controle de processos industriais parte 5

8/17/2019 Controle de Processos Industriais Parte 5

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97Notas de Aula de Controle de Processos Industriais – Prof. Lúcio Passos

Parte 5 – Estratégias para controle multimalha

5.1. Definições

O termo “Estratégia” diz respeito à forma como os recursos disponíveis são alocadospara que determinado objetivo seja alcançado.

No contexto de controle de processos, os recursos podem ser instrumentos de medição,atuadores e blocos de cálculo (controladores, filtros, compensadores, funções aritméticas, etc).Ao combinar estes elementos, é possível criar estratégias que permitem anteciparperturbações, compensar não-linearidades, tratar restrições, minimizar limitações deatuadores, entre outras muitas aplicações.

A Figura 1 mostra um esquema de um sistema de controle. Na camada inferior estão

representados os instrumentos e equipamentos presentes na planta (sensores e atuadores). Acamada superior representa o equipamento de controle e suas funções matemáticasprogramáveis. As estratégias de controle definem como estas funções irão ser combinadas ecomo serão processados os sinais recebidos de sensores ( PV’s) e setpoints (SP’s) para a geraçãodos sinais de comando para os atuadores (MV’s).

Figura 1 – Recursos de um sistema de controle

A estratégia de realimentação simples (feedback) é a mais elementar, pois necessitaapenas de um sensor, um atuador e um controlador. As outras utilizam um número maior desensores ou atuadores, potencializando resultados. A tabela 1 apresenta as estratégias decontrole que serão estudadas e os recursos utilizados por cada uma. Algumas utilizam umacombinação com mais de uma PV e MV para desempenhar sua função.


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Tabela 1 – Algumas estratégias e os recursos utilizados

5.2. Realimentação Simples ( feedback )

É a estratégia mais elementar, constituída de um sensor/transmissor, um controlador eum elemento final de controle, interligados formando um elo de realimentação.

Figura 2 – diagrama de bloco da estratégia “feedback”

Ela é capaz de manter a malha com erro nulo em regime permanente (bastando umpólo na origem). No entanto, possui limitações na rejeição de distúrbios de carga devido aotempo morto na atuação e pelo fato de se basear no erro de controle, ou seja, espera que oerro aconteça para depois corrigir.


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5.3. Controle mestre-escravo ( cascate-loops )

É uma estratégia onde dois controladores são associados em série, resultando numamalha externa (mestre) e numa malha interna (escrava).

Figura 3 – diagrama de blocos da estratégia Mestre-Escravo

A figura 3a mostra o diagrama de blocos de uma malha realimentada simples. Repareque o processo foi dividido em “processo interno” e “processo externo”. O interno representa arelação entre a saída do controlador e uma variável interna (PV i). O segundo representa arelação entre esta variável interna e a variável controlada (PV e). Se a variável interna (PVi) émedida, então é possível criar um elo de realimentação interno com um segundo controlador(figura 3b). Nesta configuração, a saída do controlador externo determina o setpoint da malhainterna, enquanto a saída da malha interna é a MV do processo externo.

Um controle feedback é semelhante a ummotorista que controla a direção do carroolhando a pista pelo retrovisor.

(vazão decombustível)

(temperatura)(saída de TIC)

PVePVi


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Com esta divisão, também passamos a ter distúrbios internos e externos. Os distúrbiosexternos (De) são perturbações que afetam diretamente a variável controlada (PV e). Já osdistúrbios internos (Di) são perturbações que afetam diretamente a variável interna (PV i).

Para exemplificar, considere um forno cuja temperatura é controlada pela vazão decombustível enviado ao seu queimador (Figura 4). Neste caso, o processo interno representa arelação entre a saída do controlador (MV de TIC) e a vazão de combustível. Já o processoexterno representa a relação entre a vazão de combustível e a temperatura interna do forno. Odistúrbio interno é qualquer evento que perturbe diretamente a vazão de combustível, porexemplo, variações na pressão da linha. Já o distúrbio externo é qualquer evento que perturbediretamente a temperatura do forno, por exemplo, abertura da porta do forno oucarregamento de material.

Se existe um instrumento para medir a vazão de combustível, então é possível criar umarealimentação interna para o controle desta vazão. Esta configuração é mostrada na figura 5.

Figura 4 – controle de temperatura com estratégia feedback simples.

Figura 5 – controle de temperatura com estratégia mestre-escravo.

