《过程控制与自动化仪表第3版》第6章 思考题与习题文档格式.docx

1、3）前馈补偿器的数学模型是由过程的动特性和决定的，而的精确模型是很难得到的；即使能够精确得到，由其确定的补偿器在物理上有时也是很难实现的。（5）简述前馈控制系统的选用原则和前馈控制系统的设计。1）前馈控制系统的选用原则为：a）当系统中存在变化频率高、幅值大、可测而不可控的干扰、反馈控制又难以克服其影响、工艺生产对被控参数的要求又十分严格时，为了改善和提高系统的控制品质，可以考虑引入前馈控制。b）当过程控制通道的时间常数大于干扰通道的时间常数、反馈控制不及时而导致控制质量较差时，可以考虑引入前馈控制，以提高控制质量。c）当主要干扰无法用串级控制使其包含于副回路或者副回路滞后过大时，串级控制系统克

2、服干扰的能力较差时，可以考虑引人前馈控制以改善控制性能。d）由于动态前馈补偿器的投资通常要高于静态前馈补偿器。所以，若静态前馈补偿能够达到工艺要求时，则尽可能采用静态前馈补偿而不采用动态前馈补偿。2）前馈控制系统的设计：前馈控制又称干扰补偿控制。它与反馈控制不同，它是依据引起被控参数变化的干扰大小进行调节的。在这种控制系统中，当干扰刚刚出现而又能测出时，前馈调节器（亦称前馈补偿器）便发出调节信号使调节参数作相应的变化，使调节作用与干扰作用及时抵消于被控参数产生偏差之前。（6）试分析大纯滞后过程对系统控制品质的不利影响。由于测量信号提供不及时而产生的纯滞后，会导致调节器发出的调节作用不及时，影响

3、调节质量，还会导致执行器的调节动作不能及时影响调节效果。纯滞后的存在使系统的开环相频特性的相角滞后随频率增大而增大，导致闭环系统的稳定裕量下降。若要保证其稳定裕量不变，只能减少调节器的放大系数，同样导致调节质量的下降。（7）Smith预估控制方案能否改善或消除过程大纯滞后对系统品质的不利影响？为什么？ 答：可以改善。因为经过Smith预估控制的闭环特征方程式中已经没有项，换句话说，该系统与大滞后过程控制系统相比已经消除了纯滞后对系统稳定性的影响。（8）能否将串级控制系统中的副回路视为放大系数为“正”的环节？1）可以将串级控制系统中的副回路视为放大系数为“正”的环节。2）副回路所起的作用是使副变

4、量根据主调节器输出进行控制，是一随动系统。因此整个副回路可视为一放大倍数为正的环节来看。（9）串级控制系统主调节器正、反作用的确定是否只取决于主被控过程放大系数的符号而与其他环节无关？答:1）不对。2）主、副调节器的正反作用方式选择的方法是：首先根据工艺要求决定调节阀的气开、气关形式，并决定负调节器的正、反作用；然后根据主、副过程的正、反形式最终确定主调节器的正反作用形式。（10）试举例说明在串级控制系统中，主调节器的正、反作用选错所造成的危害，副调节器的正、反作用选错后又会如何？当主、副控制器有一个正反作用方式选错时，就会造成系统的主回路或副回路按正反馈控制，当被控变量出现偏差时，系统不仅不

5、向着消除偏差的方向校正，反而使被控变量远离给定值。（11）在图6-1所示加热炉原油出口温度与炉膛温度串级控制系统中，工艺要求一旦发生重大事故，应立即切断燃料油的供应。要求：图6-1加热炉温度串级控制系统1）画出控制系统的框图；2）确定调节阀的气开、气关型式；3）确定主、副调节器的正、反作用方式。1）串级系统方框图如图6-2所示：图6-2加热炉温度串级控制系统方框图副回路选择加热炉炉膛温度控制，消除F1（S）干扰。2）由于发生重大事故时立即切断燃料油的供应，从工艺的安全性考虑，调节阀选择气开式，保证无气时调节阀关闭。3）主调节器选择PI（或PID）控制规律，副调节器选择P调节规律。由于燃料增加加

