CPI Parte2

Esta é uma pré-visualização de arquivo. Entre para ver o arquivo original

DISCIPLINA: Controle de Processos Industriais
EMENTA: Normas e padrões de instrumentação e de sistemas de controle. Sintonia de controladores. Estratégias de controle avançado. Noções de controle de processos multivariáveis. Controle supervisório. Estudo de casos.
Sintonia de controladores
Estratégias de controle avançado
Noções de controle de processos multivariáveis
 A introdução de controladores visa modificar o comportamento de um dado sistema,
 o objetivo é, normalmente, fazer com que a resposta do sistema atenda às especificações de desempenho,
 o controlador é um dispositivo físico.
 pode ser: eletrônico, elétrico, mecânico, pneumático, hidráulico, dentre outros ou ainda combinações destes.
Introdução
 Um controlador compara o valor real da saída do processo com o valor desejado, determina um desvio (ou erro) e produz um sinal de controle que reduz o erro a um valor nulo ou muito pequeno.
Introdução
r(t) é o sinal de entrada ou referência ou “set-point”
u(t) é a variável de controle ou variável manipulada (MV)
y(t) é a variável controlada ou variável do processo (PV)
e(t) é o erro entre r(t)e y(t)
Introdução
 A filosofia básica de um sistema de controle consiste em aplicar sinais adequados na entrada do processo com o intuito de fazer com que o sinal de saída satisfaça as especificações desejadas.
Controle de processo do tipo industrial
Seja, por exemplo, um trocador de calor: 
 
 Trata-se de um equipamento com a finalidade de realizar o processo de troca térmica entre dois sistemas, fluido quente e fluido frio.
 É amplamente aplicado em diversos setores da engenharia, como, por exemplo, em aquecedores, refrigeração, usinas de geração de energia, refinaria de petróleo, processamento de gás natural e tratamento de águas residuais.
Controle de processo do tipo industrial
Exemplo
 Se o objetivo for aquecer o fluido frio:
 - a temperatura do fluido na saída (fluido Aquecido) será a variável controlada (PV),
 - a vazão de entrada de fluido quente (vapor) será a variável manipulada (MV).
Controle de processo do tipo industrial
Exemplo
 Neste caso, o controle em malha aberta implica em, com base em conhecimentos prévios (manuais de operação, curvas, tabelas, experiência do operador), regular a válvula para que a vazão de fluido quente (MV) circulando no trocador seja suficiente para garantir que a PV atenda as especificações.
 Ou, em outras palavras, determinar a abertura da válvula (posição do atuador) para que a temperatura do fluido aquecido, na saída, atinja as especificações.
Controle de processo do tipo industrial
Exemplo
 Porém, se o sistema sofrer o efeito de qualquer perturbação, como, por exemplo, uma variação na temperatura de entrada de um dos fluidos, a temperatura do fluido aquecido, na saída, sofrerá os efeitos desta variação, saindo de especificação.
Controle de processo do tipo industrial
Exemplo
 Para corrigir distorções causadas por eventuais perturbações, seria necessário que o operador reavaliasse a temperatura de saída do fluido aquecido e determinasse uma nova condição de abertura da válvula.
 Neste caso, o operador faria o papel de fechar a malha, ajustando, constantemente, a posição da válvula, em função da avaliação da saída, quando comparada com o valor desejado.
.
Controle de processo do tipo industrial
Exemplo
 Outra desvantagem desse tipo de controle é a sobrecarga de trabalho desinteressante, repetitivo e desgastante para o operador.
 Estes fatores estimulam o operador a ser conservador, operando em uma região mais segura, que, na maioria das vezes, é menos econômica.
.
Controle de processo do tipo industrial
Exemplo
Paraeliminar tais problemas, pode-se medir a variável importante para o
processo (PV) e implementar um controle automático em malha fechada,
também conhecido com controle porrealimentação.
Controle de processo do tipo industrial
Exemplo
Com o sistema em malha fechada surge a figuradocontrolador, que compara o valor desejado(SetPoint-SP)como valor medido, e se houver um desvio entreestesvalores, envia um comando para a válvula (atuador)demaneiraa atuar sobre a MV.
Controle de processo do tipo industrial
Exemplo
Destamaneira, o controleemmalhafechada mantém a PVnoSP, compensando asperturbações externas.