Nesta aplicação, a grande vantagem da utilização da malha interna está em sua maioragilidade para compensar os distúrbios internos. Uma eventual variação na pressão da linha,por exemplo, causaria uma variação na vazão que, após um tempo, perturbaria a temperaturado forno. Com o elo interno, esse evento é rapidamente percebido e compensado pelocontrolador interno.

A utilização da malha interna traz dois benefícios:


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O distúrbio interno é compensado pelo elo interno de maneira mais rápida,reduzindo seu impacto na malha externa

O elo interno possui ganho unitário (é uma malha fechada). Mesmo que oprocesso interno Gi(s) seja não- linear, a malha externa irá “enxergá -lo” comoum elemento linear.


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Exemplo 2

O controlador TIC02 atua na vazão de fluido de refrigeração que alimenta o trocador comobjetivo de controlar a temperatura do fluido de processo. As perturbações de carga maisprevisíveis são as variações na vazão e na temperatura do fluído de processo (distúrbiosexternos) e a variação na vazão do fluido de refrigeração (distúrbio interno). Ao invés deTIC02 atuar diretamente na válvula de controle, ele gera setpoint para FIC01, que é a malhainterna responsável pelo controle da vazão. Um eventual distúrbio na vazão de fluido derefrigeração será prontamente compensado por ele, minimizando o impacto natemperatura do fluído de processo.

Exemplo 3O nível de um tanque é controlado pela vazão de entrada. A válvula utilizada possui curvaabertura x vazão não linear. Para compensar essa não-linearidade, uma malha interna paracontrole de vazão é utilizada (FIC) e seu setpoint é determinado pela malha de controle denível (LIC).


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5.3.1 Considerações de Projeto

Requisitos:

Para a implementação da malha interna, é necessário que estejadisponível um instrumento para medição da variável interna;

A constante de tempo da malha interna deve ser pelo menos três vezesmenor que a constante de tempo da malha externa ( <

3). De

preferência esse requisito deve ser alcançado sem a necessidade de sealterar a velocidade da malha mestre.

Procedimento de projeto:

1. Chavear os controladores da malha externa e interna para modo manual,necessariamente nesta ordem.

2. Executar os testes de identificação na malha interna obtendo Gi(s) =PVi(s)/MVi(s). Projetar o controlador escravo de forma a obter o menortempo de acomodação possível.

3. Já com os novos parâmetros de sintonia, retornar o controlador escravopara modo automático/remoto. Manter a malha externa em modomanual.

4.

Executar os testes de identificação na malha externa obtendoGe(s)=PVe(s)/MVe(s). Projetar o controlador mestre de forma que tenhaum tempo de acomodação pelo menos três vezes maior que aqueleusado na malha interna.


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5.4. Compensação Direta ( feedforward control )

É uma estratégia de controle em malha aberta que compensa antecipadamente o efeitode perturbações reduzindo o impacto na variável controlada. Para isso é necessário adisponibilidade de uma medição auxiliar para antecipação do distúrbio ( variável deantecipação ) e um compensador para produzir a ação de compensação.

Esta estratégia é normalmente utilizada em paralelo com o controle feedback ,complementando-o. Para exemplificar, considere novamente o processo com trocador de calor,onde a temperatura em TT2 é controlada por TIC, que atua na vazão de óleo térmico. Atemperatura de chegada do fluído de processo é medida antecipadamente por TT1, e suamedida é utilizada em conjunto com um compensado para gerar a ação feedforward .

Dessa forma, um eventual aumento na temperatura de chegada do fluido, por exemplo,assim que percebido antecipadamente por TT1 irá resultar num aumento na vazão de óleotérmico. Ou seja, antes do distúrbio afetar a temperatura em TT2, ele já estará sendocompensado antecipadamente pela ação feedforward.

Figura 6 – controle de temperatura com trocador de calor.

5.4.1 Técnicas de projeto:

Serão apresentadas duas abordagens para o projeto do compensador: via modelofuncional e via modelo conceitual.

I. Modelo funcional

O projeto é baseado na função de transferência do processo G(s) e na função detransferência do distúrbio D(s). Este último consiste na relação dinâmica entre a variável deantecipação e variável controlada (PV). O compensador feedforward (CFF) é projetado baseadonestas funções de transferência de maneira a produzir uma ação de controle capaz de anulartodo o impacto de D(s) na variável controlada. Esta idéia é ilustrada na Figura 7. O caminho em


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vermelho representa o efeito da perturbação na variável controlada, enquanto que o caminhoazul representa o efeito da ação compensadora. C FF é projetado de maneira que a açãocompensadora anule o efeito da perturbação.

