第6章简单控制系统设计与参数整定

第6章简单控制系统设计与参数整定6.1简单控制系统的组成与结构简单控制系统由一个测量变送器、一个控制器、一个控制阀和一个被控过程（
对象）所构成的单闭环控制系统。第1位字母表示测/控参数后续字母表示仪表功能LTTC206仪表符号标准LC后续数字表示仪表序号
第1位数字表示工段号简单控制系统原理框图干扰f被控参数操作量给定值SVMV＋执行器控制器被控对象－PV测量变送器载热介质TC
控制系统工艺流程图TT热交换器热物料冷物料6.2简单控制系统设计1.过程控制系统方案设计的基本要求生产过程对过程控制系统的要
求可简要归纳为安全、稳定和经济三个方面。2.过程控制系统设计的主要内容过程控制系统设计包括控制系统方案设计、工程设计、工程安
装和仪表调校、控制器参数整定等四个主要内容。其中控制系统方案设计是控制系统设计的核心。3.过程控制系统设计的步骤1）了解、掌握
生产工艺对控制系统的技术指标要求2）建立被控过程的（定性与定量）数学模型3）确定控制方案包括控制方式和系统组成结构的确定，是过程
控制系统设计的关键步骤。4）控制仪表与装置选型5）实验（或仿真）验证其中最关键的是设计控制系统方设计6.2.2被控参数与
控制变量选择6.2.2.1被控参数的选择被控参数（或变量）生产过程中希望借助自动控制保持恒定值（或按一定规律变化）的过程参数（
变量）。合理选择被控参数，关系到生产工艺和生产过程能否达到保证安全、稳定操作、保证质量和经济效益等目的。LChTT选择被控参数
的原则1.根据生产工艺的要求，找出影响生产的关键变量作为被控参数；例1储槽液位控制系统生产工艺要求储槽液位稳定。那么设计的控制
系统就应以储槽液位为被控参数。载热介质TCTT热交换器热物料冷物料例2换热器出口温度控制系统生产工艺要求换热器出口热物料温度
为定值，那么设计控制系统就应以换热器出口热物料温度为被控参数。2.当直接工艺参数不能作为被控参数时，应选择与直接工艺变量有单值函
数关系的工艺变量作为间接被控参数。例3化工的精馏物纯度控制系统。精馏工艺是利用被分离混合物各组分的挥发温度不同，将各组分分离
。如图将苯—甲苯混合液进行分离。苯苯—甲苯甲苯该精馏塔的工艺目标是塔顶（或塔底）馏出物达到规定的纯度。按照被控变量的选择原则1，塔
顶（或塔底）馏出物的组分应作为被控变量。但是，没有合适的仪表在线检测馏出物的纯度，因此不能作为直接被控参数。苯苯—甲苯甲苯只能在与
馏出物的纯度有单值关系的工艺参数中，找出合适的变量作为被控变量，进行间接参数控制。经工艺分析发现，塔内压力和塔内温度都对馏出物纯度
有影响。需要对二者进行比较试验，选出一个合适的变量作为间接被控参数。苯苯—甲苯甲苯间接被控参数的确定经试验得出，塔顶馏出物苯的浓度
分别与压力和温度有单值对应关系。（塔底馏出物甲苯也一样）从工艺合理性考虑，选择温度作为间接被控参数，实现对塔顶馏出物苯的纯度的间接
控制。3.被控参数必须有足够高的灵敏度被控参数必须灵敏，容易被测量。4.选择被控参数(变量)时，必须考虑工艺合理性上例中，
选择塔内温度作产品纯度被控参数，就是从工艺上考虑，塔内压力已经被选作最佳分离效率控制的被控参数。若塔顶、塔底产品都进行纯度(温度)
控制，会相互干扰。若采用简单控制系统方案，只能设置一个温度控制系统，保证塔顶或塔底一端产品质量(进行二产品纯度控制的复杂系统，
将在第7章讨论)。LChTT6.2.2.2控制变量选择把用来克服干扰对被控参数的影响，实现控制作用的变量称为控制变量或操纵变
量。最常见的操纵变量是介质流量，也有以转速、电压等作为操纵变量情况。控制变量的选择被控参数（变量）选定以后，应对工艺进行分析，找出
所有影响被控参数的过程变量（因素）。在这些变量中，有些是可控的，有些是不可控的。控制变量选择原则从诸多影响被控参数的变量中，选
