Control de Nivel

4Control de Nivel

Entonces, ¿por qué nos dedicamos un capítulo a la regulación de nivel? Lo que lo hace tan diferente de control de otros parámetros clave del proceso, tales como flujo, presión y temperatura? Hay varias razones.

El comportamiento del proceso es diferente. Es el ejemplo más común de un proceso no autorregulantes (o integrando). No será, después de que se realiza un cambio en el flujo manipulado, llegar a un nuevo equilibrio. El nivel continuará moviéndose hasta que el operador de proceso o interviene un sistema de disparo. Esto afecta a la forma en que llevamos a cabo pruebas de planta y la forma en que se analizan los resultados.

Podemos desear aplicar criterios muy diferentes de afinación. Puede ser más importante para reducir al mínimo las perturbaciones de la corriente de lo que es manipulado para mantener el nivel cerca de SP. Este tipo de rendimiento del controlador se conoce como un promedio en lugar de control de nivel de fuerza. Promediando el control puede reducir drásticamente el impacto que tienen las perturbaciones del flujo de un proceso.

La mayoría de los DCS ofrecen una gama de algoritmos no lineales destinados específicamente para tratar algunos de los problemas que pueden surgir con control de nivel. Si bien una importancia secundaria en comparación con la aplicación de la afinación correcta, que pueden ser particularmente útiles en el tratamiento de procesos que experimentan una amplia gama de las perturbaciones del flujo.

El control en cascada es generalmente beneficioso, pero por razones diferentes de la mayoría de las situaciones. En lugar de ofrecer la ventaja dinámica más habitual, que permite una mayor flexibilidad en el ajuste y simplifica el cálculo de las constantes de ajuste.Mientras que el uso de filtrado para reducir el efecto del ruido de medición afecta al comportamiento dinámico de cualquier proceso, en el caso de control de nivel de su impacto suele ser sustancial e idealmente debe ser evitado.

4.1 Uso de Control de Cascada

Antes de sintonizar el controlador de nivel hay que decidir si debe actuar directamente sobre la válvula o ser conectado en cascada a un controlador de flujo secundario, como se muestra en la Figura 4.1. La regla general en la aplicación de control en cascada es que el secundario debe ser capaz de detectar y resolver cualquier perturbación antes de

Control de Proceso: Un Enfoque Practico Myke King

Control de Proceso

© 2011 John Wiley & Sons Ltd. ISBN: 978-0-470-97587-9

Figura 4.1 Configuraciones de Control Alternativo

la primaria. El incumplimiento de esto puede dar lugar a inestabilidades causadas por la secundaria intentar corregir de una perturbación que ya ha sido acuerdo con la primaria. Dado que el nivel de barco cambiará casi al mismo tiempo que el flujo no parece haber ninguna ventaja dinámica en la aplicación de control en cascada. En efecto, este es el caso si nuestro objetivo es el control estricto. Sin embargo, para promediar de control hay otra consideración.

Imagine que un depósito de compensación de alimentación experimenta una fluctuación ascendente o descendente de la presión. El cambio en la caída de presión a través de la válvula de flujo manipulado causará un flujo de cambio. Si esta válvula se encuentra bajo el control de flujo a continuación, la perturbación será tratada con rapidez, lo que resulta en poca fluctuación ya sea a nivel del tambor o el flujo manipulado. Sin embargo, sin controlador de flujo, el controlador de nivel se deja para manejar la perturbación. Dado que queremos que el flujo manipulado para ser lo más constante posible, tendrá que ser sintonizado adecuadamente, de modo que la válvula de control se mueve rápidamente para compensar el cambio en la caída de presión del controlador de nivel. Bajo estas circunstancias nosotros querríamos hacer un promedio de la sintonía de regulador de nivel. La aplicación de una cascada nos permite para encontrar ambos objetivos. El regulador de flujo respondería rápidamente para presionar cambios, mientras el regulador de nivel respondería despacio para fluir cambios.

Existe una ventaja secundaria al uso de una disposición en cascada cuando se trata de sintonizar los dos controladores apretados y promediando. Ambos cálculos requieren el rango del flujo manipulado. Este valor es una constante si un controlador de flujo está en su lugar, sin que uno de la gama varíe con la presión de funcionamiento y propiedades de la corriente.

Medidores de flujo tipo orificio requieren una tirada recta igual a 20 diámetros corriente arriba y 10 abajo, ya que pueden ser muy costosos para adaptar si esto no existe. Sin embargo, el coste incremental de la inclusión de la medición en el diseño del proceso original será mucho menor. Si el presupuesto de construcción es una restricción, la instalación se puede limitar a las bridas de orificio y la placa de orificio. El resto de la instrumentación a continuación, se puede añadir si es necesario más adelante sin incurrir en el coste de la modificación de las tuberías.El esquema del proceso en el que la mayor parte de este capítulo se basa se incluye como figura 4.2. Esta muestra el controlador de nivel de la manipulación del flujo de descarga del recipiente. En este caso, el flujo de entrada es el DV, el flujo de salida es el MV y el nivel es el PV. Sin embargo, hay situaciones en las que es necesario para manipular el flujo de entrada. Esto no influye en los cálculos de ajuste o rendimiento del controlador - siempre y cuando el ingeniero recuerda a revertir la acción de control!

directo cascada

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Figura 4.2 Diagrama de Flujo de Proceso

4.2 Los Parámetros Necesarios para el Cálculo de Afinación.

Para el cálculo de las constantes de ajuste en el regulador, primero tenemos que determinar el volumen de trabajo (V) del recipiente. Este es el volumen entre 0% y 100% de la gama de la varilla de nivel. Esto se puede determinar mediante la realización de una prueba simple planta. Comenzando con el proceso en estado estacionario que desmantelar y cualquier controlador de paso ya sea la entrada o flujo de salida para causar un desequilibrio de flujo (DF) de nivel existente. Permitimos que el desequilibrio que existe un tiempo conocido (t) y registrar la variación de la indicación del nivel (DL). Por supuesto, ya que el proceso no se autorregulantes debemos poner fin a la prueba de restablecer el equilibrio del flujo antes de que el nivel de viola ninguna alarma. El resultado de la prueba se muestra en la Figura 4.3

Figura 4.3 Análisis de Ensayo de Planta

Entonces podemos calcular el volumen utilizando la ecuación (4.1).

Se debe tener cuidado con las unidades de ingeniería. ∆L es un porcentaje (de ahí el 100 en la expresión). La duración de la prueba (t) debe ser en unidades coherentes con el desequilibrio de flujo (DF). Así, por ejemplo, si el flujo se mide en m3/hora, t debe ser en horas. Si en USGPM (galones por minuto), entonces t debe ser en minutos y en caso de BPD (barriles por día), t debe ser en día.

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Este cálculo supone una relación lineal entre el volumen y la indicación de nivel. Para tambores verticales, suponiendo que no haya grandes boquillas y las piezas internas, este será el caso. Para tambores horizontales y esferas de la relación es no lineal en teoría, pero, siempre que el indicador de nivel se ha oscilado correctamente, el efecto general puede ser ignorado. Cuanto mayor sea el cambio en el nivel resultante de la prueba, la más representativa será la estimación de V.