Figura 7 – projeto de compensador por modelo funcional.

Considerando modelos do tipo primeira ordem com tempo morto, tanto para G(s),como para D(s), então temos que:

Assim o compensador é uma função de transferência com os seguintes parâmetros:

Ganho ganho de D(s) / ganho de G(s) Zero (lead) constante de tempo de G(s) Pólo (lag) constante de tempo de D(s) Tempo morto tempo morto de D(s) – tempo morto de G(s)

II . Modelo conceitual

Nesta abordagem, é utilizado um modelo matemático que, a partir de algumasmedições relevantes (variáveis de influência), determina uma ação de controle quecompensa variações nessas variáveis e restabelece o equilíbrio do processo. Este equilíbrioé usualmente baseado num balanço de massa, de energia ou químico.


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Figura 8 – projeto de compensador por modelo conceitual.

Para exemplificar uma aplicação de balanço de energia, suponha que é possível calculara quantidade de calor perdido pelo forno mostrado na Figura 4 durante a abertura de umaporta. Um compensador direto poderia ser projetado para, no instante da abertura de porta,acrescentar à vazão de combustível exatamente a quantidade necessária para repor o calorperdido pela porta.

Um segundo exemplo, dessa vez de balanço de massa, é uma estratégia comumenteutilizada no controle de nível de caldeiras. A idéia é manter o nível estável garantindo que avazão de entrada seja sempre igual à vazão de saída. Como a saída é vapor, seu valor émultiplicado pela densidade (do vapor) para obter o equivalente em vazão de água. Estaestratégia é ilustrada na Figura 9.

Figura 9 – projeto de compensador por modelo conceitual.


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5.4.2. Considerações de Projeto

Restrições:

O tempo morto de D(s) deve ser maior que o tempo morto de G(s)(“antecipação deve ser maior que o atraso de atuação”). Caso contrário teríamosum compensador com tempo morto negativo, o que é impraticável lembrandoque o tempo morto do compensador é a diferença entre o tempo morto dodistúrbio e o tempo morto do processo.

Procedimento (Modelo Funcional):

1. Chavear o controlador feedback para modo manual

2. Forçar (se possível) uma variação na variável de antecipação e observarseu efeito em PV. Utilizando alguma técnica de modelagem, obter a F.T.D(s) = PV(s) / D(s).

3. Calcular os parâmetros do compensador dinâmico (CFF)

4. Calcularo “Bias” do compensador. O “Bias” é um valor constante somadona saída com o papel de remover o valor médio do compensador.

, onde COFF é a saída do compensador


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5.5. Controle de razão (ratio control)

A estratégia de Controle de Razão é utilizada para controle de proporções, quando érequerida a manutenção da relação entre duas ou mais variáveis. Isso ocorre, por exemplo, emsistemas de combustão, onde a relação entre vazões de ar e combustível devem ser mantidaspara controlar a temperatura interna num forno. Outros exemplos:

Misturas em tanque de produto em indústria alimentícia Proporção entre ingredientes

Reações em reatores em indústria química Proporção entre Reagentes

Serão apresentadas a seguir algumas formas distintas de implementar um controladorde razão:

5.5.1 Controlador de razão seguidor de PV

Considere, por exemplo, um sistema de controle projetado para manter uma razão Rentre a vazão do ingrediente B e a vazão do ingrediente A. No projeto do tipo “S eguidor de PV”,uma das vazões irá seguir proporcionalmente a outra, neste caso a vazão B irá seguir a vazão A.

A maneira correta de fazer esta implementação é manipular o SP do controle de vazãodo ingrediente B em função da razão desejada multiplicada pela vazão medida do ingrediente A(ver Figura 10).

se então

Figura 10 – controlador de razão seguidor de PV


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Implementação incorreta

Uma segunda forma de manter a razão entre duas variáveis (A e B) seria utilizando umcontrolador de razão, onde o SP fosse igual à razão desejada (R) e a PV fosse o cálculo da razãoentre A e B.

Essa implementação, porém, teria duas desvantagens:

1) Se A 0, PV inf, o que resultaria em problema no cálculo;

2) Com o divisor no interior da malha, o ganho do sistema se torna variável, passando adepender de R e B.

