1、2.5 分程控制系統分程控制系統的根本概念1.分程調節系統一般來說，一臺調節器的輸出僅操縱一只調節閥，假設一只調節器去控制兩個以上的 閥并且是按輸出信號的不同區間去操作不同的閥門，這種控制方式習慣上稱為分程控制。表示了分程控制系統的簡圖。圖中表 示一臺調節器去操縱兩只調節閥，實施動作過程是借助調節閥上的閥門定位 器對信號的轉換功能。例如圖中的A、B兩閥，要求MP変化時，作閥得全行程動作， 那么要求附在A閥上的閥門定位器，對輸入 信號圖2.5-1 分程控制系統示意圖MPa寸，相應輸出為 0.020.1MPa。按照這些條件，當調節器包括電/氣轉換器輸出信號小于 0.06MPa時A閥動作，B閥不動；

2、當輸出信號大于0.06MPa時，而B閥動作，A閥已動至極限；由此實現分程控制過程。分程控制系統中，閥的開閉形式，可分同向和異向兩種，見圖2.5-2和圖2.5-3。100%100%0. 020* 060. lMPa o, 02氣開型«陣床歴O0.03(b)氣關型0. IMPa圖2.5-2調節閥分程動作同向h 06D. IMPa3. 02100K氣開配C0.02a. 060. lMFa圖2.5-3調節閥分程動作異向一般調節閥分程動作采用同向規律的是為了滿足工藝上擴大可調比的要求；反向規律 的選擇是為了滿足工藝的特殊要求。2分程控制系統的應用1為擴大調節閥的可調范圍。調節閥有一個重要指標，

3、即閥的可調范圍R。它是一項靜態指標，說明調節閥執行規定特性線性特性或等百分比特性運行的有效范圍。可調范圍可用下式表示：CmaxCmin2.5-1式中Cmax 閥的最大流通能力，流量單位。Cmin 閥的最小流通能力，流量單位。國產柱塞型閥固有可調范圍R=30,所以Cmin30%Cmax。須指出閥的最小流通能力不等于閥關閉時的泄漏量。一般柱塞型閥的泄漏量Cs僅為最大流通能力的0.10.01%。對于過程控制的絕大局部場合，采用R=30的控制閥已足夠滿足生產要求了。但有極少數場合，可調范圍要求特別大，如果不能提供足夠的可調范圍，其結果將是或在高負荷下供給缺乏， 或在低負荷下低于可調范圍時產生極限環。例

4、如蒸汽壓力調節系統，設鍋爐產生的是壓力為10MP啲高壓蒸汽，而生產上需要的是4MPi平穩的中壓蒸汽。為此，需要通過節流減壓的方法將10MPa勺高壓蒸汽節流減壓成 4MPa的中壓蒸汽。在選擇調節閥口徑時，如果選用一個調節閥，為了適應大負荷下蒸汽供給量 的需要，調節閥的口徑要選擇得很大，而正常情況下蒸汽量卻不需要哪么大，這就需要將 閥關的小一些。也就是說，正常情況下調節閥只是在小開度工作，因為大閥在小開度下工 作時，除了閥的特性會發生畸變外，還容易產生噪聲和震蕩，這樣控制會使控制效果變差 控制質量降低。為了解決這一矛盾，可選用兩只同向動作的調節閥構成分程控制系統，分 程控制系統采用了 A B兩只同

5、向動作的調節閥根據工藝要求均選為氣開式其中A閥得在調節器輸出信號412mAC氣壓信號為0.020.06MPa時由全閉到全開，B閥得在調節器輸 出信號1220mA氣壓信號為0.060.1MPa時由全閉到全開，這樣，在正常情況下，即 小負荷時，B閥處于全關，只通過 A閥開度的變化來進行控制；當大負荷時，A閥已全開仍滿足不了蒸汽量的需求，這是 B閥也開始翻開，以補足A閥全開時蒸汽供給量的缺乏。4蒸汽減壓分程控制系統原理圖假定系統中所采用的 A、B兩只調節閥的最大流通能力Cmax均為100，可調范圍R=30。由于調節閥的可調范圍為：R C max . C min2.5-22.5-3據上式可求得Cmin