Controle de processo do tipo industrial
Exemplo
Opapel do operador passaaserdefinir o SP e acompanhar o
processo, eventualmente reajustandoo SP e osparâmetros do
controlador(sintonia).
Ações básicas de controle
ação Liga – Desliga (on-off),
ação Proporcional,
ação Integral,
ação Derivativa.
 A maneira pela qual o controlador produz o sinal de controle é chamada ação de controle:
Controladores
 Os controladores podem ser classificados de acordo com as ações de controle. Os mais utilizados são os seguintes:
controladores de duas posições ou liga-desliga (on-off),
controlador Proporcional (P),
controlador Proporcional - Integral (PI),
controlador Proporcional - Derivativo (PD),
controlador Proporcional – Integral – Derivativo (PID).
Ação liga-desliga
 Neste tipo de ação o elemento de ação possui apenas duas posições, ou seja, o dispositivo fornece apenas dois valores na saída. Esta ação pode ser modelada por um relé conforme a figura a seguir:
Ação liga-desliga
Seja u(t) o sinal de saída do controlador e e(t) o sinal de entrada. O sinal de controle u(t) pode assumir apenas dois valores, conforme o erro seja positivo ou negativo, de tal forma que:
Neste caso teríamos uma inconsistência em zero, e na presença de ruídos, teríamos chaveamentos espúrios quando o sinal e(t) for próximo de zero.
Ação liga-desliga - exemplo
Controle de nível em um tanque do tipo liga-desliga
 - Quando o nível é baixo, a boia provoca o fechamento do interruptor elétrico, causando a abertura da válvula e liberando a entrada de líquido.
 - Se o fornecimento de água (vazão de entrada) for maior do que a retirada (vazão de saída), então a altura de líquido no tanque irá subir.
 - Quando for atingido o nível de operação, a bóia sobe e abre a chave, o que fecha o fornecimento de água.
Ação liga-desliga
 Os gráficos a seguir mostram a curva de resposta em malha fechada e
o respectivo sinal de controle para um sistema com controlador on-off:
Ação liga-desliga
Características:
é a ação de controle mais simples e mais econômica,
restringe-se a sistemas em que não é necessário precisão nem um bom desempenho dinâmico,
apresenta chaveamentos rápidos, provocando grande desgaste do atuador,
é geralmente implementado através de dispositivos elétricos principalmente válvulas solenóides.
Ação liga-desliga
 Controlador liga-desliga com histerese ou intervalo diferencial ou zona morta:
 Se u(t) = U1, é necessário que o valor de e(t) desça abaixo de –E2 para que haja um chaveamento para U2.
 Se u(t) = U2, é necessário que o valor de e(t) ultrapasse o valor de E1 para que haja um chaveamento para U1.
Minimiza uma operação
frequente do mecanismo liga-desliga
E1 e E2 são constantes
escolhidas com base na
frequência de chaveamento
Em geral, E1 é positivo
e E2 é negativo
Ação liga-desliga
 A figura a seguir mostra o comportamento dinâmico de um sistema com
controlador liga-desliga com zona morta:
 Nesse caso, a resposta fica oscilando entre os valores mínimo e máximo
da zona morta. Entre os extremos o sistema segue a sua própria dinâmica,
uma vez que não há atuação dentro da zona morta.
 Aqui, se h0 for a altura a ser controlada, o controle com zona morta seria da forma: ligar se e desligar se .
Controladores PID
Mais de 90% de todos os controladores usados em processos industriais empregam esquemas de Controle PID.
A popularidade dos controladores PID pode ser atribuída parcialmente
ao seu desempenho robusto sobre uma grande faixa de condições operacionais e a sua simplicidade operacional.
Para se implementar um Controlador PID, três parâmetros devem ser determinados:
 Ganho Proporcional Kp
 Ganho Integral Ki
 Ganho Derivativo Kd
O processo de selecionar os Parâmetros do Controlador que garantam uma dada especificação de desempenho é conhecido como Sintonia do Controlador.
Controladores PID
 Seja o sistema:
AÇÃO PROPORCIONAL
 Neste tipo de ação o sinal de controle aplicado a cada instante à planta é proporcional à amplitude do valor do sinal de erro. Ou seja a relação entre a ação de controle u(t) e o erro de atuação e(t) é dado por:
u(t)=Kpe(t) 
 ou expresso na variável de Laplace como:
U(S)= KpE(S)
 Onde Kp é denominado constante proporcional.