=∆

∆ =

∆

∆ =

1

Considerações de projeto:

Como o setpoint da malha seguidora é baseado numa variável medida, então ele estásujeito a ruídos. Por isso é recomendável que seu sinal seja filtrado antes de ser enviadoao controlador;

A malha seguidora deve ser pelo menos 3 vezes mais rápida que a outra. Isso garanteque a proporção será atendida mesmo durante transitórios.


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5.5.2 Controlador de razão seguidor de SP

Nesta configuração o setpoint de cada malha é calculado como proporção de um valorde referência comum. Ver Figura 11.

Figura 11 – controlador de razão seguidor de SP


As malhas de controle devem ser projetadas para responder com a mesma velocidade

(devem ter a mesma constante de tempo de malha fechada). Isso garante que a razãoseja atendida durante transitórios (mudanças de SP)

A velocidade da malha mais lenta limita a velocidade da malha mais rápida.

5.5.3 Controlador de razão seguidor de SP em cascata

É comum associar a estratégia em mestre-escravo com a estratégia de controle emrazão.

No exemplo anterior, caso o nível tivesse que ser controlado pela vazão de entrada e, aomesmo tempo, a proporção das vazões de entrada tivessem que ser mantidas, então teríamosa configuração mostrada na.


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Figura 12 – Combinação de estratégia Mestre-Escravo e Controle em Razão

Considerações de projeto:1. Determinar entre as malhas internas, qual é a mais lenta;

2. Sintonizar agressivamente a malha mais lenta;

3. Sintonizar as outras malhas internas com a mesma velocidade;

4. Sintonizar a malha externa de 3 a 5 vezes mais lenta


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Estratégias para Controle de Combustão

O papel de uma estratégia para controle de combustão é atender a demanda térmicarequerida por um controle principal e, ao mesmo tempo, manter a proporção correta nasvazões de ar e combustível. A demanda térmica é normalmente o sinal de saída de umcontrolador de temperatura. Este sinal é enviado para as malhas escravas de vazão queoperam numa estratégia de controle em razão.

No controle de razão, excesso de ar na proporção ar/gás significa perda no rendimentotérmico. Já o excesso de gás é um problema mais grave, pois apresenta risco à segurança.

1) Gás seguindo Ar

A saída do controlador de temperatura TIC101 é setpoint para o controlador de vazão de arFIC103, enquanto que o setpoint do gás é obtido pela proporção Gás/Ar (R).

Na queda de demanda térmica (diminuição das vazões), há uma tendência de haver excesso degás, já que primeiro o ar irá diminuir, tendo a vazão de gás como seu seguidor.

2) Ar seguindo Gás

A saída do controlador de temperatura TIC101 é setpoint para o controlador de vazão de gásFIC102, enquanto que o setpoint do ar é obtido pela proporção Ar/Gás (R).

No aumento da demanda térmica (aumento das vazões), há uma tendência de havernovamente excesso de gás, já que primeiro o gás irá crescer, tendo a vazão de ar como seuseguidor.


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3) Limites CruzadosO limite cruzado faz com que o sistema privilegie o excesso de ar nos regimes transitórios : Emdemandas crescentes o gás segue o ar, e em demandas decrescentes, o inverso.

O set-point de Ar é obtido como sendo o maior sinal entre a demanda e o valor solicitado pelogás; O set-point de Gás é obtido como o menor valor entre a demanda e o solicitado pelo Ar.

4) Duplo Limites Cruzados

O Limite cruzado duplogarante a razão ar/gás em detrimento de qualquer outro requisito ,inclusive na falha ou falta de algum deles. Enquanto a demanda (saída do TIC) estiver entre asnecessidades cruzadas +k e –k ela é setpoint para ambos os controladores de vazão.

Se uma das malhas “agarra”, a outra deixa de seguir o SP, e também fica “agarrada” noslimites, garantindo a proporção ar/gás.


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- Nas estratégias de Limites Cruzados e Duplo Limites Cruzados as malhas de vazões devem tera mesma velocidade.

- A malha mestre (temperatura) devem ser pelo menos 3 vezes mais lenta

- O limites de liberdade (+k e –k) influem na velocidade de resposta da cascata. Quanto maior

o valor “k”, maior é a folga para as malhas escravas variarem, porém a proporção é menosatendida.


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5.6. Controle por Faixa Dividida ( Split-Range Control )

Quando uma malha de controle é projetada para utilizar mais de um atuador deprocesso, então a estratégia de Controle Split-Range pode ser utilizada.