Por supuesto, si se conocen las dimensiones de la embarcación, es posible calcular el volumen de trabajo. Para un tambor vertical, el cálculo es trivial, es decir,

El radio de la embarcación es r, h0 es la altura de la indicación de nivel de 0% (medida

desde la base del recipiente) y h100 es la altura de la indicación de nivel de 100%. Se debe tener cuidado en la cuantificación de estos valores. Por lo general, no corresponderán a la ubicación de las boquillas a las que está conectado el indicador de nivel. La diferencia (h100-h0) es el rango del instrumento, por lo general se encuentra en la hoja de datos del instrumento. Mientras que un valor para h0 no se requiere para tambores verticales, que se requiere para otras formas.Una vez más, se debe tener cuidado con las unidades. Si el flujo se mide en m3/hr entonces r y h deben estar en m, si el flujo es en USGPM y r y h se miden en pies entonces se requiere un multiplicador de 7,48 para convertir ft3 de USG. Si el flujo es en el TLP a continuación, el multiplicador debe ser 0.178.

Cálculo del volumen de trabajo para un recipiente cilíndrico horizontal es más complejo. En primer lugar tenemos que calcular el volumen (V0) entre la parte inferior de la embarcación y la indicación de nivel de 0%. La longitud del recipiente (l) que se mide entre las líneas tangentes - el punto en el que cualquier forma de plato extremos están soldados a la vasija. El último término de la ecuación (4.3) determina el volumen de líquido contenido en los extremos repartió. Se asume una relación de 2:1 entre el radio del tambor y la profundidad de cada plato. Debe omitirse si el buque cuenta con extremos planos.

El volumen de trabajo (V) puede entonces ser derivado (de nuevo omitiendo el término de los extremos repartió si no es necesario).

La misma forma de la ecuación se puede usar para evaluar la linealidad de la nave de la relación volumen / altura. La ecuación (4.5) permite que el volumen medido (Vm) que se calcula como una función de h.

Similares, cálculos, un poco más simples se pueden realizar si el buque es esférica.

Más útil, es mejor para trazar la función en una forma sin dimensiones, es decir, porcentaje del volumen de trabajo en contra de la indicación de nivel porcentual.

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La figura 4.4 ilustra el impacto de tomar la medida inusual de montaje del indicador de nivel para operar en toda la altura del recipiente.

Como era de esperar, el tambor horizontal y esfera muestran no linealidad significativa. Omitiendo aquí las matemáticas involucradas se puede demostrar que, para un tambor horizontal con el nivel de movimiento entre el 1% y el 99% de la altura del tambor, la ganancia del proceso varía por ±77% alrededor de la media. Esto plantearía problemas con la sintonía del controlador. Sin embargo, tomando el enfoque más habitual de montar el medidor de nivel de modo que no funciona de la altura total del tanque, por ejemplo la localización de h0 y h100 en 15% y 85% de la altura del tambor, reduce la variación de la ganancia del proceso a ±23%. Este sería fácilmente acomodado por un controlador lineal bien afinado y, debido a la no linealidad, implica sacrificar sólo el 16% de la capacidad disponible teóricamente.

Sin embargo, es igualmente posible a través de un diseño pobre, para aumentar la no linealidad en gran medida por la mala ubicación de la varilla de nivel. Por ejemplo la localización de h0 cerca de la parte inferior de la embarcación y h100 en torno al 25% de la altura del depósito sería causar problemas de ajuste significativos. La Figura 4.5 ilustra esto.

El problema de la no linealidad es mejor evitar por lo tanto en la etapa de ingeniería de recipiente. Si el buque es o pretende proporcionar la capacidad de reacción, o proporcionará capacidad útil - incluso si no es su propósito principal, entonces hay dos criterios de diseño principales. La primera es la posición h0 y h100 tan lejos como sea posible sin invadir en ningún linealidad serio. Es

Figura 4.4 Verificación linealidad de indicador de nivel

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Figura 4.5 Indicador de nivel de mal colocado

para aprovechar al máximo la capacidad de los buques. Esto parece obvio, pero es muy común que los indicadores de un rango muy estrecho para ser montados en los buques de gran altura. El segundo, en cilindros horizontales y en esferas, es a la posición h0 y h100 simétricamente a cada lado de la línea central. El objetivo es asegurarse de que es igual capacidad de cada lado del controlador de SP de 50%. El controlador puede manejar por lo tanto igual a ambos aumentos y las disminuciones en el flujo. Por ejemplo, si hay menos capacidad por encima de la SP a continuación, tendrá que ser sintonizado para el flujo en los pliegues y no utilizar completamente la capacidad del buque cuando hay una disminución en el flujo del controlador.

Es común que el ingeniero de control de tener que lidiar con los problemas inherentes a un mal diseño. En caso de no linealidad presentar un problema, entonces esto se puede resolver con acondicionamiento de señal adecuada. Por definición, la medición de nivel (%) viene dada por:

Reorganización:

Sustituyendo h en la ecuación (4.5) (o la ecuación (4.6) para los buques esféricas) y la construcción de la ecuación resultante (o tabla de consulta) en los DCS permitirá Vm que se determine de forma continua desde L. Vm puede entonces también ser determinado como un porcentaje del volumen de trabajo (V). El uso de este valor como la medición del controlador presentará al operador proceso de una medida más fiable de inventario buque y los cambios en su valor será repetible con respecto a los desequilibrios de flujo - no importa lo que el inventario actual.Otros parámetros necesarios para permitir la optimización del regulador de calcularse se incluyen en la Figura 4.2. Ellos incluyen la perturbación del flujo normalmente se espera (f). Algunos juicio se debe utilizar en la selección de este valor. Si la planta todavía no se pone en servicio, o los datos históricos no está disponible por cualquier otra razón, a continuación, un valor de 10% del flujo máximo es un buen punto de partida. Si no existen datos de proceso a continuación, una inspección visual de las tendencias de flujo (ya sea de entrada o de salida) debe permitir un valor razonable para ser seleccionado. La consideración importante es la elección de una alteración

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normal, es decir, el tipo de trastorno es de esperar que no genere ninguna alarma de proceso. No estamos diseñando para una reducción catastrófica en la alimentación debido, por ejemplo, el fallo del equipo.

A menudo es el caso que un proceso en gran medida experimentar perturbaciones del flujo menor, pero con el malestar ocasional mayor. Esto puede ser causado por los interruptores de rutina en las condiciones del proceso, tales como cambios de secas, la regeneración del reactor, el cambio de tipo de alimentación, el cambio en el modo de funcionamiento, etc . Si esta es la situación, entonces dos valores de f debe ser elegido - f1 para las pequeñas perturbaciones frecuentes y f2 para el malestar ocasional más grande.