择一个对被控参数影响显著且便于控制的过程变量作为控制变量。其它未被选中的变量则视为干扰变量（因素），如图6-8所示。F(s)Gf
(s)＋X(s)Go(s)Gc(s)Y(s)＋＋－选择控制变量的分析方法1.过程（通道）静态特性对控制品质的影响分析下
图所示为单回路控制系统等效(简化)框图Gc(s)—控制器传递函数；Go(s)—广义控制通道（包括执行器和变送器）传递函数；Gf
(s)—扰动通道传递函数。F(s)Gf(s)＋X(s)Y(s)Go(s)Gc(s)＋＋－被控参数y(t)受到设定信号
x(t)和干扰信号f(t)的共同影响：干扰F(s)对Y(s)的作用通道给定值X(s)对Y(s)的作用通道将代入偏差计算公式设Gc(
s)、G0(s)、Gf(s)如下所示，并代入:、、表达式，可得通过以上分析可知K0越大，控制作用越强，被控参数
对控制作用的反应越灵敏；K0越大，控制作用越强，稳态误差越小；Kf越大，干扰作用对被控参数的影响（作用）越强烈，稳态误差越大。故
在选择控制变量时，应选静态放大系数K0大，而其他干扰量放大系数Kf小的过程变量作为控制变量。2．过程(通道)动态特性对控制品质的
影响（1）干扰通道动态特性对控制品质的影响干扰通道时间常数对控制品质的影响干扰通道的惯性因子（Tfs+1）使干扰对被控参数的
影响变平缓，Tf越大，干扰对被控参数的影响越平缓，越有利于（扰动抑制）控制。干扰通道纯滞后τf不影响控制质量包含有项因
为，τf使干扰对被控变量的影响推迟了时间τf，则控制作用也推迟时间τf，整个过渡过程曲线也推迟时间τf，但控制品质未变。干
扰进入控制通道位置对控制品质的影响在图6-10所示控制系统中，干扰f1、f2、f3分别在不同位置进入系统。干扰离被控参数检测点
越远，则干扰通道的时间常数越大，对被控变量的影响越慢。F3(s)按照干扰进入控制通道位置不同，通过框图等效变换，可将图6-10的
系统框图变换为如右图所示等效框图。G03++F2(s)G02++F1(s)G01X(s)Y(s)+GcG03G02G01-f1(
t)通道惯性小，系统受f1(t)干扰后,被控参数（开环情况下被控参数变化用yk(t)表示，控制器校正作用y’(t)表示）偏离
速度快；当控制作用见效时，被控参数偏差e幅度大—动态偏差大；f3(t)通道惯性大，系统受f3(t)干扰后被控参数偏离速度慢；当控制
作用见效时，被控参数偏差e幅度小—动态偏差较小，如图6-11所示。所以，干扰进入系控制统的位置离被控参数(检测点)越远，干扰
对被控参数影响越小。fyGfyk(t)e+Go1Go2xGcGVyy(t)-To1?To1y(t)Gmy0（2）控制通道动
态特性对控制品质的影响控制通道时间常数对控制品质的影响控制通道Go1时间常数To1增大，使控制系统发挥作用的时间延迟，To1增大
导致y跟随x的速度变慢；To1增大使f产生的最大动态偏差增大。tfGfe+Go1Go2xGcGVy-GmG02是控制、干扰共用
通道，时间常数To2增大，同样使控制作用发挥效能的时间延迟，导致y跟随x的速度变慢；To2对干扰其延迟作用，同样使控制作用延迟
，导致f引起的动态偏差增大。fGfeG01G02xGcGVyGmy控制通道纯滞后τ0对控制品质的影响τo1=0;τo1=τy
k(t)y(t)控制通道G01的纯滞后τ01，使控制作用延迟τ01发挥作用，导致控制偏差增大(见右上图)。G02是控制与干扰
共用通道。干扰作用滞后τ02后对被控参数产生影响；控制作用再滞后τ02到达y，导致动态偏差增大（见右下图）。y(t)y0tτy
虚线为τo2=0实线为τo2=τyk(t)yk(t)y(t)y(t)y0τ2τt+-因此，控制通道时间常数T0要小。
表明控制变量对被控变量的影响迅速，有利于及时消除偏差。控制通道纯滞后τ0越小越好。τ0会使控制作用延迟(滞后)，不能及时见效