AÇÃO PROPORCIONAL
 Considerando um sistema G(S) do tipo 0, ou seja, em que não existam pólos na origem, o erro em regime permanente é dado por: 
 
Portanto, o aumento do ganho proporcional diminuirá o erro em regime permanente do sistema porém jamais o tornará nulo.
CONTROLADOR PROPORCIONAL
 O controlador proporcional utiliza apenas a ação de controle proporcional, ou seja as outras ações integral e derivativa (que ainda foram mostradas) são igualadas a zero, desligadas. Tem-se então o seguinte algoritmo de controle PID:
u(t)=Kpe(t) 
CONTROLADOR PROPORCIONAL
 A principal característica do controle proporcional é eliminar as oscilações do processo provocadas pelo controle on-off. Porém, o controle proporcional não consegue eliminar o ERRO DE OFF-SET (erro em regime permanente).
Resultado do controle pela ação proporcional
CONTROLADOR PROPORCIONAL
 
CONTROLADOR PROPORCIONAL
 Quanto maior Kp menor erro em regime permanente, isto é, melhor é a precisão em malha fechada;
 O erro em regime permanente pode diminuir com o aumento do ganho mas nunca conseguiremos anular o mesmo completamente (erro de off-set) ;
 Quanto maior Kp, mais oscilatório tende a ficar o comportamento transitório do sistema em malha fechada;
 O aumento excessivo do ganho proporcional pode levar o sistema a instabilidade.
AÇÃO INTEGRAL
 - A principal característica da ação integral é a eliminação do erro de off-set deixado pela ação proporcional.
 - Assim, a ação integral vai atuar no processo ao longo do tempo enquanto existir diferença entre o valor desejado e o valor medido.
AÇÃO INTEGRAL
 Na ação integral, o valor da ação de controle u(t) varia proporcionalmente ao sinal de erro e(t):
Onde Ki = 1/Ti e
Ti é chamado de tempo integral ou reset-time.
AÇÃO INTEGRAL
 A função de transferência da ação integral é dada por:
AÇÃO INTEGRAL
		- a ação integral permite, devido a inserção de um pólo na origem, aumentar o tipo do sistema, 
	 - assim, o sistema em malha fechada passa a ter erro nulo em regime permanente,
 - tipicamente, a ação integral não é utilizada sozinha, vindo sempre associada à ação proporcional.
CONTROLADOR
 PROPORCIONAL – INTEGRAL (PI)
 - O controlador proporcional - integral utiliza em conjunto as ações proporcional e integral,
 - Esta combinação tem por objetivos principais, corrigir os desvios instantâneos (proporcional) e eliminar ao longo do tempo qualquer desvio que permaneça (integral).Tem-se então o seguinte algoritmo de controle PI:
CONTROLADOR
 PROPORCIONAL – INTEGRAL (PI)
 A função de transferência do controlador PI é dada por:
 
Ti: Tempo Integral (reset-time),
pólo na origem: diminui o erro de seguimento em regime permanente,
zero em -1/ Ti : tende a compensar o efeito desestabilizador do pólo na origem.
CONTROLADOR
 PROPORCIONAL – INTEGRAL (PI)
 Resposta do mesmo sistema anterior considerando a ação integral, com a ação proporcional constante.
CONTROLADOR
 PROPORCIONAL – INTEGRAL (PI)
 Para altos valores de Ti tem-se a predominância da ação proporcional, sendo que Ti igual a infinito corresponde ao controlador proporcional;
 Diminuindo Ti a ação integral começa a predominar sobre a ação proporcional e a resposta tende a se aproximar mais rapidamente da referência, ou seja, o erro em regime tende a ser anulado mais rapidamente;
 Diminuindo excessivamente Ti a resposta começa a ficar mais oscilatória numa tendência de instabilização, neste caso o zero do controlador começa a se afastar muito do pólo na origem e o controlador tende a se comportar como um integrador puro.
AÇÃO DERIVATIVA
 - A ação derivativa tem como propósito melhorar o comportamento transitório do sistema em malha fechada,
	 - esta ação corresponde a aplicação de um sinal de controle proporcional a derivada do sinal de erro: 	
AÇÃO DERIVATIVA
 A função de transferência desta ação é dada por: 
		
		 Tal função de transferência implica em um ganho que cresce com o aumento da frequência, fato este que deixaria o sistema extremamente sensível a ruídos de alta frequência. Assim, é fisicamente impossível a implementação de um derivador puro. 