Una vez que el controlador se encargó su rendimiento debe ser monitoreado de cerca para confirmar que el valor (s) seleccionados son realistas. Por ejemplo, si la capacidad de reacción no está siendo plenamente utilizado por un control de nivel promedio, entonces un menor valor de f debe ser elegido y de la optimización del regulador vuelve a calcular. El método más simple de hacer esto es determinar qué fracción de la capacidad de respuesta se está utilizando y la multiplicación de la ganancia de control por parte de esta fracción.

El método de sintonización nos necesita para definir qué parte de la capacidad de los buques se puede utilizar. Esto es establecido por el parámetro d que se define como la desviación máxima (como un porcentaje) permitida desde el nivel de SP. Lo ideal es hacer el máximo uso de la capacidad de reacción, ésta debería ser la distancia entre el SP y la alarma más cercana. La colocación de alarmas alta y baja simétricamente a ambos lados de SP permitirá utilizar al máximo para hacer de la capacidad de reacción. Para el control ajustado un valor mucho más pequeño de d, por ejemplo 1%, sería seleccionado.

Dado que los controladores generalmente operan con su entrada y la salida en forma adimensional (por ejemplo, porcentaje de rango) necesitamos el factor (F) para convertir la salida del controlador en unidades de ingeniería. Si el controlador de nivel se conecta en cascada a un controlador de flujo entonces F es simplemente el rango del instrumento de flujo. Sin embargo, si el controlador de nivel actúa directamente sobre una válvula, F es el flujo con esta válvula completamente abierta. Si hay una medición de flujo, entonces este puede ser estimado mediante el uso de datos históricos para correlacionar el flujo contra la posición de la válvula. Si esto no es posible entonces F se pueden aproximar multiplicando el flujo de diseño en un factor de 1,3 - ya que este es típicamente el factor utilizado en el dimensionamiento de la válvula.

Por último tenemos el nivel de intervalo de exploración del controlador (ts).

4.3 Control de Nivel Estrecho.

Se requiere un control de nivel de opresión en situaciones en las que sostiene el nivel cercano a su SP es de mayor importancia que el mantenimiento de un flujo constante manipulado. Esto se aplica, por ejemplo, a un nivel de tambor de vapor donde queremos evitar el riesgo de enrutamiento de líquido en el colector de vapor y álabes de la turbina potencialmente perjudiciales. Del mismo modo, en un tambor de succión del compresor, queremos evitar la conducción hasta el compresor nada del líquido recogido en el tambor. Como veremos en el capítulo 12, ciertos tipos de controladores de nivel en columnas de destilación similar requieren un ajuste apretado. Si el nivel del tambor de reflujo se controla mediante la manipulación del flujo de reflujo entonces debemos manipular el flujo de producto de cabeza para controlar la composición del producto. Esto sólo tiene un impacto debido a que el controlador de nivel de batería y luego toma medidas correctivas y cambia el reflujo. Para que nuestro control de la composición de actuar lo más rápido posible, el controlador de nivel de batería debe estar bien ajustado. Esto igualmente aplicarse al controlador de nivel en la base de la columna, si está configurado para manipular la potencia del hervidor.

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La sintonización del controlador se obtiene primero el supuesto de que se aplica un controlador sólo proporcional.

que antes de la perturbación del flujo, el nivel está en el estado estacionario y en el SP, es decir, En-1 Será cero. Puesto que el desequilibrio de flujo (f) se han existido durante un ciclo intervalo de controlador (TS), el error de corriente (en forma adimensional) viene dada por

Con el fin de elevar el nivel de nuevo a estado de equilibrio que necesitamos para restaurar el equilibrio de flujo y por lo que el controlador debe cambiar el flujo manipulado por la perturbación del flujo (f). En forma adimensional esto significa

El control más ajustado posible sería tomar esta medida correctiva en el menor tiempo posible, es decir, el intervalo de exploración (ts). Al combinar las ecuaciones (4.9) a (4.11) podemos derivar la ganancia del controlador más grande posible (Kmax).

El Cuidado nuevo se debe tomar con la elección de las unidades de ingeniería. Intervalo de exploración del controlador (TS) en la mayoría de DCS se mide en segundos. Por lo tanto, si el rango de caudal (F) se mide en m3/hr, el resultado de este cálculo, se debe multiplicar por 3.600 para garantizar Kmax es adimensional. Si el flujo es en USGPM entonces se requiere un factor de 60. Si el flujo es en el TLP entonces un factor de 86 400 debe ser utilizado.

El examen de la ecuación (4.12) muestra Kmax es independiente de f. Esto significa que, sin importar el tamaño de la perturbación del flujo, el controlador establezca el SP del flujo manipulado igual al flujo variable en un intervalo de exploración. De la dinámica de la válvula de control de golf y el ajuste del controlador de flujo secundario (si está presente) supondrá el cambio en el flujo real se retrasará un poco, pero sin embargo, el controlador debe ser eficaz.

Examen similar del resultado muestra que Kmax es dependiente en los ts. A diferencia de la mayoría de los controladores de un pequeño cambio en el intervalo de exploración (por ejemplo, de 1 a 2 segundos) tendrá un efecto dramático en la afinación deseada.

Debido a que el controlador es sólo proporcional no puede devolver el nivel a su SP. Sin embargo el desplazamiento, dada por la ecuación (4.10), será extremadamente pequeña y probablemente no sería perceptible - incluso si hay perturbaciones sucesivas en la misma dirección que la primera.

Sin embargo, se puede añadir la acción integral. Para estimar la cantidad que primero determinar una constante de tiempo del buque (T) - medida sin controles en su lugar. Este se define como el tiempo necesario para que el nivel de cambiar por la desviación permitida (d) después de la perturbación del flujo (f). Lo administra

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Dado que se requiere control del nivel ajustado, tendríamos seleccionar un valor muy pequeño de d, por ejemplo 1%. La experiencia demuestra que, con en un rango razonable, el nivel de acción integral no es crítica para el rendimiento del controlador. Empíricamente, el establecimiento de Ti a 8T dará un buen rendimiento de control. Una vez más se debe tener cuidado con las unidades de ingeniería. Con f medido en m3/hr el resultado de T será en horas. A pesar de que es específico del sistema el valor de Ti se requiere generalmente en minutos y así un factor de 60 debe ser incluido. No sería necesaria ninguna factor de si el flujo es en USGPM. Un factor de 1440 debe ser utilizado si el flujo es en el BPD.

La acción de control adicional introducido significará que el controlador ahora corregir en exceso. Compensación por la adición de acción integral debe hacerse mediante la reducción de la acción proporcional. Una vez más empírica, aplicando un factor de 0,8 a Kmax funciona bien. La acción derivada no es normalmente beneficioso para control de nivel - de hecho, en la ausencia de cualquier tiempo muerto significativo incluso una pequeña cantidad de acción provocará inestabilidad.

El ajuste completo del regulador es por lo tanto:

El rendimiento de un controlador típico se muestra como en la Figura 4.6. En este caso, el flujo de entrada se incrementó en un 20% en el punto 8 minutos. El caudal de descarga se incrementa en la misma cantidad en menos de medio minuto. Sólo la dinámica de la válvula de control impide la corrección se hizo más rápidamente. Como resultado la perturbación al nivel sería poco probable que se notó en un proceso real. Debido a que el controlador incluye acción integral, el flujo de descarga excede brevemente el flujo de entrada con el fin de devolver el nivel a SP.