，导致动态偏差增大。现将以上分析结论归纳如下。控制变量选择原则：1.控制变量对应控制通道放大系数K0大、时间常数T0小、
纯滞后τ0越小越好。2.控制变量应是工艺上允许控制的变量，并且要考虑工艺的合理性与生产的经济性。LCLT例1中，影响储槽
液位h的主要因素有：储槽流入Qi量和流出量Qo，这两个变量影响力相当。工艺上液体流出量Qo可控，故选液体流出量Qo作为被控参数h的
控制变量。QihQo例2中，影响出口换热器出口物料温度T的因素有：载热介质温度Tr、载热介质流量Qr、冷物料温度Ti、冷物料流量Q
i等。从热交换器机理可知，载热介质流量Qi对温度T影响大、速度快且可控。故选载热介质流量Qi作为被控参数T的控制变量。载热介质T
r，QrTCTT冷物料T热交换器Ti，Qi热物料例3中，若选择提馏段某块塔板（灵敏板）的温度T灵作为被控变量。那么，影响灵敏板
温度T灵的因素主要有：T凝进料流量（Q入）、进料成分（x入）、进料温度（T入），回流流量（Q回）、回流温度（T回），加热蒸汽流量
（Q蒸）、冷凝器冷却温度(T凝)等。Q回,T回Q入，x入，T入TTQ蒸所有影响T的变量(因素)可分为可控与不可控两大类：回流量Q回
和蒸汽流量Q蒸为工艺容许的可控变量（因素）其它为工艺不容许或不可控变量（因素）Q回TTQ入，x入，T入T灵Q蒸提馏段温度影响因素(
变量)示意图在两个可控因素中，选蒸汽流量Q蒸为被控参数T灵的控制变量（操纵变量）。选择依据蒸汽流量Q蒸对提馏段温度T灵影响比回流
量Q回对提馏段温度影响更迅速、更显著。从节能角度，控制蒸汽流量Q蒸比控制回流量Q回消耗量要小，有利于节能降耗。Q入,x入,T入TT
T灵Q蒸6.2.3检测环节、执行器及控制器正负作用选择6.2.3.1传感器、变送器选择1.变送器测量范围(量程)、精度等级满
足要求按照生产过程工艺要求，首先确定传感器/变送器量程与精度等级与确定。2.测量仪表响应时间Tm满足要求仪表测量值y(t)
响应慢，会造成测量失真。应尽可能选择时间常数(Tm)小的传感器/变送器，以满足生产工艺和控制精度要求。x(t)y(t)x(t)
y(t)OOtTmTmtx(t)—被测量实际变化曲线y(t)—仪表测量(显示)值变化曲线pHC碱性废液贮酸槽LCLTpH
T排放口中和槽l03.合理选择检测点，避免测量造成纯滞后τ0下图中，传感器（pHT）安装位置（检测点）不合理。如果将安装位
置移到中和槽出口附近，就可消除传输管路（长度为l0）带来的纯滞后。4.测量信号处理对测量信号进行校正、补偿、测量噪声抑制与线性
化处理，以保证测量精度。6.2.3.2执行器的选择1.调节阀工作区间选择正常工况下，调节阀开度应在最大开度的15%～85%的
区间工作，据此计算阀门流量系数、确定调节阀口径尺寸。2.调节阀流量特性选择按补偿被控（对象）过程特性的原则选取。3.调节阀气
开、气关工作方式选择按控制信号中断时，按照保证人身、设备安全，保证产品质量，节约资源与环保原则，确定调节阀气开、气关工作方式。6
.2.3.3控制器正反作用的选择（负）反馈控制系统的控制作用对被控变量的影响，应与扰动作用对被控参数的影响相反，才能使被控参数
值回复并保持在给定值（附近）。为了保证负反馈，必须正确选择控制（调节）器的正反作用方式。干扰/扰动f被控参数给定值操作量MV＋被
控过程(对象)控制器执行器SV－PV测量变送器首先定义控制系统各环节的正反作用当某个环节输入增加时，其输出也增加，称该环节为“正作
用”；反之，称为“反作用”，按此定义：变送器一般都是正作用气开阀是正作用，气关阀是反作用被控对象有的是正作用，有的是反作用控制器正
、反作用以测量输入（PV）值与控制器输出（MV）值的关系定义：正作用：偏差e=测量值（PV）–给定值（SV）反作用：偏差e=
给定值（SV）–测量值（PV）上面定义式也可简单理解为，MV与PV变化方向一致，控制器为正作用；反之，控制器为反作用。控制系