A estratégia utiliza um único controlador padrão, por isso sua saída deve ser divididaentre os dois atuadores. Alguns exemplos de aplicação:

Controle de temperatura por troca de calor, onde se manipula um fluido pararesfriamento e outro para aquecimento;

Controle de vazão de ar em duto com ventilador conjugado com válvula. Emvazões baixas a variável manipulada é a abertura da válvula, enquanto que emvazões altas manipula-se a velocidade de rotação do ventilador;

Controle de vazão de líquido em sistema de bomba conjugado com válvula. Emvazões baixas a variável manipulada é a abertura da válvula, já em vazões altasmanipula-se a velocidade de rotação da bomba;

Solução de problemas de rangeabilidade de atuador (resolução ruim em níveisbaixos)

Um exemplo clássico é o controle de temperatura de um reator de jaqueta por meio dedois fluidos, um frio (sinal MV1) e um quente (sinal MV2).

Considerando que a função de transferência do processo é similar para os dois fluidos, asaída do controlador (CO) é dividida em duas partes por um Divisor de Faixa. Para a saída entre0-50% tem-se o sinal variando de 100-0% e o sinal MV2=0%. Já para uma saída entre 50-100%,tem-se MV1 igual a 0% e a MV2 variando de 0-100%.

Figura 13 – Controle de temperatura em reator de jaqueta utilizando Split Range


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A implementação da divisão de faixa pode ser feita com campo, ajustando-se, porexemplo, a relação corrente pressão no conversor I/P da válvula, ou por meio deimplementação lógica no CLP

Figura 14 – A divisão de faixa pode ser feita no campo ou no próprio sistema de controle

A divisão de faixa também pode ser usada para minimizar problemas de rangeabilidade .Válvulas de controle de grande dimensão geralmente possuem resolução ruim para vazõesmuito baixas. Isso pode ser solucionado utilizando uma válvula de diâmetro menor em circuitoparalelo.

A Figura 15mostra um exemplo onde a saída do controlador manipula a válvula menor

quando seu valor está na faixa entre 0 e 30%. Para uma saída acima de 30% (já com a válvulamenor totalmente aberta), a válvula maior começa a ser manipulada.

Figura 15 – Controle Split Range aplicado para aumento de rangeabilidade


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1. Se os parâmetros da função de transferência utilizando um dos atuadores (ganho,tempo morto e pólo dominante) diferirem numa razão maior que três dos parâmetrosobtidos utilizando o outro atuador, então o uso desta estratégia não é recomendada;

2. Para minimizar uma possível banda-morta na transição de um atuador para outro, éusual utilizar uma sobreposição entre as faixas. Abaixo é exemplificado o uso de umasobreposição de 10% entre as faixas.

5.7. Controle Grosso-Fino ( Course-Fine control )

Utilizado para melhorar a precisão no controle de vazão quando a rangeabilidade requerida é alta.

A rangeabilidade é definida como a razão entre o maior e o menor valor de vazão a sercontrolado. Por exemplo, uma válvula que controla um fluxo entre 400 e 2000 L/min, possuirangeabilidade de 5. Infelizmente, quando a rangeabilidade cresce, a precisão da válvuladecresce. Para ter simultaneamente uma boa rangeabilidade e uma boa precisão, umaestratégia Grosso-Fino pode ser usada. Nela, uma válvula de pequeno porte ( valvP ) é instaladaem paralelo com a válvula de porte maior ( valvR). AssimvalvP provê precisão, enquanto quevalvR provê faixa de atuação ( range ).

Esta estratégia é ilustrada na Figura 16. O papel da válvula menor, por ser mais precisa,é compensar prontamente as pequenas e rápidas perturbações na vazão. Ela é comandada pelocontrolador FC, cuja PV é a vazão corrente da linha e o SP é a vazão desejada. Mas estecontrolador só irá desempenhar seu papel se seu atuador valvP não estiver saturado. Depreferência, sua abertura deve estar em torno de 50%. Esta condição é garantida pela atuaçãode ZC. Este controlador, cuja PV é a posição de valvP , atua na posição da válvula maior valvR até que a abertura de valvP (PV) atinja o setpoint desejado (50%).