Si bien este enfoque será normalmente proporcionar un control efectivo de la presencia de ruido de medición puede presentar un problema. El valor de Kc derivada es probable que sea considerablemente mayor que la unidad y por lo tanto va a amplificar el ruido y en última instancia, puede causar daños a la válvula de control. Puede ser necesario reducir las desviaciones más grandes del SP aceptado ganancia del controlador. El uso de filtros puede ser contraproducente. El filtro se sumará desfase con relación a un proceso que es probable que tenga casi ninguno. El controlador entonces es probable que sea inestable y una gran reducción en

Figura 4.6 Control de nivel estrecho

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Figura 4.7 Efecto de filtro

será necesario evitar esta ganancia del controlador. Esto se ilustra en la Figura 4.7. El ruido se tratan mejor en la fase de diseño de los buques. La turbulencia en el recipiente puede ser causada por la velocidad del líquido que entra en el recipiente a través de la boquilla de entrada o, en el caso de los tambores de flash y los tambores de vapor, por ebullición. El uso apropiado de los deflectores y pozos aquietado reducirá el efecto de esta turbulencia tiene en la medición de nivel.

4.4 Control de Nivel Promediado

Control promediado de nivel se requiere en situaciones en las que mantener el flujo manipulado lo más constante posible es más importante que mantener el nivel en su SP. Por tanto, su objetivo sería hacer un uso completo de la capacidad de los buques sin violar las alarmas de nivel. Si no se apreciará la ventaja de un promedio de control de nivel, y la forma en que el diseño, es uno de los descuidos más comunes en la industria de procesos. Hay muchos procesos que se beneficiarían de ella en gran medida en términos de rechazo de perturbaciones.

Su aplicación más obvia es para alimentar la batería de sobretensión. Estos se incluyen en el diseño del proceso específicamente para reducir el efecto de las perturbaciones del flujo aguas arriba en el proceso aguas abajo. Instalación de control de nivel difícil en esta situación hace que el tambor ineficaz.

Sin embargo, hay muchas situaciones en las que la capacidad de reacción es un beneficio spin-off de un buque que está en su lugar para un propósito totalmente diferente. Por ejemplo, como veremos en el capítulo 12, que es común en una secuencia de columnas de destilación para una columna que se utilizará desde el tambor de reflujo de la columna anterior. Siempre que el controlador de nivel tambor manipula la alimentación a la columna corriente abajo calculando el promedio de control de nivel se puede aplicar para reducir al mínimo las perturbaciones del flujo de alimentación. Incluso si el producto de cabeza se dirige al almacenamiento, si el producto se enfría por intercambio de calor con otra corriente de proceso, a continuación, alteraciones en el balance de energía se pueden reducir. El controlador de nivel en la base de la columna puede ser explotada de manera similar si se está manipulando el flujo del producto de fondo. Sin embargo, el aumento de la capacidad disponible puede ser pequeña y por lo tanto ofrecen poca oportunidad.

También se debe tener cuidado si el rendimiento del calderín se ve afectado por las variaciones de nivel.

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El principal problema con un promedio de control de nivel es su aceptación por parte del operador del proceso. Para lograr su objetivo, el nivel de barco a menudo acercarse a los límites de alarma y puede tardar varias horas en regresar a SP. El operador puede ser muy preocupado por esto y no convenció del todo que el beneficio para la unidad aguas abajo la pena el riesgo aparente, no sin razón, un enfoque más cauteloso puede disipar estas preocupaciones. Inicialmente sintonizar el controlador para utilizar sólo una parte de la capacidad disponible y la demostración de que con el tiempo no viola este límite será ayudar a persuadir al operador que acepta la utilización de toda la capacidad disponible - en particular si el beneficio es demostrable.

Es probable que haya otros problemas similares. Algunos sitios permiten a los operadores configurar alarmas de proceso, los cuales a menudo se configurarán de forma conservadora y tendrán el operador que convencer para relajarse en la medida de lo posible. El operador puede introducir asimetría. Él puede estar preocupado por potencial de cavitación de la bomba y por lo tanto más preocupado por una reducción en el nivel en vez de un aumento. Se aumentará el SP nivel por encima de 50% y también puede aumentar la posición de la alarma de nivel bajo. Esto significa pleno uso no está hecho de la capacidad de reacción cuando hay un aumento de flujo. Lo contrario también puede aplicar, por ejemplo, si el operador está más preocupado por llenar demasiado el recipiente.

El método utilizado para sintonizar el controlador es muy similar a la que se aplica al control de nivel ajustado. Comenzamos como antes con un controlador sólo proporcional. Sin embargo, en lugar de eliminar el desequilibrio del flujo lo más rápido posible lo hacemos lo más lentamente posible. En este caso, el controlador tomará mucho más que una exploración para hacer la corrección, es decir,

Para hacer pleno uso de la capacidad que le permita el nivel de acercarse a la alarma antes de que se alcanza el estado de equilibrio. En otras palabras, diseñamos para un desplazamiento de d, es decir,

Al combinar las ecuaciones (4.11), (4.15) y (4.16) se calcula la ganancia del controlador más pequeño posible (Kmin).

Esto, sin embargo, es sólo un primer paso en el diseño del controlador. A diferencia del control de nivel ajustado no podemos retener a un solo controlador de este tipo proporcional. Como podemos ver en la Figura 4.8 el nivel, tal como fue diseñado, se mantiene en el límite de alarma fijado en 90%.

Vamos a necesitar acción integral para devolver el nivel a su SP en preparación para la siguiente perturbación. Determinamos esto usando el mismo método que para el regulador ajustado. El ajuste completo se convierte entonces en

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La figura 4.9 muestra cómo este controlador sería responder a la perturbación del flujo f con un SP de 50% y alarma de nivel alto en 90%, es decir, d se establece en 40%. El flujo incontrolado se incrementó como un cambio de paso.

Figura 4.8 Interino Sólo Control Proporcional

Como puede verse en el flujo manipulado se incrementó lo más lentamente posible sin violar la alarma. Este aumento tomó alrededor de 30 minutos, en comparación con el incremento casi instantáneo que fue hecho por el controlador apretado - estabilizar sustancialmente el proceso aguas abajo.

La Figura 4.10 ilustra cómo varían constantes de ajuste, en un tambor de compensación típica, como se cambia la desviación máxima (d) de 1% hasta el máximo de 50%. Recordando que la acción integral se rige por la relación Kc / Ti, el cambio en la sintonización de pasar de ajustado al promedio es más de tres órdenes de magnitud.