统中，如果各个环节的正反作用组合不当，会使控制系统形成正反馈，不但不能起到控制作用，反而会破坏生产过程的稳定。因为执行器和被控（
对象）过程有正、反作用的区别，为了保证控制系统负反馈，控制（调节）器必须有正、反作用调整功能。干扰+被控参数给定值SVMV偏差e控
制器执行器被控过程-正作用反作用正作用过程(测量)值PV变送器正作用控制器正反作用的确定原则：保证系统构成负反馈。简单的判定方
法：闭合回路中有奇数个反作用环节。控制器正反作用实现（参见图3-10中切换开关S7）干扰+被控参数给定值SV偏差e控制器执行器被控
过程-正作用反作用正作用过程(测量)值PV变送器正作用下面举例说明控制器正反作用的选定方法。例确定加热炉出口温度控制系统控制器正
反作用。加热炉解按前面的控制器正反作用选取原则，温度控制器应选正作用。出料进料TTTC正反正正负反馈验证：当某时刻燃料压力↑
→燃料流量↑→炉膛温度↑→出料温度偏离设定值（SV）上升↑→TT输出（PV）↑→TC输入（PV）↑→TC输出（MV）↓→燃料阀关
小↓→燃料流量↓→炉膛温度↓→出料温度↓恢复到设定值。燃料进料流量进料正LC反正LT正M出料例确定储槽液位控制系统控制器正反作
用。解按前面的控制器正反作用选取原则，液位控制器应选正作用。负反馈验证：设某时刻进料量↑→储槽液位偏离设定值（SV）上升↑→
LT输出（PV）↑→LC输入（PV）↑→LC输出（MV）↑→阀开大出料量↑→储槽液位↓，并恢复到设定值（SV）。PV-SV=eS
V-PV6.3控制规律对控制品质的影响与控制规律选择确定控制系统方案时，要根据被控过程（对象）的特性和工艺要求，选择合适的控制
规律，使所设计控制系统实现预期的品质指标。控制器的控制规律，即它的输出量MV与输入量（偏差值e）之间的函数关系。MV=f(
e)控制器的功能是根据偏差e，按规定控制规律计算控制（输出）信号MV，推动执行机构，对生产过程进行控制（调节）。MV100%0
e两位式控制的特性6.3.1控制规律对控制系统品质的影响分析要正确地选择控制规律，首先必须理解各种控制规律对控制品质的影响。最简单
的控制规律是位式控制规律。根据偏差e的正、负，控制器输出MV只有两个位置：0或100%。在位式控制下，被控参数不能稳定保持在给
定值。要获得平稳的高精度的调节，必须采用连续控制规律。要获得平稳、高精度控制效果，必须采用连续控制规律。在实际闭环连续控制系统中,
所采用连续控制的基本控制规律有比例（P）、积分（I）和微（D）分控制，简称PID控制。控制器通过P、I和D三部分的不同组合，可得
到常用的各种控制规律。即使在新型控制算法与控制规律不断出现的今天，PID作为最基本的控制方式仍占据极为重要地位，显示出强大的生命力
，是工程实际中应用最多的控制规律（是现场工程师唯一100%认可控制规律）。6.3.1.1比例(P)控制对系统控制品质的影响比例
控制输出MV(t)与输入偏差e(t)成比例P—比例度（或比例带）比例带P对控制过程的影响比例带P是控制器放大倍数Kc的倒数，其大
小决定比例控制作用的强弱。P越小，控制作用越强、动态稳定性降低。比例控制响应及时只要有偏差，控制器输出立刻成比例地变化，偏差越
大，控制作用越强；比例控制是有差控制采用比例控制规律的控制系统必然存在静差；比例控制系统的静差随比例度的增大而增大；对于设定值不
变的定值控制，比例控制只能实现被控参数对设定值的有差跟踪。比例控制是最简单的连续控制规律，适用于控制通道滞后较小、负荷变化不大、没
有无差要求的生产过程，如中间储槽液位控制、精馏塔塔釜液位控制以及精度要求不高的的蒸气压力控制等。※系统可控性指标控制系统的性能主要
由四个品质指标来衡量：衰减率反映系统的稳定性振荡频率反映调节速度余差反映稳态精度最大动态偏差反映动态精度上述指标的提高是