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Figura 16 – Estratégia Course-Fine


1. Com os controladores ZC e FC em modo manual, obter um modelo matemático para avazão da linha a partir da resposta à abertura de valvP (degrau na saída de FC). Baseadono modelo obtido, projetar o controlador FC para operar com velocidade máxima;

2. Com o controlador FC em modo automático e ZC em modo manual, realizar um degrauna saída de ZC e registrar o sinal de saída de FC. O modelo para projeto de ZC seráobtido a partir da F.T. entre estes dois sinais;

3. Baseado no modelo obtido, projetar o controlador ZC como do tipo P (apenas com açãoproporcional). Em relação à velocidade, apesar de ZC ser uma malha “escrava” de FC,ele deve ser sintonizado pelo menos três vezes mais lento . Esta inversão ocorre porqueo papel de ZC não é compensar distúrbios, mas apenas ajustar a posição de valvR paraque valvP retorne para o ponto de operação de 50%, e isso pode ser feito de formagradativa.


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5.8. Controle Seletivo ( Selective Control )

Em muitos sistemas, o número de variáveis a serem controladas (PV’s) é superior aonúmero de atuadores de processos (MV’s). Nessas aplicações, o controle deve decidir em cadainstante qual PV irá controlar, chaveando suavemente de uma PV para outra. Isso pode serfeito automaticamente utilizando uma estratégia de Controle Seletivo.

Controle Seletivo envolve o uso de seletores que determinam o menor, o maior ou amédia entre duas ou mais PV’s e sua saída é o sinal que será considerado pelo control e. Paraesta estratégia existem três aplicações básicas:

Proteção de equipamento

Estruturação de variáveis

Instrumentação redundante

I. Controle Seletivo: Proteção de Equipamento

Em muitos sistemas de controle, além da variável controlada principal, existe uma PVsecundária que não pode atingir determinado valor por motivo de segurança ou economia.Neste caso temos duas PV’s a serem controladas por um único atuador de processo, e ocontrole seletivo pode ser a solução.

No exemplo mostrado na Figura 17, o controle de vazão na saída do compressor (FIC) émestre do controle de velocidade da turbina (SIC). Porém, por motivo de segurança, a pressãona saída do compressor deve ser limitada. Este limite é determinado por um controlador PI(PIC) cujo SP é exatamente a pressão máxima admissível. O seletor compara a saída doscontroladores e envia o menor valor para SIC. Em operação normal, a saída de PIC estará em100% (PV2 longo tempo abaixo do SP). Mas, caso a pressão cresça e exceda SP, a saídacomeçará a decrescer, limitando a velocidade da turbina. Ou seja, o papel de PIC é determinaro limite superior para a saída de FIC.


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Figura 17 – Controle seletivo aplicado a proteção de equipamento

II . Controle Seletivo: Estruturação de Variáveis

Alguns intertravamentos automaticamente desligam um processo. Nível muito alto nocondensado de uma torre de destilação, por exemplo, automaticamente desliga suaalimentação causando uma parada na produção. Uma forma de minimizar estas ocorrências élimitando a atuação de malhas de controle adjacentes de forma a priorizar a variável que causaa parada da planta. No caso da coluna, existem duas malhas de controle, uma para a vazão dealimentação e outra para o nível. Se o controle de nível não for capaz de evitar a ocorrência denível alto, é mais interessante interferir na vazão de a alimentação, limitando-a, do que permitir

a parada da planta. A implementação desta estratégia é mostrada na Figura 18.

Nesta estratégia, é estabelecido um valor de referência para o nível alto (PVmáx). E,baseado nesta referência e no valor atual do nível (PV), é calculado um valor de limitação para avazão de entrada (Lim). O valor de “Lim” é então usado num comparador de “menor que” coma saída do controlador FIC. A saída de FIC, portanto, é um valor que fica limitado na faixa de 0 a“Lim”. O cálculo deve ser realizado de maneira que só efetive uma limitação (Lim 100) se o valor da PV for menor que 75%;

limitação proporcional (0 < Lim


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Figura 18 – Controle Split Range aplicado à estruturação de variáveis

III. Controle Seletivo: Instrumentação redundante

Controle seletivo também é usado para proteger o processo contra falha em sensores.Neste exemplo, o sinal a ser enviado para o controlador é o maior entre duas mediçõesredundantes realizadas. Dependendo da aplicação, também poderia ser utilizada a média dasmedições.

Figura 19 – Controle seletivo aplicado a instrumentação redundante


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Exercícios

E5.1: Cite duas estratégias de controle que requerem o uso de múltiplas medições de processo(PV’s) e duas estratégias que requerem o uso de múltiplos atuadores (MV’s).

E5.2: Explique quando se deve utilizar um elo de realimentação simples e quais são suaslimitações.