Es común para este enfoque para determinar un valor para Ti que es mayor que el máximo soportado por el DCS. En estas circunstancias, uno de los dos enfoques se pueden tomar. La primera es simplemente establecer Ti al máximo que el sistema apoyará y

Figura 4.9 Evolución Del Promedio De Control De Nivel

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Figura 4.10 Efecto De La Desviación Permitida De Constantes De Ajuste

aceptar que el uso completo no se hará de la capacidad de reacción disponible. Claramente, si este es eficaz dependerá de cuánto se compara mayor es el valor ideal para la máxima.

El enfoque alternativo consiste en aplicar un único controlador proporcional. Debido a esto provocará un desplazamiento, tenemos que asegurarnos de que el desplazamiento no viola una alarma. En lugar de utilizar la perturbación normal al determinar la ganancia de controlador hay que utilizar en su lugar el caudal mínimo y el máximo. El controlador está diseñado para que el nivel será en SP cuando el flujo está a medio camino entre estos valores. El nivel será a la baja de alarma con el caudal mínimo y el elevado de alarma en el flujo máximo. La base de diseño más conservador es asumir el caudal mínimo es cero y la máxima es F. La desviación máxima de la media de flujo es por lo tanto F / 2. Sustitución de la f perturbación normal en la ecuación (4.17) con este valor da

Si esto es una solución más eficaz que el uso del valor máximo de Ti dependerá del patrón de las perturbaciones del flujo. Si los flujos mínimos y máximos sólo rara vez se abordan a continuación, no se usará la capacidad de reacción completa. Esto es particularmente cierto si f es pequeño en comparación con el rango de variación de caudal. Figura 4.11 compara el rendimiento del controlador proporcional al controlador PI, en términos de la modificación introducida en el flujo manipulado.

El controlador proporcional, ya que debe tener una ganancia más grande, inicialmente el flujo cambia más rápidamente. El controlador PI debe aumentar el flujo por encima del valor de estado estable con el fin de elevar el nivel de vuelta a SP, pero el exceso es pequeño y puede reducirse aún más si es necesario mediante el aumento de Ti

Recuerde que si un controlador proporcional-sólo se configura como proporcional-en-PV, no responderá a los cambios en SP. Esto puede considerarse ventajoso ya que impide que el operador cambiar el SP en un valor donde el desplazamiento viola una alarma. Sin embargo, podría crear problemas con la aceptación del operador, en cuyo caso el algoritmo proporcional-on-error se puede utilizar.

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Figura 4.11 Comparación Solamente Y Control PI Entre P

Una diferencia notable entre el cálculo para promediar control y los del ajuste apretado es la omisión de ts de los cálculos. Cambiar el intervalo de exploración del controlador no tiene ningún efecto del ajuste del regulador. Sin embargo Kc, a diferencia de un estricto control, ahora es fuertemente dependiente de f. Esto plantea la cuestión de cómo el controlador se encargará de trastornos diferentes de diseño. La figura 4.12 muestra que una perturbación 25% más grande que el diseño hace que una violación de alarma - casi superando el rango del instrumento. Del mismo modo una perturbación 25% más pequeñas resulta en la infrautilización de la capacidad de reacción.

La forma más sencilla es ajustar el controlador a partir del mayor perturbación que normalmente se espera. Aunque esto va a evitar alarmas se underutilise capacidad de reacción. Esta será una desventaja significativa si las perturbaciones más grandes son relativamente poco frecuentes. Bajo estas circunstancias, un mejor enfoque sería el uso de un algoritmo de control no lineal. Varios

Figura 4.12 Impacto Del Tamaño De Perturbación Del Flujo En El Regulador Linear

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diferentes tipos de algoritmo se incluyen en muchos DCS. Están diseñados específicamente para un promedio de control de nivel. Mientras que pueden ser ajustados para dar un estricto control, que no ofrecen ninguna ventaja en estas condiciones sobre la versión lineal normal.

4.5 Error- Controlador Ajustado

El algoritmo más conocido no lineal es el error al cuadrado. Puesto que el controlador funciona con un error de escala adimensional entre 0 y 1 (o 0% y 100%) el cuadrado del error tendrá el mismo rango. Estrictamente el error no es cuadrado, pero multiplicado por su valor absoluto, porque tenemos que mantener la señal si el error es negativo. El efecto se ilustra en la Figura 4.13.

Como se ocasionalmente se indica en algunos textos, de error-cuadrado no compensa la no linealidad entre la indicación de nivel y el volumen de líquido en tambores cilíndricos horizontales (o esferas).

No es habitual para cuadrar cada término de error en el controlador de forma individual. El enfoque más común es multiplicar la ganancia del controlador por el valor absoluto del error. La omisión del término derivativo (ya que normalmente no requieren esto para promediar control de nivel) la ecuación de control se convierte en:

El efecto de la tasa adicional | En | plazo es aumentar la ganancia del regulador eficaz como los aumentos de error. Esto significa que el controlador responderá con mayor rapidez a las grandes fluctuaciones, y en gran medida caso omiso de los pequeños.

La afinación se calcula usando el mismo enfoque que para el algoritmo lineal. En primer lugar, determinar Kmin para un controlador sólo proporcional basado en la restauración del equilibrio de flujo cuando el desplazamiento ha llegado a la alarma. En su forma más continua, podemos escribir el algoritmo de control como:

Figura 4.13 Efecto De Error-Cuadratura

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Combinando con la ecuación (4.11) da

Siguiendo el mismo criterio que el algoritmo lineal, la puesta a punto completa se convierte en

Ti y Td se determinan como en la ecuación (4.18). Figura 4.14 compara el rendimiento de este controlador en comparación con la de la versión lineal. Se reúne el criterio de diseño de utilizar plenamente la capacidad de reacción y sin violar la alarma. Sin embargo, parece mostrar un comportamiento oscilatorio como el nivel vuelve a SP. El efecto del error de cuadratura-es reducir la ganancia del controlador a cero cuando el error es cero. A medida que el nivel vuelve a SP significa el pequeño ganancia del regulador eficaz, que es tomado muy pocas medidas correctivas y se supera el nivel de SP. No es hasta de error se acumula suficiente que la ganancia del controlador aumenta suficiente para que el desequilibrio de flujo que se invierta y el ciclo se repite entonces.

En teoría esta oscilación también se reflejará en el flujo. Sin embargo, estos cambios serán casi imperceptibles, que no tiene efecto sobre el proceso de aguas abajo. El nivel de cambio es un inconveniente menor. Sin embargo, si es observado por un operador proceso ya regañadientes, que puede causar dificultad en la aceptación. Y, si se ha instalado un optimizador de tiempo real, su lógica de detección de estado estacionario puede reducir la frecuencia de ejecuciones.