有限度的，受制于控制系统的临界比例度Pmin和临界振荡频率ωM而被控过程(对象)特性决定了控制系统Pmin和ωM的大小。
临界比例度Pmin的倒数是临界放大倍数KmaxKmax与ωM的乘积Kmax?ωM在一定程度上代表了被控过程的可控性能。Kmax?ω
M越大，意味着：1.控制器放大系数Kc的可选上限越大（P的下限越小），则系统稳态误差越小。2.控制系统可选工作频率ωc范围越大
，则过渡过程越快。因此，Kmax?ωM作为系统可控性指标，越大表明系统可控性越好，可用于工程上的简便判断。6.3.1.2积分(I
)控制与比例积分(PI)控制对系统控制品质的影响1.积分控制（I）控制输出MV(t)与输入偏差e(t)的积分成正比TI—积
分时间eΔE当输入偏差e(t)是幅值为ΔE的阶跃量时，t0MVtMV0eΔE0tMVΔE/PMV0t2.比例积分控制（
PI）积分调节虽然可以消除静差，稳态精度高，但使系统动态性能变差，很少单独采用。将比例、积分控制结合构成PI控制，既能及时控
制又能消除静差，适用要求无静差的生产过程控制。若偏差出现幅值为ΔE的阶跃变化时eΔEt0MV2ΔE/PΔE/PtMV0TI积分时
间TI对控制过程的影响若偏差e是幅值为ΔE的阶跃量时，则当t=TI时，在比例积分(PI)控制中，积分控制达到与比例控制
相同强度所需要的时间，即为积分时间TI。积分时间TI对过渡过程的影响PV1.TI减小，积控制作用增强，控制速度加快，系统振荡
逐步加剧，稳定性下降。因此，加积分后，比例带要适当加大。TI越大，积分作用越弱，TI=∞，积分作用为零。2.如果TI适当，
系统能很快消除余差，进入稳态。PVPVPVeΔEtMVMV0t积分控制的特点被控参数存在偏差（e≠0）时，积分控制（作用）输出随
时间逐渐增大（或减小）；当偏差消失（e=0）时，输出MV保持在某一值上，如右下图所示，此时PV=SV。积分控制能消除余差；积分（I
）控制作用随时间逐渐增强，控制作用缓慢，故控制积分很少单独使用；一般与比例（P）控制结合，构成PI控制。6.3.1.3比例微分
(PD)控制对系统控制品质的影响对于惯性较大的被控过程（对象），常常希望能利用偏差变化趋势（微分）加快控制速度，此时可采用微
分控制。1.微分控制（D）理想微分控制上式中：TD—微分时间；—偏差变化速度（微分）微分控制能在偏差变化的瞬间，立即根
据变化趋势（微分）产生强烈的控制作用，尽快地将偏差e消除于萌芽状态。eΔE当偏差e存在但不变化()时，微分控
制(输出)为零，对静态偏差(e≠0)毫无抑制能力，因此很少单独使用。微分控制总是和比例（P）或比例积分（PI）控制结合，组成P
D控制或PID控制（器）。tMVtMV0e?EtMVtMV?Et2.比例微分控制（PD）理想比例微分控制理想微分作用持续时间
太短，执行器来不及响应，实际工程一般使用实际比例微分控制（如右图所示）。MV0MV0eatMV2aTD/PaTD/PtMV0TD微
分时间TD对控制过程的影响微分时间TD的物理意义若偏差e是斜率为a的斜坡信号e=at当t=TD时，PD控制时，微分时间
TD对过渡过程的影响PVTD=0,纯比例控制过程tPVTD较小,控制速度稍有加快tPVTD合适,控制速度明显加快tPVTD太
大,出现高频等幅振荡t比例微分控制的特点比例微分(PD)控制具有提高系统稳定性、抑制过渡过程（减小）最大动态偏差的作用，有利于
提高系统的响应速度。PD控制是有差控制因为在稳态情况下，de(t)/dt为零，微分控制已不起作用，PD控制已蜕化为P控制，对消除
静差没有作用。另外，当微分作用太强（TD较大）)时，容易导致调节阀频繁动作（开/关），甚至进入二端饱和（全开或全关）区，容易造成
系统振荡。在存在高频干扰的场合，不宜采用微分控制。6.3.1.4PID控制对系统控制品质的影响将比例、积分和微分三种基本控制
规律结合起来，就构成了PID控制，数学表达式如下。PID控制结合了比例控制及时、积分消除余差和微分控制预见性的优势，兼顾了动态稳