CONTROLADOR
 PROPORCIONAL – DERIVATIVO (PD)
 A ação derivativa combinada com a ação proporcional tem a função de “antecipar” a ação de controle afim de que o processo reaja mais rápido.
 O sinal de controle a ser aplicado é proporcional a uma predição da saída do processo. Tem-se então o seguinte algoritmo de controle PID:
CONTROLADOR
 PROPORCIONAL – DERIVATIVO (PD)
 Considerando-se que e(t + Td) pode ser aproximada por
Tem-se que u(t) ≈ Ke(t + Td), ou seja o sinal de controle é proporcional a estimativa do erro de controle Td unidades de tempo a frente.
CONTROLADOR
 PROPORCIONAL – DERIVATIVO (PD)
 
 
 A função de transferência do controlador PD é dada por:
 A ação preditiva tende a aumentar a estabilidade relativa do sistema e a tornar a resposta transitória do mesmo mais rápida.
CONTROLADOR PROPORCIONAL
INTEGRAL – DERIVATIVO (PID)
 A combinação das três ações de controle proporcional, integral e derivativa forma o principal controlador industrial.
 Tem-se então o seguinte algoritmo de controle PID:
CONTROLADOR PROPORCIONAL
INTEGRAL – DERIVATIVO (PID)
 Contribuição de cada ação no algoritmo PID:
a ação proporcional elimina as oscilações,
a ação integral elimina o desvio de off-set, 
a ação derivativa fornece ao sistema uma ação antecipativa evitando previamente que o desvio se torne maior.
CONTROLADOR PROPORCIONAL
INTEGRAL – DERIVATIVO (PID)
 A função de transferência do controlador PID é dada por:
 É importante ressaltar que esta função de transferência constitui a versão clássica do controlador PID. Outras versões e variações serão mostradas posteriormente.
CONTROLADOR PROPORCIONAL
INTEGRAL – DERIVATIVO (PID)
 Resposta do mesmo sistema anterior considerando a ação derivativa, com a ação proporcional e integral constantes.
CONTROLADOR PROPORCIONAL
INTEGRAL – DERIVATIVO (PID)
 
CONTROLADOR PROPORCIONAL
INTEGRAL – DERIVATIVO (PID)
 Para baixos valores de Td tem-se a predominância da ação proporcional, sendo que Ti está constante, tendo assim uma resposta oscilatória;
 Aumentando Td a ação derivativa começa a predominar sobre a ação proporcional tendo um comportamento antecipatório, assim a resposta tende a se aproximar mais rapidamente da referência;
 Dando um valor “ideal” para Td conseguimos fazer com que a resposta do sistema seja adequada para a mesma, tendo assim os valores das ações do controlador PID ótimas.
VARIAÇÕES DO ALGORITMO PID 
OU TIPOS DE PID
 Por sua simplicidade, o algoritmo PID possui algumas variações, ou seja, a forma como ocorre a combinação dos termos pode variar significativamente de fabricante para fabricante.
Controladores PID
Resumo das características das Ações Proporcional,
Integral e Derivativa
O controle proporcional atua na resposta transitória do sistema de forma a diminuir o tempo de subida (tr), diminuindo adicionalmente o erro de regime permanente. 
 O controlador integral elimina por completo o erro de regime permanente, mas pode piorar a resposta transitória do sistema. 
 A ação derivativa tem o efeito de aumentar a estabilidade do sistema, reduzindo o sobressinal e o tempo de estabilidade, com isso melhorando a resposta transitória.
O efeito final na variável saída do sistema, que é ocasionado pela conjunção destas ações de controle, pode não seguir exatamente as especificações observadas na tabela. Por esta razão, esta tabela deverá ser empregada somente como um guia rápido de referência, ficando os ajustes finais do controlador ao encargo do projetista.
Sintonia de controladores PID
	 - Sintonia é a escolha de parâmetros adequados do controlador, de maneira à atender os requisitos de processo/desempenho. 
	- Ou seja, é o estabelecimento dos valores dos ganhos proporcional, integral e derivativo do PID para atender os critérios de sobressinal, tempo de acomodação, estabilidade, erro em estado permanente, dentre outros.