6、热炉温度必然增加，所以过程为正。调节阀气开式为正，主副调节器都选择反作用方式。（12）图6-3所示为精馏塔塔釜温度与蒸汽流量的串级控制系统。生产工艺要求一旦发生事故应立即停止蒸汽的供应。图6-3 温度、流量串级控制系统1）控制系统的框图如图6-4所示：图6-4温度、流量串级控制系统框图 2）调节阀：气开形式；这是因为当控制系统一旦出现故障，调节阀必须关闭，以使切断整齐的供应，确保设备的安全。 （3）主调节器：反作用方式；负调节器：反作用方式。（13）在设计某一个串级控制系统时，主调节器采用PID调节规律，副调节器采用P调节规律。按4:1衰减曲线法已经测得：，请采用两步整定法求主、副调节器的整定

7、参数。根据题意，运用第5章中4:1衰减曲线法计算公式，计算出主、副调节器的整定参数为：主调节器的比例度为 积分时间为微分时间为副调节器（流量调节器）的比例度为（14）已知某串级控制系统在4:1衰减比的条件下测得过程的参数为，若该系统的主调节器采用PID调节规律，副调节器采用P调节规律。按41衰减比的条件下测得的数据，由衰减曲线法参数计算公式表得：副调节器采用P调节规律，查表得：=42%主调节器采用PID调节规律，查表得：=0.8=64% ，=0.3=3min，=0.1=1min2综合练习题（1）已知某一前馈-反馈控制系统，其过程控制通道的传递函数为干扰通道的传递函数为试写出前馈调节器的传递函数

8、，并讨论其实现的可行性。有已知的： （6-1）要求，分子阶次不高于分母阶次，这样才能物理上实现。（2）在Smith预估控制方案中存在的主要问题是什么？目前有哪些改进方案？1）从史密斯预估控制的原理可知，预估器模型完全取决于被控过程的特性。如果被控过程的特性不能精确得到则难以获得预期的控制效果。2）目前改进方案有：增益自适应预估控制；动态参数自适应预估控制。（3）一个带有Smith预估器的系统如图6-5所示，在干扰发生变化时，预估器能否消除大纯滞后对系统的不利影响？图6-5 史密斯预估控制实施框图1）可以。2）因为史密斯预估控制的闭环特征方程式中已没有项。换句话说，该系统与原系统相比已消除了纯滞

9、后对系统稳定性的影响。（4）在图6-3所示的温度-流量串级控制系统中，如果进料流量波动较大，试设计一个前馈-串级复合控制系统，已知系统中有关传递函数为：试画出此复合控制系统的传递函数方框图，并写出前馈调节器的传递函数，讨论其实现的可能性。复合控制系统的传递函数方框图如图6-6所示：图6-6 复合控制系统的传递函数方框图前馈调节器的传递函数： （6-2）实现的可能性：a）要求b）分子阶次不高于分母阶次，这样才能物理上实现。（5）已知系统被控过程的传递函数为可以求得史密斯预估控制器的传递函数为试用MATLAB语言编写程序，分别对PID控制系统和带有史密斯预估器的控制系统进行仿真，画出其仿真波形，并

10、比较它们的控制性能。主程序clcclearG1 = tf（1,conv5 1,5 1）;tau1 = 10;np,dp = pade（tau1,2）;Gp = tf（np,dp）;G = G1*Gp;K T tau = kttau（G）;Gc4 Kp Ti Td = cc01（4,K T tau）;Gcc4 = feedback（G*Gc4,1）;set（GCC4,Td,tau1）;step（Gcc4,g）;hold on;y1 t = step（Gcc4）;disp（显示PID控制系统的阶跃响应超调量sigma_1、峰值时间tp_1、调节时间ts_1sigma_1,tp_1,ts_1 = p

11、erf（1,y1,t）;Gcc5 = feedback（G1*Gc4,1）;set（Gcc5,step（Gcc5,blegend（PID,SMITH PID显示结果仿真图如图6-7所示：图6-7 系统仿真结果图讨论控制性能：由仿真图可知，带有史密斯预估计PID控制系统的阶跃响应曲线控制效果明显比单纯的PID控制有明显的改善，超调越小，调节过程加速。3设计题（1）已知的帕德一阶近似式和帕德二阶近似式分别为试用上述二式分别讨论史密斯预估控制的实现方案。1）帕德一阶史密斯预估控制的实现方案有已知得： （6-3）由此可得预估器的传递函数式（6-4） （6-4）史密斯预估控制系统的实施框图如图6-8所示