定性和稳态精度两方面的要求，如果P、TI、TD三个参数选取合适，可得获得到满意的控制效果。在PID控制中，微分控制可以加快控制速
度，减小超调，改善系统动态性能；积分控制能够消除静差，保证稳态控制精度；比例控制是最基本e的控制作用，对改善系统动态性能和静态性能
都有重要作用。在能满足控制性能要求的前提下，应当优先选择简单的控制规律。ΔEt0MVPID控制积分控制部分比例控制部分t0微分控制
部分某一自衡被控过程受到阶跃扰动情况下，采用不同控制规律时，被控参数动态响应对比示意图。PV无控制作用PIPPIDPDtPV06
.3.2控制规律的选择1、比例控制（P）适用于控制通道滞后较小、负荷变化不大、工艺上没有提出无差要求的生产过程。2、比例积分控制（
PI）适用于控制通道滞后较小、负荷变化不大、工艺参数不允许有余差的生产过程。3、比例微分控制（PD）适用于控制通道滞后较大的生产过
程。例如加热较慢的温度控制系统等。4、比例积分微分控制（PID）适用于容量滞后较大、负荷变化频繁幅度大、控制精度量要求较高的生产过
程，应用最普遍的是温度控制系统与成分控制系统。当被控过程广义特性用一阶惯性+滞后近似表示，可根据τ0/T0来选择调节器控制规律：
τ0/T0＜0.2，用P或PI；0.2＜τ0/T0＜1.0，用PD或PID；τ0/T0＞1.0，简单控制系统效果不佳，经常
难以满足工艺要求。TTTC常规控制规律特点、适用条件及应用控制规律优点缺点应用P灵敏、简单，只有一
个整定参数。存在静差。负荷变化不显著，工艺指标要求不高的被控过程（对象）。PI能消除静差，又控制灵敏。对于滞后较大的对象，比例积分
控制太慢，效果不好。应用于控制通道容量滞后较小、负荷变化不大、精度要求高的被控过程(对象)，如流量控制系统。PD增进控制系统动态
稳定性；可调小比例度，而加快控制过程，减小动态偏差和静差。对高频干扰特别敏感，控制器输出易夹杂高频干扰。应用于控制通道容量滞后较大
，但控制精度要求不高的被控程过（对象）。PID综合了几种基本控制作用的优点，所以有更高的控制质量。对于滞后很大，负荷变化很大的被控
过程，PID控制无法满足要求，应设计复杂控制系统。应用于控制通道容量滞后较大、负荷变化较大、精度要求高的被控过程（对象）。6.4调
节器参数的工程整定方法在控制系统安装、施工完毕后，被控对象、测量变送器和执行器这三部分的特性就完全确定，不能任意改变。只能通过控制
器参数整定，获得良好的过程控制系统性能指标。控制器参数的整定，就是按照已定的控制方案，求取使已建好的过程控制系统性能指标最好的控制
器参数值。具体来说，就是确定最合适的控制器比例度P、积分时间TI，和微分时间TD。控制器参数整定方法很多，常用的主要有两种，一是理
论计算法，另一种是工程整定法。理论计算法根据已知各环节的特性及控制指标要求，通过理论计算球出控制器的最佳整定参数。由于这种方法
计算繁琐、工作量大。往往由于被控过程数学模型不够准确，计算结果与实际情况有较大差距，在实际工程中应用并不多。工程整定法对已经
投运的实际控制系统，通过试验或经验探索，确定控制器的最佳参数。工程技术人员在现场经常使用这种方法。下面讨论几种常用的控制器参数工程
整定方法PVtTm系统临界振荡曲线6.4.1稳定边界法（临界比例度法）属于闭环整定方法，根据纯比例控制系统临界振荡试验所得数据
（临界比例度Pm和振荡周期Tm），按经验公式求出调节器的整定参数。1.置调节器TI??，TD=0，比例度P?较大值，将系统
投入运行。2.逐渐减小P，加干扰观察，直到出现等幅振荡为止。记录此时的临界值Pm和Tm。根据Pm和Tm，按经验公式计算控制器参
数整定值。表6.1稳定边界法整定参数计算表整定参数控制规律P(%)TITDP2Pm______________PI2.2Pm0.