Figura 4.14 Rendimiento de error-cuadrado frente lineal

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Afortunadamente, existe una solución sencilla en la mayoría de DCS. En lugar de proporcionar algoritmos lineales y error-cuadrado separados los DCS por lo general incluyen un algoritmo de doble propósito.Un ejemplo típico es:

El término adicional (C) da el ingeniero de la opción de cambiar entre los algoritmos. Configuración C a 1 dará error cuadrado, mientras que si se establece en 0 da rendimiento lineal. Pero el ingeniero es libre de elegir cualquier valor entre estos límites. Al elegir un valor cercano a 1, el controlador se conservan en gran medida el rendimiento no lineal, pero la ganancia del controlador eficaz ya no será cero como el error cae a cero. Ajuste del regulador se convierte en:

Ti y Td se determinan como en la ecuación (4.18). La figura 4.15 muestra el rendimiento de este controlador (con C fijado en 0.9) para el diseño y la perturbación de perturbaciones 25% más grandes y más pequeñas que el diseño. La adición de la pequeña cantidad de acción lineal se ha eliminado debido a que el comportamiento oscilatorio y, para el caso del diseño, dado el rendimiento prácticamente idéntica a la del controlador lineal. Este algoritmo sin embargo supera el controlador lineal para los casos sin diseño. La comparación de las respuestas a los de la figura 4.12, para las perturbaciones más grande que el nivel de diseño viola la alarma por menos y por un período más corto. Para trastornos más pequeños que el diseño se recurre más a la capacidad de reacción. Si bien no resuelve completamente el problema de la variación de las perturbaciones del flujo sí ofrece una mejora sustancial en el rendimiento.

Debe tenerse en cuenta que el cálculo de sintonización presenta como ecuaciones (4.23) y (4.25) son para los algoritmos de control exactamente como se describe. DCS contienen muchas variaciones del algoritmo de error cuadrado. Incluso cambios relativamente menores en el algoritmo puede tener importantes

Figura 4.15 Impacto del tamaño de perturbación del flujo en el controlador de errores al cuadrado

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efectos sobre el ajuste requerido. Por ejemplo, elevar al cuadrado cada término de error aparece de forma individual para hacer un cambio menor en la acción integral, es decir,

Comparando esto con el controlador descrito por la ecuación (4.20), el valor previo del error (En-1) ahora es múltiple por |En-1 | en lugar de | En |. Puesto que los dos valores se miden sólo un intervalo de exploración separado, serán casi idénticos y uno pensaría que esto tendría poco impacto del ajuste del regulador.

Tomando el mismo enfoque que la ecuación (4.15))

Combinando esto con las ecuaciones (4.11) y (4.16), y aplicando el factor 0,8, da

Comparando este resultado a que en la ecuación (4.23) muestra que un cambio muy pequeño para el algoritmo requiere que la ganancia del controlador se redujo a la mitad para dar el mismo rendimiento. Otros cambios que se ofrecen dentro de algunos DCS incluyen la opción de aplicar errores cuadratura selectivamente a cada una de las acciones proporcional, integral y derivativa. Hay también formas del algoritmo de control que incluyen otros parámetros para permitir que el ingeniero para especificar el tipo de no linealidad, por ejemplo:

C puede ajustarse entre 0 y 1. Si se establece en 1 y el término de ganancia no lineal (Kn) a cero da la misma forma que el error cuadrado algoritmo como se describe por la ecuación (4.20). Del mismo modo el establecimiento C a 0 y Kn a 1 reduce el controlador para la forma lineal. El controlador se describe en la ecuación (4.24) puede ser emulado por el establecimiento de Kn (1 ° C). Sin embargo, otros valores de Kn se pueden utilizar - aunque probablemente con poco beneficio. Ajuste del regulador se determina a partir de:

Ti y Td se determinan como en la ecuación (4.18).

4.6 Controlador de Brecha

Un enfoque alternativo para la introducción de la no linealidad en el controlador es mediante la introducción de una brecha. En su forma más simple, esto introduce una banda muerta alrededor de la SP en los cuales ninguna acción de control se lleva a cabo. Fuera de la banda muerta del controlador se comporta como un controlador lineal convencional. La brecha se ha configurado por el ingeniero como una desviación de SP (G%).

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Figura 4.16 Evolución del controlador brecha con banda muerta

El ajuste se da por:

Ti y Td se determinan como en la ecuación (4.18). La figura 4.16 muestra el comportamiento de este control con G del 5% cada lado del SP. En esta forma se presenta un comportamiento similar a la del controlador de errores al cuadrado, ya que nunca se asentará en el SP. Dentro de la banda muerta no se toman medidas de control y así se mantendrá el desequilibrio del flujo hasta que el nivel llegue al borde de la banda. Momento en el que se tomen medidas correctivas para invertir la dirección. Aunque una vez más esto tiene poco impacto en el proceso aguas abajo, no es deseable por las mismas razones que se describen para el controlador de error cuadrado, es decir, la aceptación y el operador de detección del estado estacionario.

La solución es aplicar una ganancia diferente de cero dentro de la brecha. Para preservar el comportamiento no lineal requerido el valor elegido debe ser sustancialmente menor que la utilizada fuera de la banda muerta. La mayoría de los DCS permiten el ingeniero para definir el valor como una proporción (Kr) donde

en cuyo caso el ajuste se obtiene a partir

Normalmente Kr es elegido para ser alrededor de 0,1, lo que dará un rendimiento muy similar a como el controlador de errores al cuadrado - incluyendo su capacidad para manejar mejor las perturbaciones nondesign.

Alternativamente, un valor para (Kc) brecha se puede elegir y utilizar en el siguiente método de sintonización.

Sin embargo, el algoritmo de brecha se utiliza mejor en situaciones en las que las perturbaciones del flujo se pueden clasificar en dos tipos - los cambios relativamente pequeños (f1) que tienen lugar con frecuencia ycambios más intermitentes mucho más grandes (f2). El

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controlador está diseñado para hacer frente a la perturbación más pequeña dentro de la brecha, por lo tanto

El saldo de la perturbación se trata a continuación con el uso de la capacidad de los buques restante, por lo tanto

Sustituyendo las ecuaciones (4.35) y (4.36) en la ecuación (4.32))

La clave para el rendimiento de este controlador es la elección de G. En primer lugar, el mismo valor se debe utilizar para variaciones tanto positivas como negativas de SP. Esta simetría, junto con los límites colocados simétricamente alto y bajo nivel, se asegura de que no tenemos que ajustar el controlador de perturbaciones en la dirección más exigente y por lo tanto subutilizadas capacidad de reacción de las perturbaciones en la dirección opuesta.

Para la brecha a ser beneficioso Kr debe ser inferior a 1. La aplicación de esta restricción (4.37) resulta en la ecuación

La aplicación de un límite más realista (por ejemplo, 0.1) los resultados Kr en

La más amplia hacemos G, el más pequeño hacemos la capacidad del tambor que el controlador puede utilizar para hacer frente a la perturbación más grande. Por consiguiente, se requiere una ganancia del controlador más grande. Esta ganancia dada por la ecuación (4.36) no debe ser superior a la requerida para el control de apretado tal como se determina por la ecuación (4.14).

Una vez más se debe tener cuidado con la elección de las unidades de ingeniería. Entre estas limitaciones la elección de G es un compromiso. Los valores más altos harán un mejor uso de la capacidad de reacción en pequeñas perturbaciones, pero dejarán poca capacidad para suavizar los cambios de flujo más grandes. Ti y Td se determinan como en la ecuación (4.18).