6、Cmax'30 = 100，30 3.33當采用兩支閥構成分程控制系統時，最小流通能力不變，而最大流通能力為兩閥最大流通 能力之和2Cmax=200，因此A、B兩閥組合后的可調范圍應是：Cmaxmin2003.3360這就是說采用兩支流通能力相同的調節閥構成分程控制系統后，其調節閥的可調范圍 比單只調節閥增大一倍。2滿足工藝操作的特殊要求。在某些間歇式生產化學反響過程中，當反響物投入設備后，為了使其到達反響溫度， 往往在反響開始前需要給它提供一定的熱量。一旦到達反響溫度后，就會隨著化學反響的 進行不斷釋放出熱量，這些熱量如不及時移走，反響就會越來越劇烈，以致會有爆炸的危 險。因此對于這

7、種間歇式化學反響器既要考慮反響前的預熱問題，又要考慮反響過程中及 時移走反響熱的問題。為此設計了如以下圖的分程控制系統。0. 020.00HlHPa10旳圖間歇式化學反響器分程控制系統圖圖中溫度調節器選擇反作用，冷水調節閥選擇氣關式A閥，熱水調節閥選擇氣開式B閥。該系統工作過程如下：在進行化學反響前的升溫階段，由于溫度測量值小于給定值，因此調節器輸出增大，B閥開大，A閥關閉，即蒸汽閥開、冷水閥關，以便使反響器溫度升高。當溫度到達反響溫度時，化學反響發生，于是就有熱量放出，反響物的溫度逐漸提高。當溫升使測量值大于給定值時，調節器輸出將減小由于調節器是反作用，隨著調節器的輸出的減小，B閥將逐漸關小

8、乃至完全關閉，而A閥那么逐漸翻開。這時反響器夾套中流過的將不再是熱水而是冷水。這樣一來，反響所產生的熱量就被冷水所帶走，從而到達維持反 應溫度的目的。分程控制系統的方案實施1 分程區間的決定分程控制系統設計主要是多個閥之間的分程區間問題，設計原那么： 先確定閥的開關作用形式以平安生產為主； 再決定調節器的正反作用； 最后決定各個閥的分程區間。2分程閥總流量特性的改善當調節閥采用分程控制，如果它們得流通能力不同，組合后的總流通特性，在信號交接處流量的變化并不是光滑的。例如選用Cmax 4和Cmin 100這兩只調節閥構成分程控制，兩閥特性及它們的組合總流量特性如以下圖。ULJ0Q .02

9、6; aD OBO 1訴$當產爲逋詔力4D u nzE0 <c) i, 分電姐合鐘ft圖2.5-6 分程系統大、小閥連接組合特性圖由圖可以看出，原來線性特性很好的兩只控制閥，當組合在一起構成分程控制時，其總 流量特性已不再呈現線性關系，而變成非線性關系了。特別是在分程點，總流量特性出現了 一個轉折點。由于轉折點的存在，導致了總流量特性的不平滑。這對系統的平穩運行是不利 的，為了使總流量特性到達平滑過渡，可采用如下方法。解決在處出現了大的轉折，呈嚴重的非線性方法 選用等百分比閥此時可自然解決;線性閥那么可通過添加非線性補償調節的方法將等百分比特性校正為線性。閥位控制系統被控變量將偏離原先的

10、給定值， ，需要對控制變量進行調整。選擇控制變量既要考慮它的經濟性和合理性而發生變化，為了克 對一個系統來說，可 又要考慮1 概述一個控制系統在受到外界干擾時， 服干擾的影響，將被控變量拉回到給定值 供選擇作為控制變量的可能是多個，它的快速性和有效性。但是，在有些情況下， 制系統就是在綜合考慮控制變量的快速性、 控制系統。閥位控制系統的原理結構如圖2.5-7所示。在閥位控制系統中選用了兩個控制 變量蒸汽量Gs和物料量Q，其中控制變 量Gs從經濟性和工藝的合理性考慮比擬 適宜，但是對克服干擾的影響不夠及時有 效。控制變量Q卻正好相反，快速性、有 效性較好，但經濟性、工藝的合理性較差。所選擇的控制