85Tm_______PID1.7Pm0.50Tm0.125Tm注经验公式虽然是从实际经验中归纳出来的，但有一定的理论依据。以表
中PI控制参数整定为例，可以看出PI控制比例度较纯比例控制时增大，这是因为积分作用产生一定滞后相位，降低了系统的稳定度，需要降低比
例增益予以补偿的缘故。稳定边界方法在下面二种情况下不宜采用临界比例度Pm过小时，调节阀容易游移于全开或全关位置，对生产工艺不利或
不容许。例如一燃料为燃油的加热炉，如阀门出现全关状态就要熄火。工艺约束条件严格时，等幅振荡将可能威胁到生产安全。PVPV0TrTs
6.4.2衰减曲线法也属于闭环整定，不需要控制系统达到等幅振荡状态，只需寻找到最佳衰减振荡状态即可。1.把调节器设成比例作用
（TI=∞，TD=0），置于较大比例度，投入自动运行。2.在稳定状态下，阶跃改变给定值（通常以5%左右为宜），观察调节过程曲线。
3.适当改变比例度，重复上述实验，直到出现满意的衰减曲线（一般为n=4:1），并记录。记录此时的比例度Ps及周期Ts。n=10
:1时，记录P’s与Tr4.按表6-2（n=4:1）或按表6-3（n=10:1）计算对应控制规律的整定参数。表6.2衰减比为4
:1时，整定参数计算表整定参数控制规律P(%)TITDPPs______________PI1.2Ps0.5Ts_______PI
D0.8Ps0.3Ts0.1Ts表6.3衰减比为10:1时，整定参数计算表整定参数控制规律P(%)TITDPP''s_______
_______PI1.2P''s2Tr_______PID0.8P''s1.2Tr0.4Tr给定值被控参数＋控制器对象执行器－测量变送
器6.4.3响应曲线法属于开环整定方法。以广义被控过程（对象）控制通道阶跃响应为依据，通过经验公式求得控制器最佳参数整定值。按照下
图所示方法，作广义控制通道阶跃响应曲线。根据实验所得阶跃响应曲线，计算广义对象特性参数K0、T0、τ0，用表6-4的经验公式计算整
定参数。表6.4响应曲线法整定参数计算公式整定参数控制规律P(%)TITDP______________PI3.3τ0_____
__PID2τ00.5τ0x0T0τ0y0此法在手动控制的开环状态下进行，对于容易失控（开环不稳定）非自衡生产过程，不能使用。6.
4.4经验整定法凭经验试凑，其关键是看曲线，调参数。凭经验先将闭环控制系统中控制器参数放在一个数值上，通过改变给定值施加扰动，
在记录仪上观察过渡过程曲线，以P、TI、TD对过渡过程的影响为指导，对比例度P、积分时间TI和微分时间TD逐个整定，直到
获得满意的响应曲线为止。经验法的方法简单，但必须清楚控制器参数变化对过渡过程曲线的影响关系。在实际经验不足、或过渡过程本身较慢时，
往往较为费时。表6.5控制器整定参数的经验取值范围整定参数被控参数过程特点及常用控制规律比例度P(%)积分时间TI/min微分时
间TD/min液位(P控制)过程时间常数较大，一般不用微分，精度要求不高时选择P控制；P可在一定范围选择。20~80——流量(
PI控制)过程时间常数小，被控参数有波动，一般选择PI控制；P要大一些，TI要短；不用微分。40~1000.1~1—压力(PI
控制)过程有容量滞后不大，一般选择PI控制；不用微分。30~700.4~3—温度(PID控制)过程容量滞后较大，被控参数受
扰后变换迟缓，需加微分，一般选择PID控制；P应小，TI要长。20~603~100.5~3微分时间逐渐增大→积分时间逐渐减小→比
例度逐渐减小→控制器参数对控制过程的影响表6.6整定参数变化对控制过程的影响整定参数性能指标比例度P(%)↓积分时间TI/min