		
	
Sintonia de controladores PID
 - A boa sintonia é sempre um compromisso entre a estabilidade/robustez e a velocidade de resposta/desempenho da malha de controle.
 - Não existe uma “receita de bolo” única para todos os casos.
 - O sucesso da sintonia depende de vários fatores como conhecimento, método, ferramentas adequadas e principalmente experiência.
 - A sintonia é facilitada pelo conhecimento do processo controlado.
Sintonia de controladores PID
Objetivos
Encontrar os parâmetros proporcional, integral e derivativo para atender critérios tais como:
Mínimo (ou nenhum) sobressinal para mudanças de “set-point”,
Atingir rapidamente o novo “set-point” em caso de mudança,
Operação estável do controlador mesmo para alterações significativas nos parâmetros do processo (robustez).
Sintonia de controladores PID
utilizando tentativa e erro
1.	Obter a resposta em malha aberta e determinar os requisitos a serem melhorados, 
2.	Adicionar o controle proporcional para melhorar o tempo de subida, 
3.	Adicionar o controle derivativo para melhorar o sobressinal, 
4.	Adicionar o controle integral para eliminar o erro em regime permanente, 
Ajustar Kp, Ki, e Kd até obter a resposta desejada.
 Não há a obrigatoriedade de se implementar todas as três ações de controle ( proporcional, integral e derivativo). Por exemplo, se um controlador PI fornecer uma resposta satisfatória, a ação derivativa torna-se desnecessária. 
Sintonia de controladores PID
utilizando tentativa e erro
Exemplo
Seja dado um processo qualquer modelado como a seguir:
O objetivo do exemplo é mostrar a contribuição de 
Kp, Ki, e Kd 
para obter-se:
um tempo de subida rápido (de até 0,1 s),
uma resposta sem sobressinal,
erro em regime permanente nulo,
tempo de acomodação reduzido, de no máximo 1 s.
Todas a especificações devem ser relacionadas à entrada degrau unitário.
Sintonia de controladores PID
utilizando tentativa e erro
 Primeiramente, deve-se obter a resposta em malha aberta e determinar
os requisitos a serem melhorados.
num=1; 
den=[1 10 20]; 
step(num,den) 
ts = 1,6 s
ess = 0,95
tr = 1 s
Sintonia de controladores PID
utilizando tentativa e erro
Controle proporcional
 Da tabela mostrada anteriormente, pode-se verificar que o controle 
proporcional reduz o tempo de subida, aumenta o sobressinal e reduz 
o erro em regime permanente. A função de transferência do sistema 
com um controlador proporcional é:
Kp=300;
num=[Kp];
den=[1 10 20+Kp];
t=0:0.01:2;
step(num,den,t)
 
	
K=300
K=100
O controlador proporcional 
reduziu o tempo de subida e o
 erro em regime, aumentou o 
sobressinal e diminuiu um 
pouco o tempo de acomodação.
ts = 0,78 s
tr = 0,1 s
tp = 0,18 s
Sintonia de controladores PID
utilizando tentativa e erro
Controle proporcional-derivativo
 Da tabela, verifica-se que Kd reduz o sobressinal e o tempo de 
acomodação. A função de transferência do sistema em malha fechada
com um controlador proporcional-derivativo é:
Kp=300;
Kd=10;
num=[Kd Kp];
den=[1 10+Kd 20+Kp];
t=0:0.01:2;
step(num,den,t)
Kp=300;
Kd=20;
Kp=300;
Kd=10;
O compensador PD reduziu o 
sobressinal e o tempo de acomodação e teve pouco efeito no
no tempo de subida e no erro em regime
ts = 0,28 s
tp = 0,18 s
tr = 0,1 s
Sintonia de controladores PID
utilizando tentativa e erro
Controle proporcional-integral
 Da tabela, verifica-se que Ki diminui o tempo de subida, aumenta o
Sobressinal, bem como o tempo de acomodação e elimina o erro em
Regime permanente. A função de transferência do sistema em malha 
Fechada com um controlador proporcional-integral é:
Kp=30;
Ki=70;
num=[Kp Ki];
den=[1 10 20+Kp Ki];
t=0:0.01:2;
step(num,den,t)
Kp=30;
Ki=70;
Kp=30;
Ki=100;
Reduziu-se o ganho proporcional (Kp)
 uma vez que o controle integral 
também atua na redução do tempo de
 subida e no aumento do sobressinal 
(assim como o controle proporcional).