E5.3: Desenho o diagrama de blocos do esquema de controle mestre-escravo mostrado nafigura abaixo. Cite um exemplo de um possível distúrbio interno e um distúrbio externo eexplique a vantagem da utilização desta estratégia.

E5.4 A figura abaixo mostra um esquema de controle de temperatura de um reator que utiliza,além do controle realimentado, um elo de compensação direta. Desenhe o diagrama deblocos desta estratégia e explique quais são as funções de cada um dos elos de controle.


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E5.5 Explique como deve ser a relação de velocidades de controladores (fator ) nas seguintesestratégias:

a) Mestre-Escravo:b) Controle de Razão onde uma malha segue a PV de outra:

E5.6: Explique em quais situações é mais indicada a utilização das estratégias de divisão de faixa(split-range ) e controle grosso-fino (course-fine ).

E5.7: Na estratégia de controle mostrada abaixo, considere λ101, λ102 e λ103 as constantes detempo de malha fechada dos controladores TIC101, FIC102 e FIC103, respectivamente.Qual deve ser a relação entre os valores de λ101, λ102 e λ103 ?

E5.8 Abaixo é mostrada uma malha de controle que compõe uma estratégia de controle derazão. Seu setpoint “segue” a PV de outra malha.

a) Desenhe o diagrama de Bode de G(s) e do sistema em malha fechada (PV(s)/SPf(s) ).

b) De maneira a atenuar o ruído presente no SP, dimensione o filtro de primeira ordem F(s)

de maneira que ele ofereça uma frequência de corte de 0,8 Hz. Qual será a atenuaçãodeste filtro quando a frequência do SP for de 8 Hz ?

G(s) = 2 / (s+2)C(s) = 10(s+2) / sPV

SP

+

-

MVSPf

F(s)=1/(τs+1)


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c) Explique porque o esquema mostrado na figura é capaz de garantir uma transição suaveem mudança de setpoint.

E5.9 A figura abaixo mostra o esquemático de uma estratégia de controle utilizada para ocontrole de combustão de um forno. Baseado na figura, responda:

a) Qual é o nome das estratégias aplicadas? Indique quais elementos as compõem(atuadores, transmissores, controladores e blocos de cálculo)

b) Indique qual deve ser a relação de velocidade entre os controladores( , , )

E5.10 A seguir são enumeradas cinco critérios para projeto de dois sistemas A e B.

1. A e B devem ter o mesmo tempo de acomodação2. A deve ter um tempo de acomodação menor que B3. B deve ter um tempo de acomodação menor que A4. A e B são projetados de maneira independente

Para cada situação abaixo, associe o critério que julgar mais adequado para o projeto:

( ) A é o controlador mestre e B é o controlador escravo em uma estratégia mestre-escravo( ) Em uma estratégia combinando ações feedback e feedforward, A é o controlador do elofeedback e B é o compensador do elo feedforward.( ) Em um controle de razão, B é um controlador que segue a PV da malha do controlador A( ) Em um forno industrial, A é o controlador de temperatura e B é o controlador da pressãointerna do forno.( ) Em um controle de razão, A e B seguem um mesmo SP externo( ) Em um controle Grosso-Fino, A é o controlador principal e B é o controlador de posição queimpede a saturação do atuador de A( ) Em um mesmo duto de alimentação, A é o controlador de pressão do header (pressão no

cabeçote da linha) e B é um controlador de vazão.


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E5.11 Deseja-se implementar uma compensação direta (controle feedforward) para a malhaTIC101 do forno da questão 1. A escolha da variável de antecipação é realizada porinspeção visual, comparando-se o gráfico de tendência de TT101 (PV) e outras quatrovariáveis de medição (Var1, Var2, Var3 e Var4). Considerando que o tempo morto damalha TIC101 é de aproximadamente 80 segundos, qual das quatro variáveis é a maisadequada para ser usada como variável de antecipação? Justifique.

E5.12 A figura abaixo mostra um processo usado para dosagem de material composto de umsilo de estocagem, uma correia transportadora e uma balança que já fornece a medida davazão mássica de material (normalizado 0 a 100%). A correia possui velocidade variável e

um aumento de velocidade significa uma quantidade maior de material sendotransportado. O tempo gasto para o material ser transportado entre o silo e a balançapode variar de 3 a 7 segundos. A figura 1 mostra o esquema de controle do processo e afigura 2 mostra um teste de resposta ao degrau realizado na velocidade da correia.

a) Determine um modelo matemático que represente a relação dinâmica entre avelocidade da correia e a vazão de material (considere o pior caso para controle).

b) Projete o controlador PID (FIC01) que resulte num sistema em malha fechada com omenor tempo de acomodação possível, porém sobreamortecido.