↓微分时间TD/min↓最大动态偏差↑↑↑静差(残差)↓——衰减率↓↓↓振荡频率↑↑↓虽然是基于经验的整定方法，但如果能够掌握一定
控制理论知识，有助于对响应曲线特征和P、TI、TD参数对控制过程影响的深刻理解，无疑会提高参数整定效率。6.4.5几种整定
方法的比较整定方法优点缺点反应曲线法方法简单系统开环，被调量变化较大，影响生产稳定边界法系统闭环会出现被调量等
幅振荡衰减曲线法系统闭环，安全实验费时经验法系统闭环，不需计算需要经验注对于同一个系统，最佳整定参数可能不是唯一的。不同的PI
D参数组合，有时会得到极为相近的系统控制特性。例如某初馏塔塔顶温度控制系统，控制器采用以下两组参数时：P＝15％TI＝7
.5minP＝35％TI＝3min系统都得到n=10:1的衰减曲线，超调量和过渡时间基本相同。6.5简单控制系统设计实
例如图是奶粉生产中的喷雾式干燥设备。此工艺要求保证奶粉含水量在2%~2.5%。6.5.1生产过程概述已浓缩的奶液从储槽流下
，经过滤后从干燥器顶部喷出。干燥空气被加热后经风管送入干燥器。滴状奶液在热风中干燥成奶粉，并被气流带出干燥器。6.5.2控制方
案设计6.5.2.1被控参数选择按工艺要求，应首选奶粉含水量为被控参数，但此类在线测量仪表精度低、速度慢。试验发现，奶粉含水量与
干燥器出口温度之间存在单值关系。出口温度稳定在150±2℃，奶粉含水量符合2%~2.5%。因此选干燥器出口气固流体温度T为被控参数
。6.5.2.2控制变量选择影响干燥器出口奶粉与气体混合流体温度的可控变量有：乳液流量(变化)f1旁路空气流量(变化)f2
加热蒸气流量(变化)f3若分别以f1、f2、f3为控制变量，可以得到三个不同的控制方案。f1f2f3f2—旁路冷风流量f3—蒸气流量f1—乳液流量热交换器T1=100,T2=100干燥器Go送风管道τ=3f1、f2、f3对T产生影响的控制通道不同f1乳液流量变化f1对T产生影响的通道最短；旁路空气流量变化f2的通道增加了3秒的纯滞后；加热蒸气流量变化f3的作用通道又增加了两个100秒的双容滞后。f2f3T控制方案分析、比较方案1取乳液流量为控制变量（调节阀1）。控制通道最短f2f3热交换器送风管道f1MV+ySV控制器调节阀1干燥器－PV变送器f3热交换器f1f2ySVMV+控制器风管干燥器调节阀2－PV变送器方案2取旁通冷风流量为控制变量（调节阀2）。由于有送风管路的传输滞后存在，控制通道较方案1多一个纯滞后环节τ=3s。f2f1f3y+控制器加热器风管干燥器调节阀3－变送器方案3取蒸汽流量为控制变量（调节阀3）。热交换器为双容特性，因而控制通道较方案2又多了两个容量滞后，时间常数都是100s。SVMVPV控制方案的最终选定从控制性能考虑，方案1的控制通道最短，控制性能最佳；方案2次之，方案3最差。但从工艺合理性考虑，方案1并不合适。因为乳液流量应尽量使干燥装置按最大生产能力运行；且在浓缩乳液管道上装调节阀，容易使调节阀堵塞而影响控制品质。因此，选择方案2更为合理，即将调节阀装在旁通冷风管道上。6.5.1.3检测仪表、调节阀及调节器调节规律选择①温度传感器及变送器选用热电阻温度传感（变送）器。为了减少测量滞后，温度传感器应安装在干燥器出料口附近。②调节阀选择气关式调节风阀，其流量特性近似线性。③调节器可选模拟式或数字式控制器。根据控制精度要求（偏差≤±2℃），采用PI或PID控制规律；按照构成控制系统负反馈的原则，采用正作用方式。乳液干燥器产品TCTT调节阀鼓风机热交换器蒸气6.5.1.4绘制控制系统图本章小结四个环节组成简单控制系统的结构闭环负反馈被控变量的选择简单控制系统的设计控制变量的选择控制规律的选择控制参数的整定