 A resposta obtida mostra a 
eliminação do erro em regime.
ts = 0,6 s
tp = 0,8 s
tr = 0,5 s
Sintonia de controladores PID
utilizando tentativa e erro
Controle proporcional-integral-derivativo
 A seleção dos ganhos é feita após várias simulações . A função de 
transferência do sistema em malha fechada com um controlador 
proporcional-integral-derivativo é:
Com o controlador PID, obteve-se um
sistema sem sobressinal, com um 
tempo de subida rápido e nenhum erro
de regime.
ts = 0,83 s
tr = 0,08 s
Kp=350;
Kd=5500;
Ki=300
Controladores PID
Controladores PID
Controladores PID
 Ziegler e Nichols sugeriram escolher valores de Kp, Ki e Kd de acordo com a fórmula que aparece na tabela abaixo.
 Note que o controlador sintonizado por este método fornece:
Controladores PID
Método do Limiar de Oscilação ou da resposta em frequência
 Neste método, faz-se inicialmente as constantes Ki = ∞, e Kd = 0, trabalhando apenas com a ação de controle proporcional.
 Experimentalmente aumenta-se o valor de Kp até que a resposta do sistema apresente uma oscilação sustentada pela primeira vez. A esse valor de Kp dá-se a notação de Kcr (ganho crítico). 
 O período da senóide encontrada será denominada Pcr (período crítico).
Controladores PID
 Ziegler e Nichols sugeriram escolher valores de Kp, Ki e Kd de acordo com a fórmula que aparece na tabela abaixo.
 Note que o controlador sintonizado por este método fornece:
Controladores PID
Ziegler-Nichols
Método da Curva de Reação:
h(t)
KP
KI
KD
P
T/L
0
0
PI
0.9 T/L
0.3/L
0
PID
1.2 T/L
0.5/L
0.5L
Método do Limiar de Oscilação:
t
h(t)
P
c
Oscilação com Kp = Kc
L
T
t
K
KP
KI
KD
P
0.5 Kc
0
0
PI
0.45Kc
1.2/Pc
0
PID
0.6Kc
2/Pc
0.125Pc
Controladores PID
Controladores PID
Controladores PID
Portanto a equação característica para Kcr é:
Fazendo s=jw tem-se:
Donde obtém-se que: 
Portanto: 
Pela regra de Ziegler-Nichols, são determinados os valores de Kp, Ki e Kd :
Controladores PID
 Substituindo na função de transferência de um controlador PID tem-se:
 Verifica-se que o controlador PID possui um polo na origem e um zero duplo em s = -1,4235.
Controladores PID
Para encontrar a resposta ao degrau unitário, fecha-se a malha e obtém-se a função de transferência de malha fechada no MATLAB.
Máximo de sobressinal 
em torno de 62%
Controladores PID
Fazendo ajustes finos pode-se chegar a resposta desejada.
Máximo de sobressinal 
menor que 25%
Controle de Processos Industriais
Controle de Processos Industriais
Controle de Processos
Processos Industriais
Sensor, Transmissor, Válvula de Controle: campo (junto ao processo);
Controlador: sala de controle ou campo;
Equipamentos de controle: analógicos ou digitais;
Sistemas analógicos: sinais de ar pressurizado (3 a 15 psi) ou sinais de corrente/tensão (4-20 mA, 0-10 Vdc).
Controlador Industrial
Modos de Operação: Manual ou Automático;
Ações de Controle: Direta ou Reversa
A escolha da ação de controle depende da ação da MV sobre a PV no processo, da ação da válvula e do sensor.
Características de um Controlador Industrial
Indicar o valor da Variável de Processo (PV);
Indicar o valor da saída do controlador, a Variável Manipulada (MV);
Indicar o Set Point (SP);
Ter um chave para selecionar entre modo manual ou automático;
Ter uma forma de alterar o valor do SetPoint quando o controlador está em automático;
Ter uma forma de alterar MV quando o controlador está em manual;
Ter um modo de seleção entre ações direta e reversa do controlador.
CONTROLE “FEEDFORWARD”
87
O que é ?