11、變量很難做到兩者兼顧。閥門控 有效性、經濟性和合理性根底上開展起來的一種圖閥位控制系統結構原理圖這兩個控制變量分別由兩支控制器來控制。其中控制變量Q的為主控制器TC,控制變量Gs的為閥位控制器 VPC。主控制器的給定值即產品的質量指標，閥門控制器的給定值是控制 變量管線上控制閥的閥位，閥位控制系統也因此而得名。2閥位控制系統的工作原理如圖2.5-8的閥位控制系統，假定 A閥、B閥均選為氣開閥，主控制器 TC溫度調節 器為正作用，閥位控制器 VPC為反作用。系統穩定情況下，被控變量等于主控制器的設定值R, A閥處于某一開度，控制 B閥處于閥位調節器 VPC所設置的小開度r。當系統 受到外界干擾使

12、原油出口溫度上升時， 溫度調節器的輸出將增大， 這一增大的信號送往兩處：其一去B閥；其二去VPC。送往B閥的信號將使B閥的開度增大，這會將原油出口溫 度拉下來；送往 VPC的信號是作為后者的測量值，在r不變的情況下，測量值增大，VPC的輸出將減小，A閥的開度將減小，燃料量那么隨之減小，出口溫度也將因此而下降。 這樣A、 B兩只閥動作的結果都將會使溫度上升的趨勢減低。隨著出口溫度上升趨勢的下降，溫度調節器的輸出逐漸減小，于是B閥的開度逐漸減小，A閥的開度逐漸加大。這一過程一直進行到溫度調節器及閥位調節器的偏差都等于0時為止。溫度調節器偏差等于0，意味著出口溫度等于給定值，即閥位調節器偏差等于零，

13、意味著調節閥B的閥壓與閥位調節器 VPC的設定值r相等，而B的開度與閥壓是有著一一對應的關系的，也就是說閥B最終會回到設定值r所對應的開度。由上面的分析可以看到：本系統利用控制變量Q的有效性和快速性，在干擾一旦出現影響到被控變量偏離給定值時，先行通過對控制變量Q的調整來克服干擾的影響。隨著時間的增長，對控制變量 Q的調整逐漸減弱，而控制出口溫度的任務逐漸轉讓給控制變量Gs來擔當。最終閥B停止在一個很小的開度由設定值r來決定上，而維持控制的合理性和經濟 性。選擇性控制系統概述選擇性控制系統又叫取代控制，也稱超馳控制。通常自動控制系統只能在生產工藝處于正常情況下進行工作，一旦生產出現事故狀態， 控

14、制器就要改為手動，待事故排除后，控制系統再重新投入工作。在大型生產工藝過程中， 除了要求控制系統在生產在正常情況下能夠克服外界的干擾，平穩操作外，還必須考慮事 故狀態下平安生產。即當生產操作到達平安極限時，應有保護性措施。屬于生產保護性措施的有兩類：一類是硬保護措施；一類是軟保護措施。所謂硬保護措施就是當生產操作到達平安極限時，有聲、光報警產生。此時有操作工將控制器切換到手動，進行手動操作、處理；或是通過專門設置的聯鎖保護線路實現自動停車， 到達保護生產的目的。 對于連續生產過程來說， 即使短暫的設備停車， 也會造成巨大的經濟 損失。因此這種硬保護措施已逐漸不為人們所歡送，相應地出現了軟保護措

15、施。所謂軟保護措施，就是通過一個特定設計的選擇性控制系統，在生產短期內處于不正常情況時，生產設備不須停車，由選擇性控制系統自動改變操作方式，使參數脫離極限值。并 且當參數恢復正常時原控制系統自動恢復，防止停車而且無需人的參入與。262 超馳控制設計應用如圖1 a、 b可用來說明氨蒸發器是如何從一個能夠滿足正常生產情況下的控制 方案，演變成為烤爐極限條件下的超馳控制的實例。圖2.6-1液氨蒸發器的控制方案液氨蒸發器是一個換熱設備， 它是利用液氨的汽化需要大量的熱量， 以此來冷卻流經管 內的被冷物料。 在生產中， 往往要求物料的出口溫度穩定， 即構成一個以被冷物料的出口溫 度為被控變量，以液氨流量

16、為操縱變量的控制方案。見圖a，這一控制方案用的是改變傳熱面積來調節傳熱量的方法。 因液位高度會影響熱交換器的浸潤傳熱面積， 因此液位高度反 應傳熱面積的變化。 由此可見液氨蒸發器實質上是一個單輸入 液氨流量 兩輸出 溫度和 液位 系統。通過工藝適宜設計，正常情況下溫度得到控制以后，液位也應該在一定允許區間。超限現象是因為出現了非正常工況的緣故。 不妨假設有雜質油漏入被冷物料管線， 使傳 熱系數猛降， 為了取走同樣的熱量， 就要大大增加傳熱面積。 但當液位淹沒了換熱器的所有 列管時， 傳熱面積的增加已達極限， 如果繼續增加氨蒸發器內的液氨量， 并不會提高傳熱量。 但是液位的繼續升高， 卻可能帶來

