln med produktionshastighet, värmeöverföringsyta, katalysatoraktivitet och börvärde, och med cykeltiden för batchprocesser (t.ex, satsnivå, reaktionshastighet och koncentration).

Se även artikeln Att övervinna utmaningar med PID-regler- och analysatortillämpningar för möjligheterna att använda en förbättrad PID.

Om författaren
Gregory K. McMillan, CAP, är en pensionerad Senior Fellow från Solutia/Monsanto där han arbetade med ingenjörsteknologi för förbättring av processkontroll. Greg var också affilierad professor vid Washington University i Saint Louis. Greg är ISA Fellow och fick 1991 ISA:s Kermit Fischer Environmental Award för pH-reglering, 1994 fick han utmärkelsen ”Engineer of the Year” för processindustrin av tidskriften Control Magazine, 2001 blev han invald i tidskriften Control Magazines Process Automation Hall of Fame, 2003 hedrades han av tidskriften InTech Magazine som en av de mest inflytelserika innovatörerna inom automation, och 2010 fick han ISA:s Life Achievement Award. Greg är författare till ett flertal böcker om processkontroll, bland annat Advances in Reactor Measurement and Control och Essentials of Modern Measurements and Final Elements in the Process Industry. Greg har varit den månatliga kolumnisten ”Control Talk” för tidskriften Control sedan 2002. För närvarande arbetar Greg på deltid som konsult för modellering och styrning inom Technology for Process Simulation för Emerson Automation Solutions och specialiserar sig på användningen av den virtuella anläggningen för att utforska nya möjligheter. Han tillbringar den mesta tiden med att skriva, undervisa och leda ISA:s mentorprogram som han grundade 2011.