Controle feedforward usa o conhecimento das perturbações para agir sobre o sistema antes que as mesmas afetem o erro;
Desvantagens:
necessidade de medição das perturbações
Necessidade do conhecimento do modelo do processo e da perturbação
Controle Feedforward
Gc(s)
G(s)
Gn(s)
+
-
+
+
Y(s)
R(s)
E(s)
N(s)
Controle Convencional
Influência da entrada
Influência das perturbações
Se as perturbações são mensuráveis, o controle feedforward é um método útil para cancelar os seus efeitos na saída do processo.
Controle Convencional
Gc(s)
G(s)
Gn(s)
+
-
+
+
Y(s)
R(s)
E(s)
N(s)
Gff(s)
+
saída
perturbação
controlador
feedforward
Controle Feedforward
A vantagem deste tipo de controle é que a ação corretiva ocorre antecipadamente, ao contrário do controle por realimentação, em que a ação corretiva acontece somente depois da saída ser afetada.
Controle Feedforward
Sistema de controle de temperatura
Exemplo
Exemplo
Perturbação: 
mudança vazão de saída da torre (depende do nível da torre);
seu efeito não pode sentido imediatamente, devido aos atrasos envolvidos no sistema;
um controlador convencional agirá somente quando houve um erro;
um controlador feedforward que receberá a também a informação da vazão, poderá agir mais cedo sobre a válvula de vapor.
Exemplo
CONTROLE EM CASCATA
97
O que é ?
É um método simples, envolvendo dois controladores por realimentação em cascata;
O controle em cascata é definido como a configuração onde o sinal de saída de um controlador é o Set-Point gerado pelo outro controlador.
Gc1(s)
+
-
+
Gc2(s)
G2(s)
G1(s)
-
R1(s)
R2(s)
Y2(s)
Y1(s)
laço secundário
laço primário
Controle em Cascata
Controle em Cascata
Gc1(s)
+
-
G1(s)
R1(s)
R2(s)
Y2(s)
Y1(s)
Equação característica:
primário
secundário
Controle Convencional – exemplo
LC
+
-
G(s)
SP
H
Controle em Cascata - exemplo
LC
+
-
+
FC
G1(s)
G2(s)
-
SP2
Q
H
malha de vazão
malha de nível
SP1
Controle em Cascata - exemplo
Considerando:
Controle convencional:
-
+
LGR
Controle em Cascata - exemplo
Controle em cascata:
-
+
+
-
laço secundário
laço primário
LGR-primário
-2
LGR-secundário
COMPENSAÇÃO DO TEMPO MORTO
105
É o atraso entre a variação do sinal de controle (MV) e o início da variação da saída (PV).
Exemplos:
Transporte de fluidos em linhas longas;
Variável controlada medida por analisador de linha;
Elemento final de controle lento;
Um controlador convencional não funciona bem com tempo morto, pois a ação de controle demora um certo tempo para ser detectada.
Tempo morto
tempo morto
Compensação do tempo morto
Considerando:
Gc1(s)
e-sτ G(s)
+
-
R(s)
Y(s)
A FT de malha fechada é::
(I)
Compensação do tempo morto
Idéia: deslocar o tempo morto para fora da malha de controle
(II)
Gc(s)
G(s)
+
-
R(s)
e-sτ
Y(s)
Para isto, projetaremos um controlador a fim de que a FT de malha fechada seja:
Compensação do tempo morto
Gc(s)
G(s)
+
-
R(s)
e-sτ
Y(s)
(1-e-sτ)G(s) 
+
-
Gc1(s)
Igualando as equações (I) e (II) temos:
Compensação do tempo morto
O controlador Gc(s) é projetado de forma usual;
O controlador de Smith realimenta a saída sem o atraso (não pode ser obtida na prática);
O controlador modifica a variável controlada da seguinte forma:
Quando o controlador enviar uma ação de controle ao processo, o controlador imediatamente responde pelo processo para que a resposta seja isenta do tempo morto;
Após o tempo morto, à medida que o processo começar a responder, o controlador vai retirando a sua ação de acordo com a dinâmica do processo.
CONTROLE “OVERRIDE”
111
Controle “Override”
Também chamado de controle seletivo;
É uma forma de controle multivariável em que uma única variável manipulada (MV) pode ser ajustada usando-se várias variáveis controladas (PV), uma de cada vez;
Escolhe-se a variável principal que estará na maior parte do tempo atuando na variável manipulada, sendo as outras apenas variáveis de restrição.