17、生產事故。 這是因為氣化的氨是要回收重復使用的， 氣氨 將進入壓縮機入口， 假設氣氨帶液， 液滴會損壞壓縮機葉片， 因而液氨蒸發器上部必須留有 足夠的氣化空間， 所以就要限制液位不要超過某一限高。 為此就必須在原有溫度控制的根底 上加一個防液位超限的控制系統。兩個控制系統的工作規律如下： 正常情況下， 由溫度控制器操縱閥門進行溫度控制； 當 出現非正常工況， 引起氨液位到達高限時， 被冷卻物料的溫度即使仍偏高， 此時溫度的偏離 給定值暫時成為次要因素， 而保護氨壓縮機已經上升為主要矛盾， 于是液位控制器取代溫度 控制器工作。 等引起不正常的因素消失， 液位恢復到正常區域， 此時又應恢復溫度控制

18、的閉 環運行。實現上述功能的防超限控制方案如圖b，它具有兩臺控制器，通過選擇器對兩個輸出信號的選擇來實現對控制閥的兩種控制方式。正常情況下應該選溫度控制器輸出信號， 當液位到達極限時，那么應選上液位控制器輸出。這種控制方式，習慣上稱為“超馳控制。總之，選擇性控制系統工作過程是： 1在正常情況下，溫度調節系統進行調節工作2當液面到達高限時，LC調節器搶奪3當液面恢復正常值時，TC溫度調節的恢復正常工作。選擇性控制系統的特點是： 1實現工藝要求的邏輯關系或極值條件 2系統中具體 實現邏輯功能的選擇器 3保護性系統必須是短時的 4“救急的控制系統。選擇性調節系統的設計： 1被調節參數的選擇 2調節器

19、的選型及參數整定 3 選擇器的選擇步驟，先確定閥的開、關形式；再確定出調節器的正反作用；最后看超馳系 統參數的極限輸出，是高選擇器選為高選。是低為低選。正常回路參數變化與選擇器選擇 無關。關于防積分飽和的方法 由于選擇性控制系統中，總有一臺控制器處于開環狀態，因此易產生積分飽和。防積分 飽和的三種方法： 限幅法：用上下值限幅器 , 控制器積分反響信號限定在某個區域。 外反響法：在控制器開環狀態下，不再使它自身的信號做積分反響，而是采用合 適的外部信號作為積分反響信號。 從而也切斷了積分正反響， 防止了進一步的偏差積分作用。 積分切除法：它是從控制器本身的線路結構上想方法。使控制器積分線路在開環

20、情況下，會暫時自動切除，使之僅具有比例作用。所以這類控制器稱為PI-P 控制器。因為 積分切除法，主要是涉及儀表內部線路設計，在這里不作進一步的討論。關于 限幅器與外反響方法，因為它們的防積分飽和原理不一致，功能亦有差異，在應用中應注 意它們各自的適用場合。對于選擇性控制系統的防積分飽和，應選擇外反響法。其積分外 反響信號取自選擇器的輸出信號，如圖 2.6-2 所示。當控制器 1處于工作狀態時，選擇器輸 出信號等于它自身的輸出信號，而對控制器2來說，這信號就成為外部積分反響信號了。反之，亦相同。值得注意的是，在這里防積分飽和要解決的問題，并非僅僅是在于使開環工作的控制器 輸出信號不超出有效區間

21、，而且要求當該控制器的偏差為0時瞬間，其輸出信號與當時工作2.6-2的外反響法能滿足這種要求的。的控制器輸出信號相同，以以便及時替換。圖 因為對一般PI控制器，存在下式u KceuT1S 1因此控制器1工作時,控制器2的輸出算式上 Kc2eT2S 12.6-1圖2.6-2選擇性調節系統防積分飽和示意圖式中：e2偏差,Kc2控制器2的比例增益,T2為積分反響時間常數。假設 e2為0，且系統處于較平穩階段時，上式為:2.6-2U2U1從而實現了跟蹤，一旦偏差 e2反向，控制器2的輸出信號立即會被選上，顯然，假設在這里選用限幅法防積分飽和，那么無法起到信號跟蹤功能。 其他選擇控制系統選擇性控制系統除