Figura 4.17 muestra el rendimiento de un controlador de brecha bien afinado. En este caso, G se fija en 30% y el flujo cambió por f1. La línea roja muestra que el aumento de la capacidad se utiliza según lo especificado. La línea de color negro muestra el resultado de un cambio de flujo de F2, que es 4 veces más grande que f1. Los picos de la desviación del nivel de 40%, el valor en este caso para d. De la ecuación (4.37), podemos ver que Kr se fija en 0,11.

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Figura 4.17 Evolución del controlador de vacío con muy diferentes trastornos

4.7 Impacto del Ruido en Promedio de Control

El efecto del ruido de medición en un promedio de control de nivel es algo diferente a su efecto sobre el control ajustado. La transmisión de ruido a la válvula de control es menos probable que sea un problema debido a que la ganancia del regulador es sustancialmente más pequeño. Tampoco es probable que la introducción de un filtro y su retraso asociado dará problemas de estabilidad. Sin embargo, cuando se utiliza el aumento de la capacidad plena, ya que el nivel se aproxima a los límites de alarma, el ruido hará que las falsas alarmas. Esto se puede evitar mediante la reducción del valor elegido para d para tener en cuenta la amplitud del ruido. Esto aumentará Kc y reducir el uso de la capacidad de reacción. Filtrado no eliminará la necesidad de aumentar Kc. No tendrá ningún efecto en las alarmas a menos que el valor filtrado es utilizado por el controlador y la alarma. El retraso introducido retrasará la respuesta del controlador. A medida que el tamaño de la perturbación del flujo se acerca al valor de diseño, el nivel verdadero violará la alarma antes de que el controlador puede completar su corrección.

Se podría pensar que los controladores no lineales tratan mejor con el ruido y por lo tanto, pueden ser considerados para el control de nivel ajustado, donde la ganancia del controlador de alto, de otro modo amplificar el ruido. En teoría, para las pequeñas perturbaciones, la ganancia del controlador efectiva es pequeño y por lo tanto, poco ruido se pasa al flujo de manipulado. Sin embargo, tales controladores, para compensar la poca acción tomada en el comienzo de una perturbación, requieren una ganancia superior a la de un controlador lineal. Esto significa que, ya que el nivel se mueve lejos de SP, la amplificación de ruido será peor que la de un controlador lineal.

Con los controladores que son no lineal en todo el rango de error, como error-cuadrado, el ruido puede causar un comportamiento oscilatorio. Diferentes beneficios se aplicarán a los picos positivos y negativos del ruido - por lo que el rendimiento medio del controlador será diferente que si no había ruido. Esto se ilustra en la Tabla 4.1. Se muestra la situación en la que, en el tiempo de ¼ de t, el SP se cambia de 60% a 50%. Como el lucio del ruido, de? 1% en todo el PV, se produce en los próximos cuatro intervalos de exploración del controlador. Dado que el algoritmo es proporcional-en-PV, la acción proporcional en respuesta al cambio en SP debe ser cero. Pero el ruido hace que la acción proporcional del 0.02Kc. Y la acción integral produce un cambio 0.02Kc.ts/Ti

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Tabla 4.1 Efecto del control cuadrado error sobre el ruido

mayor de lo que sería sin ruido. Aunque pequeño, estos cambios se repiten para cada pico de ruido. Aceleran el retorno a la SP y pueden desencadenar un comportamiento cíclico.

Esto se ilustra en la figura 4.18, donde? 1% del rango de medición se ha añadido ruido de al ejemplo del controlador de error-cuadrado como se muestra la figura 4.14. El controlador todavía responde bien a los cambios de flujo, pero a medida que regresa a la no linealidad SP aparece para amplificar el ruido de algo en exceso de 10% - a pesar de la ganancia del controlador se aproxima a cero. De hecho, la combinación de ruido y la no linealidad está provocando una oscilación con un período de aproximadamente dos horas.

El efecto puede ser reducido por el uso del algoritmo de doble propósito descrito en la Ecuación (4.24), pero para eliminarlo C tendría que establecerse cerca de 1, casi eliminando la no linealidad del todo. La frecuencia de oscilación es demasiado bajo para que haya un impacto notable en el flujo manipulado, por lo que el regulador aún está cumpliendo con el objetivo de mantener esto lo más constante posible. Sin embargo, éste aparecerá al operador como si no está funcionando bien. Aunque el filtrado el PV puede eliminar la causa del problema hemos demostrado que esto resulta en menos de la capacidad de reacción disponible siendo utilizados.

La mejor solución es utilizar un controlador de vacío tal como se establece en las ecuaciones (4.35) a (4.37). Dado que la no linealidad sólo existe cuando el nivel de cruza dentro o fuera de la brecha a continuación, para la mayoría de las veces la misma ganancia se aplica a ambos picos positivos y negativos del ruido.

Figura 4.18 Rendimiento de error-cuadrado controlador con ruido

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En efecto, si el controlador de brecha no se requiere para manejar muy diferentes perturbaciones del flujo, la banda muerta se puede establecer en un poco más grande que la amplitud de ruido por lo que el ruido se ignora completamente cuando el nivel está cerca de SP. Algunos sistemas de apoyo a más de una banda por definir. Por ejemplo de programación de ganancia, como se describe en el Capítulo 3, podría ser configurado para utilizar diferentes valores de ganancia del controlador para diferentes desviaciones del nivel de SP. Las ganancias se determinan a partir de las ecuaciones (4.35) y (4.36).

4.8 Enfoque General para la Puesta a Punto

Hasta ahora hemos adoptado un enfoque de la optimización del regulador, que es específico para el control de nivel. No se puede aplicar a otros procesos de integración de este tipo como algunas aplicaciones de presión y control de la temperatura. Hemos hecho esto porque los métodos convencionales de ajuste no se prestan fácilmente a un promedio de control o de algoritmos de control no lineal. Esto no quiere decir que no podemos aplicar los métodos convencionales para el control de nivel ajustado mediante el algoritmo lineal.De hecho, podemos predecir la ganancia de proceso que de otra que obtener pruebas de la planta. Considere la ecuación general para un proceso de integración:

Podemos escribir esto (en forma adimensional) para nuestro buque:

Pero podemos predecir la tasa de cambio de nivel del volumen de trabajo de la embarcación:

Combinando las ecuaciones (4.42) y (4.43) nos permite predecir la ganancia de proceso. Si F se mide en m3/hr y V en m3 entonces

Para el cálculo de constantes de ajuste también necesitamos el tiempo muerto del proceso (y). Para la mayoría de los controladores de nivel este será pequeño. La elección de un valor de unos segundos se traducirá en la optimización del regulador que dará un rendimiento similar a la dada en la ecuación (4.14).