Coluna de Destilação - exemplo
Coluna de Destilação - exemplo
Deve-se controlar a vazão de vapor para o refervedor (trocador de calor para aquecimento) de fundo de uma coluna de destilação, atuando na única válvula do sistema;
Entretanto, o nível deste refervedor não pode ser menor que um valor para não perder o selo de líquido;
Solução: controle override.
Vantagens
Quando não existem graus de liberdade suficientes no processo, pode-se controlar preferencialmente uma variável até que uma outra atinja o seu limite operacional;
Forma simples de respeitar as restrições do processo e evitar que o sistema de segurança atue parando a planta.
Cuidados na implementação
Prever proteção contra saturação do sinal de saída dos controladores que não estiverem sendo selecionados para atuar no elemento final de controle;
Implementar uma estratégia de rastreamento dinâmico forçando a saída dos controladores que não estão controlando a válvula a seguir a posição atual da válvula (saída do seletor).
Controle Override – Exemplo 2
Quando a pressão do gás de saída do compressor ultrapassa um valor pré-ajustado, o controle passa a ser exercido pela malha de pressão, ao invés da malha de fluxo, através da chave HSS ativada por valores altos.
 Controle override para proteção de um compressor
Controle Override – Exemplo 3
Inicialmente o controle busca manter a pressão na linha de vapor. Quando o nível se torna muito baixo, o controle passa a ser exercido pela malha de nível.
 Controle override para proteção de geradores de vapor
CONTROLE 
“SPLIT RANGE”
119
Controle “Split Range”
Em certas aplicações, uma única malha de controle de fluxo pode ser suficiente para garantir um bom desempenho do sistema em uma grande faixa de operação;
Controle de fluxo do tipo Split Range usa dois controladores (um com uma válvula de controle pequena e o outro com uma válvula de controle grande), ambos em paralelo;
 Para fluxos pequenos, a válvula grande é fechada e a válvula pequena garante um controle de fluxo de boa qualidade;
Para grandes fluxos, ambas as válvulas estão abertas.
Exemplo
Controle de pressão em split-range:
Exemplo
Se a pressão começar a subir, o controlador deve primeiro fechar toda a válvula que admite gás e em seguida abrir a válvula de alívio;
Assim, supondo o controlador em ação direta, entre 0 e 50% na saída do PID, a válvula que admite gás vai da posição toda aberta para a posição toda fechada;
Na faixa entre 50 e 100% na saída do PID, a válvula que alivia gás vai da posição fechada para a posição toda aberta.
Controle Split Range – Exemplo 2
Controle Split Range – Exemplo 3
Controle de Temperatura Split Range 
Controle Split Range – Exemplo 2
Controle de Temperatura Split Range 
T > Tref
Resfriar
T < Tref
Aquecer
CONTROLE 
DE RELAÇÃO
126
O que é ?
Existem muitas situações nos processos industriais onde é necessário
manter duas variáveis numa proporção ou relação definida;
Uma variável flutua livremente de acordo com as exigências do processo e é chamada de variável livre;
A outra variável é proporcional à variável livre e é chamada de variável manipulada;
Exemplos: a mistura de aditivos à gasolina, mistura proporcional de reagentes de um reator químico e a mistura de fluxos quentes e frios para se obter uma determinada temperatura da mistura.
Controle de Relação - Exemplo
Chart1
	0	0
	0.8	0
	1	0.0666667
	1	1
Larger Control
Valve
Smaller Control
Valve
Total Flow Rate
Signal to Control Valve (%)
F4B
	0.00E+00	0.00E+00	0.00E+00
	2.00E-01	8.00E-01	0.00E+00
	2.50E-01	1.00E+00	6.67E-02
	1.00E+00	1.00E+00	1.00E+00
Chart1
	100	0	0
	18.18182	0	0.45
	0	18.1818	0.55
	0	100	1
Steam
Cooling 
Water
Error from Setpoint for Jacket Temperature
Signal to Control Valve (%)
F8
	0	100	0
	4.50E-01	1.82E+01	0.00E+00
	5.50E-01	0.00E+00	1.82E+01
	1.00E+00	0.00E+00	1.00E+02