22、用于軟保護外，還有很多用途，茲舉一下數例。1 用于被控變量測量值的選擇固定床反響器中熱點溫度的控制就是一個例子。熱點溫度即最高點溫度的位置可 能會隨催化劑的老化，變質和流動等原因而有所移動。反響器各處溫度都應參加比擬，擇 其高者用于溫度控制。其控制方案見圖 2.6-3。類似的一種情況是使用復份檢測儀表時的控制問題。成分分析儀一般比其它儀表的可 靠性差。在圖2.6-4所示的系統中，采用兩臺分析儀，用高值選擇器來決定儀表信號的選取, 所以萬一哪一臺分析儀出現刻度偏高故障時，仍然可以維持正常的控制作用。圖中方案當 然可能會造成刻度偏高故障的影響，但這里假定它不至于造成過大危害。假假設刻度偏高、偏低的

23、故障都不太允許，那么應配置三個分析儀，它們的輸出送至中 值選擇器，將其中最高和最低信號均舍棄。因而在分析儀產生任一方向故障時，設備都能圖2.6-3 高選器用于控制反響器熱點溫度圖2.6-4用選擇器對復份儀表檢測信號進行選擇2 用于“變結構控制有時在系統到達某一約束區后，需要將調節器的輸出從一個閥門切換到另一個閥上去。 圖2.6-5的冷凝器控制系統即屬于這種情 況。圖中系統是精餾塔控制的一局部。來 于精餾塔頂的物料蒸汽在進入冷凝器后， 被冷凝為液體。冷凝液流入冷凝液貯罐， 并用泵輸送回塔。正常運行條件下，全部蒸汽都是可凝 的。塔頂蒸汽的壓力可以通過改變回流量 來進行控制。這里改變回流量的目的是為

24、了調整冷凝器中冷凝液液位。圖2.6-5精餾過程中冷凝器控制系統如回流量減少，那么液位升高，減小冷凝器中暴露于蒸汽中的傳熱外表積使冷凝量減小 蒸汽壓力上升。在此期間，回流罐液位升高，液位控制器產生高輸出信號，但是這個信號 不會被低值選擇器選中，此時，送給減法器的兩個信號相等，減法器輸出至排氣閥的信號 為零，相應地排氣閥應處于全關狀態。如有不凝氣體在冷凝器中積累起來，壓力就會升高。壓力控制器將加大回流量，但可 能冷凝器中的液體抽完，壓力仍然降不下來。這時為了防止抽空冷凝貯罐和氣蝕回泵，液 位控制器必須接替壓力控制器控制回流量。對于已經空了的冷凝器，只能依靠排出不凝氣 體來減低壓力。在圖2.6-5系

25、統中，中選擇液位控制器控制回流量時，壓力控制就被平穩地切換到排 氣閥上。在切換點，送給減法器的兩個輸入信號開始有所不同，產生一個翻開排氣閥的信 號。壓力控制器的輸出以排氣閥代替了控制回流閥。壓力控制器參數應當在它控制回流量 時進行整定。當它控制排氣閥時，可以通過調整減法器通道系數K的方法重新加以調整。液位控制器需要有外部反響以防積分飽和，但壓力控制器沒有這個必要，因為不管通 過哪一個閥門進行控制，它的回路總是閉合的。按計算指標的控制系統在工業生產過程中，對于某些特殊生產工藝，采用能直接測量的變量作為操縱指標不 能滿足工藝要求，而可以作為操作指標的一些變量，由于種種原因又不能直接測量出來。 這時

26、可以通過測量與此控制指標有關的某些變量，按一定的物料或能量換算關系，由計算 指來獲得控制指標，進行控制。這一類由測量變量經計算得到的控制指標作為被控變量的 控制系統即稱之按計算指標的控制系統。常見按計算指標控制系統從結構來分，可有兩種情況：一類是由輔助輸出變量推算出 的控制指標，直接作為被控變量的測量值；另一類是以某輔助輸出變量為被控變量，而它 的設定值那么由控制指標算式推算來得出。這兩種情況本質上是一致的。主要應用在精餾塔 的內回流控制系統，和氣液混相進料下熱焓控制系統等2.7. 1精餾塔的內回流控制1 內回流及其對精餾操作的影響內回流是精餾塔平穩操作的一個重要因素，內回流通常是指精餾塔的精