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c) Desenho os diagramas de resposta em freqüência deste controlador considerando osinal de setpoint como entrada (resposta ao setpoint). Em que faixa de freqüência ocontrolador é capaz de rastrear o setpoint sem atenuação significativa?

figura 1: transportador com balança

figura 2: teste degrau na velocidade da correia (MV) e seu efeito na vazão mássica (PV)

E5.13 Considerando ainda o processo apresentado na questão anterior, responda:

a) Qual é a estratégia de controle utilizada? Desenho o diagrama de blocos indicando nodesenho quem é o processo interno, quem é o processo externo e quais são as variáveismanipuladas, controladas e os setpoints.

b) Explique qual é a função de cada um dos controladores.

c) Sabendo que a relação dinâmica entre a vazão na saída do silo e seu nível de material é dotipo integradora com ganho K igual à -0,03 s-1, projete o controlador LIC02. Indique quaisforam os critérios de projeto utilizados.

30 31 32 33 34 35 36 37 38 39 40 41 42 43 44 45 46 47 48 49 50 505

79

111315

171921

2325

2729313335

373941434545

Dados Coletados

tempo (seg)

PV,MV (Norm)

MVPV


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E5.14 Em cada um dos nove esquemas de controle mostrados na figura a seguir, identifiquequais estratégias de controle são aplicadas e apresente uma justificativa para a utilizaçãode cada uma delas.

E5.15 O P&ID abaixo inclui uma estratégia para o controle de temperatura de um reator. Aestratégia atua na adição de fluido refrigerante ou vapor aquecido, sendo o primeiro paradiminuir e o segundo para aumentar a temperatura na jaqueta. Devido às trocas térmicasentre o reator e a jaqueta, esta ação permite manipular a temperatura interna do reator.


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a) Enumere quais são as estratégias utilizadas neste esquema de controle.b) Desenhe o diagrama de blocos do controle de temperatura do reator incluindo os

seguintes sinais: Temp. do reator; temp. da jaqueta; abertura das válvulas (MV1 e MV2);distúrbio na vazão de fluido refrigerante.

E5.16 A figura a seguir mostra o esquema de controle de uma unidade de processamentode gás natural. O gás passa inicialmente por um vaso separador VS23, ondecomponentes mais leves saem pelo topo, enquanto que o condensado é direcionado atorre TF24. O nível do vaso é controlado por LIC2301, que manipula a vazão de saída. Natorre o condensado é aquecido liberando o gás Etano que sai pelo topo, enquanto que afase liquida (GLP) é retirada pelo fundo. A temperatura do condensado é controlada porTIC2402, que manipula a vazão de óleo enviada ao trocador de calor. O nível docondensado é controlado por LIC2401, que manipula a vazão de saída.

Os itens abaixo relacionam os elementos que compõem as estratégia de controle usadas no

processo. [3 pts]a) FT2403/FIC2403/FCV2403 b) LT2301/LIC2301/FT2302/FIC2302/FCV2302c) FT2302/LY2401/BO2407 d) FT2302/FIC2302/FCV2302e) LT2401/LIC2401/BO2407 f) TI2410/TY2410/FT2403/FIC2403/FCV2403g) PI2404/PIC2404/PCV2404 h) TI2402/TIC2402/FT2403/FIC2403/FCV2403

Complete a tabela abaixo com as letras dos itens listados anteriormente de forma quecorresponda a classificação correta da estratégia aplicada.

Classificação da estratégia Itens correspondentes

Realimentação Simples (feedback)

Mestre-Escravo

Faixa Dividida (Split-Range)

Compensação Direta (Feedforward)

Controle em Razão

Considerando que λLIC e λFIC são, respectivamente, as constantes de tempo em malha fechadados controladores LIC2303 e FIC2303, assinale a alternativa abaixo que corresponde a relaçãocorreta entre os valores destes parâmetros:

( ) λ LIC = λFIC ( ) λFIC = 5*λLIC ( ) λLIC = 5*λFIC ( ) λ LIC = 3*θLIC e λ FIC = 3*θFIC

Explique como os instrumentos TI2415 e FT2407 poderiam ser usados em estratégias queotimizassem o controle de temperatura e nível da torre, respectivamente.


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controle de processos industriais parte 5

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