12、。图6-8 史密斯预估控制系统的实施框图2）帕德二阶史密斯预估控制的实现方案 （6-5）的传递函数为： （6-6）史密斯预估控制系统的实施框图同帕德一阶史密斯预估控制框图。（2）某加热器采用夹套式加热的方式来加热物料。物料温度要求严格加以控制。夹套通入的是由加热器加热后的热水，而加热采用的是饱和蒸汽。工艺流程如图6-9所示。1）如果冷水流量波动是主要干扰，应采用何种控制方案？2）如果蒸汽压力波动是主要干扰，应采用何种控制方案？3）如果冷水流量和蒸汽压力都经常波动，应采用何种控制方案； 图6-9 加热物料工艺流程图 图6-10 加热器串级控制系统1）如果冷水流量波动是主要干扰，采用前馈-反馈控制

13、；被控变量为物料出料温度，控制变量蒸汽流量，前馈信号为冷水流量。2）如果蒸汽压力波动是主要干扰，采用串级控制；主被控变量为物料出料温度，副被控变量为蒸汽流量或压力，控制变量蒸汽流量。3）如果冷水流量和蒸汽压力都经常波动，采用前馈-串级控制；主被控变量为物料出料温度，副被控变量为蒸汽流量或压力，控制变量蒸汽流量，前馈信号为冷水流量。（3）对于图6-10所示加热器串级控制系统，要求：1）画出控制系统的方框图；2）若工艺要求加热器的温度不能过高，试确定调节阀的气开、气关型式；3）确定主、副调节器的正、反作用方式；4）当蒸汽压力或冷物料流量突然增加时，分别简述控制系统的控制过程。1）控制系统的方框图如

14、图6-11所示：图6-11 控制系统的方框图2）根据工艺要求：调节阀选用气开。3）由工艺可知，当调节阀开度增大，则容器温度升高，故为正；为保证副回路为负反馈，则应为正，即为反作用调节器；当容器温度升高，容器出口热物料温度也随之升高，故也为正；为保证主回路为负反馈，则应为正，即为反作用调节器。4）当蒸汽压力突然增加时：副回路控制器及时作用，调节副回路调节阀，使得阀开度减小，从而保证容器出料口温度保持不变。当冷物料流量突然增加时：主回路控制器输出变大，即副回路设定值增大，副回路及时做出反应，使得副回路调节阀开度增大，使得容器出口物料温度得以恒定。（4）图6-12所示为污水处理过程示意图，工艺要求清

15、水池水位需稳定在某一高度。其中污水流量经常波动，是诸多干扰中最主要干扰。试设计一个控制系统，要求：1）画出控制系统流程图与方框图；2）为了保证清水的处理质量，试确定调节阀的气开、气关型式；3）确定各调节器的正、反作用。图6-12 污水处理过程示意图1）控制系统流程图如图6-13所示：图6-13 控制系统流程图控制系统方框图如图6-14所示：图6-14 控制系统方框图2）为了保证清水的处理质量，调节阀选用气关类型。3）由工艺可知，当调节阀开度增大，则清水池水位上升，故为当排放阀开度增大时，清水池水位随之下降，故也为负；应为负，即为正作用调节器。试分别用原史密斯预估控制方案和增益自适应预估控制方案对其进行仿真，画出仿真波形，并比较其控制性能。原史密斯预估控制方案和增益自适应预估控制仿真模型如图6-15所示：图6-15 控制仿真模型图仿真结果如图6-16所示：图6-16 仿真结果图其中，实线为原型史密斯控制响应曲线，虚线为增益自适应预估控制曲线。通过响应曲线可知：增益自适应预估控制控制性能优于原型史密斯控制。（6）假设过程的传递函数和模型的传递函数为试分别用原史密斯预估控制方案和参数自适应预估控制方案对其进行仿真，画出设定值干扰和负荷干扰下的仿真波形，并比较其控制性能。略。