Hay controladores de nivel que tienen tiempos muertos sustanciales. Considere el proceso en la figura 4.19. Nivel en la base de la columna de destilación se controla mediante la manipulación de la potencia del hervidor. A diferencia de la mayoría de los controladores de nivel sería difícil (y probablemente no fiable) para predecir la relación entre PV y MV. Además el rehervidor introduce un gran retardo. La única forma práctica de la identificación de la dinámica del proceso sería una prueba de la planta, tal como se describe en el capítulo 2. El controlador entonces puede ajustar mediante la aplicación de uno de los métodos descritos en el Capítulo 3. Esto, a diferencia de la mayoría de los controladores de nivel, es probable que se beneficien de la utilización de la acción derivada.

Sin embargo, si esta estrategia de control de nivel se debe seleccionar requiere una cuidadosa consideración. La dinámica del proceso restringirán lo fuerte se puede controlar el nivel de

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Figura 4.19 El control de nivel de columna mediante la manipulación de la potencia del hervidor

sin llegar a ser inestable. Si bien en algunos casos puede haber ninguna alternativa práctica, su lenta respuesta a las perturbaciones puede restringir el ejercicio de otros controladores. Por ejemplo la composición del producto se puede controlar mediante el ajuste de la SP del controlador de flujo de fondos se muestra. Es poco probable que la LC podría hacer frente a los cambios rápidos a este flujo, o para el flujo de reflujo, y la corrección de la composición fuera de grado solamente podría tener lugar lentamente. Los detalles completos de los métodos alternativos están en el Capítulo 12.

4.9 Control De Nivel De Tres Elementos

Tres-elemento de control de nivel se aplica más comúnmente para el control de nivel de agua en tambores de vapor en calderas. Sin embargo, es aplicable a muchas otras situaciones donde se requiere control de nivel de apretado y se hace difícil por la dinámica inusual.

El primer problema más comúnmente encontrado es estupendo. El agua en el tambor de vapor contiene burbujas de vapor que se expanden si se reduce la presión en el tambor, aumentando así el nivel de líquido. Por lo tanto, si hay un aumento de la demanda de vapor, que provoca una caída transitoria de la presión del tambor, el controlador de nivel va a reducir el flujo de agua con el fin de corregir la evidente aumento en el nivel. Por supuesto, en el aumento de la demanda de vapor que necesitamos un mayor flujo de agua. En última instancia, se restaurará La presión en el tambor, por ejemplo, por un controlador de presión en el colector de vapor cada vez mayor el deber de la caldera, y el controlador de nivel en última instancia, aumentar el flujo de agua. Sin embargo, para que el controlador sea estable, su comportamiento inicial significa que tendrá que actuar mucho más lentamente que el controlador ajustado se define en la ecuación (4.14).

Este problema puede ser resuelto mediante el uso de un instrumento de nivel de tipo DP que mide efectivamente la masa de líquido en el tambor en lugar de su volumen. Dado que el efecto es causado por una reducción en la densidad del fluido, en lugar de un aumento en su inventario, un instrumento de medición de la cabeza de líquido responderá correctamente. Sin embargo algunos de los incrementos en el nivel puede ser debido a la expansión de las burbujas en los tubos que suministran al tambor, que hace que el agua adicional para entrar en el tambor. Además la legislación local puede dictar, por razones de seguridad, que el nivel de líquido real debe medirse y usarse para el control. Bajo estas circunstancias, el problema puede ser aliviado mediante la aplicación de un término de corrección a la medición de nivel.

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Figura 4.20 Control de nivel de tres elementos

El término K se determina empíricamente a partir de datos de proceso y tiene el efecto de aumentar la medida de nivel de transmisión al controlador cuando la presión medida aumenta por encima de la presión normal de funcionamiento.

El controlador de nivel también puede tener que hacer frente a la respuesta inversa. El agua de alimentación de caldera idealmente se calienta en el economizador hasta el punto de ebullición del agua a presión tambor. Sin embargo, esto a menudo no se logra de manera que cuando el agua fría entra en el tambor que causará una caída en la temperatura, lo que provoca burbujas de colapso y el nivel del agua a caer. Mientras controladores generalmente se pueden ajustar para manejar respuesta inversa, tienen que estar atentos a actuar más lentamente para evitar la inestabilidad.

Tres-elemento de control de nivel (Figura 4.20) es una técnica que introduce un elemento de alimentación en avance en el controlador. Se incluye una muestra del flujo de vapor que sale del tambor. Cualquier cambio en este flujo se pasa inmediatamente al flujo de agua a fin de mantener el balance de masa.Esto responde en gran medida el objetivo de control de nivel de fuerza. El controlador de nivel se mantiene como un controlador de retroalimentación para compensar cualquier flujo de errores y para permitir que el operador cambie el SP, si es necesario. Pero puede ahora ser sintonizado para actuar de forma relativamente lenta.

Las señales de alimentación directa y retroalimentación tradicionalmente se combinan utilizando un algoritmo de sesgo, que no hace sino aumentar las señales. Sin embargo, esto requiere que las dos mediciones de flujo están en las mismas unidades de ingeniería. Cuando el flujo de agua se mide en m3/hr y el flujo de vapor en te / hr esto ya está arreglado. Si se utilizan unidades inconsistentes a continuación, se requiere un factor de escala. Alternativamente se puede usar un algoritmo de relación. Esto multiplica las dos señales, manteniendo efectivamente el flujo de agua como una proporción regulable del flujo de vapor de agua-en donde esta proporción puede estar en cualquier unidad. Los detalles de estos algoritmos se incluyen en el capítulo 6.

Se debe tener cuidado si el esquema de relación de alimentación hacia adelante se implementa como una adición a un controlador de nivel existente. Desde el controlador de nivel ahora se manipula el objetivo relación en lugar de controlador de flujo escupe ganancia del controlador puede necesitar ajuste. El controlador, de trabajo en forma adimensional, va a generar un cambio en la salida (DM) que se convierte a fluir cambio en unidades de ingeniería (DF) utilizando los rangos del flujo y controladores de nivel, es decir,

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Con la relación en lugar del rango de la relación de algoritmo sustituye a la del controlador de flujo y el cambio en la relación de destino se convierte en cambio en el flujo de agua multiplicándolo por el flujo de vapor medido (Fsteam), es decir

Esto va a cambiar la ganancia del regulador eficaz. Para compensar esto, la ganancia del controlador existente debe multiplicarse por

Desde Fsteam no es una constante, esto sugeriría que necesitamos volver a sintonizar el controlador como los cambios en el flujo de vapor. Sin embargo, desde el controlador de nivel es menos crítico con el esquema de alimentación directa en el lugar, el uso de la gama de la metro vapor en lugar de Fsteam resultará en sintonía conservadora que sea estable en todo el rango operativo. Además, si la instrumentación está bien diseñado entonces el rango de la metro vapor será similar a la del agua. El rango de la relación se elige de la configuración. Puesto que la relación real cambiará poco entonces debería ser posible seleccionar una gama de modo que la ecuación (4.48) genera un factor de corrección cercana a la unidad - evitando así cualquier ajuste de sintonización. Esto es de particular beneficio si el operador está autorizado para desactivar selectivamente la parte de alimentación directa del esquema, por ejemplo debido a un problema con el instrumento de flujo de vapor, ya que evitaría la necesidad de cambiar entre dos valores de ganancia del controlador.