27、餾段內上一層 塔盤向下一層塔盤流下的液體流量。它與精餾操作一般所說的回流量即外回流量是既 有關系，又有區別的兩個概念。從精餾操作的原理看：當塔的進料流量、溫度、和成分都比擬平穩時，內回流穩定是 保證塔操作良好的一個重要因素。內回流的變化會影響塔盤上氣液平衡工況，導致塔頂、塔底產品可能不合格。所以要使工況穩定，需保持內回流量的恒定。 如果進料流量不能保證恒定時，從精餾操作可知，要保證產品合格，應使內回流量隨塔的進料量按一定比例變化，同時,再沸器的汽化量也要做相應的增減。因此根據精餾塔的工藝情 況，希望塔的內回流穩定或按規律如與進料量成比例 變化。2內回流和外回流的關系內回流與外回流之間的關系如圖

28、2.7-1所示。外回流是塔頂蒸汽經冷凝器冷凝后， 從塔外再送回精餾塔的回流液量 L0 ,因為外回流往往處于過冷狀態，所以外回流液的溫度T0因為回流量不能直接測得通常要比回流層塔盤的溫度 Ti低，這樣在這一層塔盤上，除了正常精餾過程的汽化和冷凝外，尚需 把外回流液加熱到Ti，而這一局部熱能只能有這一層塔盤的一局部上升蒸汽冷凝所釋放的 汽化潛熱來提供。因此從這一層塔盤向下流的內回流量應等于外回流流量與這局部冷凝液量之和，即：LiLo L 2.7-1式中 Li內回流；L0外回流； L 冷凝液量。由式2.7-1丨可看出內回流與外回流的關系。(1) 假設 T0 T1 那么厶 L=o, L1 L0 ；(2

29、) 假設T0 T1那么厶L工o, L1L0。一般塔頂蒸汽采用風冷式冷凝器冷卻，所以To T,，這樣L1不能用Lo代替，而需要采用內回流控制。3.實現內回流控制的方法因為內回流難于測量和控制，必須通過測量與其有關的一些其它變量，經過計算得到內回流作為被控變量，方可實現內回流控制。1內回流運算的數學模型內回流運算的數學模型可以通過列寫回流層的物料和能量平衡關系得到。物料平衡關 系式如式2.7-1所示：L1Lo L熱平衡關系式為： LLoCp(T1 To)2.7-2式中冷凝液的汽化潛熱;Cp外回流液的比熱容;T1 回流層塔板溫度;T。一一外流層塔板溫度。將式2.7-2丨代入式2.7-1可得:Cp式中

30、 K Cp： ， T T1T0。2. 丁一上內回更花制帝統LiL°1 (TiTo) = L°(1 K T2.7-3式2.7-3丨即內回流的計算式。因為 Cp和 值 可查有關物性數據表得到， 外回流L0及溫差 T可以直接測量得，這樣通過式2.7-3即可間接算得內回 流量L1。2實現內回流控制的示意圖內回流控制系統的原理圖如圖 2.7-2所示。由圖 可知，內回流計算裝置可以由開方器、乘法器和加法 器組成，通過它們完成式2.7-3的運算。由于內回 流控制在石油、化工等生產過程中較為廣泛，因此人 們已設計出內回流計算的專用儀表，以便于使用。圖Lo來保證內回流量 L1的，從理論上講也可以通過改變外回流液的溫度To來實現。此外，如果精餾工藝中需要內回流按其他變量如進料量作一定比例變化時，只要把上述方案中的流量調節器的給定值由其他變量來決定就可以了。3儀表的信號匹配問題在“按計算指標控制系統中，總需要有一個運算裝置來實現關于“計算指標得推算。當用幾只模擬儀表或可編程調節器來實現這種運算時，必須注意采用適宜的設計步驟。一 般不宜按照工藝算式來構筑運算裝置的框圖，而應該先將工藝算式轉化為信號算式，再由 信號算式去構筑運算裝置。1根據工藝關系式設計運算裝置步驟步驟1：選定信號變送器型號及變送范圍，并求得信號變送算式