07
Perancangan Pengendalian Proses Pabrik
Tujuan: Mempelajari perancangan alternatif-alternatif konfigurasi pengendalian untuk proses multi-input-multi-output pada pabrik Materi: 1. 2. 3. 4. 5.
Tinjauan Umum Pengendalian Proses MIMO Derajat Kebebasan Penentuan Konfigurasi Loop Alternatif Pengendalian Proses dengan Interaksi Unit-Unit The Nine Steps of Plantwide Process Control Procedure
7 – PERANCANGAN PENGENDALIAN PROSES PABRIK
YDH / INDALPRO / 1
7.1 Tinjauan Umum Pengendalian Proses MIMO Tinjau Proses dengan beberapa input & output: External Disturbances Measured (d)
Unmeasured (d′)
. . .
PROCESSING SYSTEM
. . .
Input
. . .
Manipulated Variables (m)
. . . Measured Outputs (y)
. . . Unmeasured Outputs (z)
7 – PERANCANGAN PENGENDALIAN PROSES PABRIK
YDH / INDALPRO / 2
7.1 Tinjauan Umum Pengendalian Proses MIMO
Pertanyaan yang harus dijawab sebelum merancang sistem pengendalian: 1. Apa tujuan pengendalian? Berapa jumlah CV? & yang mana? 2. Output apa yang harus diukur? Primer? Atau Sekunder? 3. Input apa yang dapat diukur? Primer? Atau Sekunder? Jika diasumsikan semua MV dapat diukur, maka dapat diterapkan adaptive & Inferential Control. Disturbance: hanya sedikit yang dapat diukur, maka dapat diterapkan FFC-FBC, Ratio Control. 4. MVapa yang harus dipilih? 5. Konfigurasi loop pengendalian apa yang digunakan? Sistem MIMO, menghasilkan banyak alternatif konfigurasi pengendalian 7 – PERANCANGAN PENGENDALIAN PROSES PABRIK
YDH / INDALPRO / 3
7.2 Derajat Kebebasan Degree of Freedom (DOF) Bermanfaat dalam penentuan jumlah controlled variables (CV) dan jumlah manipulated variables (MV) Didefinisikan:
DOF = V – E Dimana:
… (7.2.1)
V = Jumlah Variabel Bebas E = Jumlah Persamaan Bebas; hubungan antar V
Perancangan Pengendalian: DOF = 0 Æ V = E 7 – PERANCANGAN PENGENDALIAN PROSES PABRIK
YDH / INDALPRO / 4
7.2 Derajat Kebebasan
Dua pers. tambahan untuk menurunkan DOF menjadi nol: 1. Pengaruh eksternal: (a) lingkungan yang mempengaruhi sistem operasi, (b) unit upstream sebagai umpan proses, (c) unit downstream (bila outflow proses adalah inflow yang dimanipulasi untuk unit downstream) 2. Sistem Pengendalian: → korelasi: MV & CV (FBC) MV & d (FFC) → Jumlah CV = DOF – Jumlah Input Eksternal
… (7.2.2)
Berapa banyak MV yang diperlukan untuk menjaga output (CV) pada nilai yang diinginkan (setpoint)? 7 – PERANCANGAN PENGENDALIAN PROSES PABRIK
YDH / INDALPRO / 5
7.2 Derajat Kebebasan
Tinjau proses dengan spesifikasi sebagai berikut: N : output yang dikendalikan (y1, y2, … , yN) M : manipulasi bebas (m1, m2, … , mM) dengan M ≥ N L : jumlah gangguan eksternal (d1, d2, … , dL)
Anggap: N persamaan hubungan y, m, dan d adalah sbb: y1 = f1 (m1, m2, … , mM ; d1, d2, … , dL) y2 = f2 (m1, m2, … , mM ; d1, d2, … , dL)
… (7.2.3)
… yN = fN (m1, m2, … , mM ; d1, d2, … , dL) Dengan perubahan d, nilai y harus tetap: hal ini mungkin jika N dari M buah MV dapat diubah secara bebas. 7 – PERANCANGAN PENGENDALIAN PROSES PABRIK
YDH / INDALPRO / 6
7.2 Derajat Kebebasan
Untuk Perancangan Pengendalian: Jumlah MV bebas = Jumlah CV = DOF – Jumlah Input Eksternal
… (7.2.4)
Catatan-Catatan: 1. Tinjau pers. (7.2.2); Jika jumlah CV = k buah, & CV nyata = l & l < k. Jumlah var. yang tidak dikendalikan = (k – l) buah; hal ini dapat menyebabkan masalah, namun bila pengaruhnya dapat diterima pada operasi proses, maka logis untuk mpy CV < pers. (7.2.2). 2. TIDAK MUNGKIN merancang sistem pengendalian yang dapat mengatur CV melebihi CV pada pers. (7.2.2). 3. DOFdinamik ≥ DOFtunak
7 – PERANCANGAN PENGENDALIAN PROSES PABRIK
YDH / INDALPRO / 7
7.2 Derajat Kebebasan
Contoh 7.2.1: DOF pada sistem tangki cairan (Gambar 7.2.1) Neraca Massa: fi(t)
dh(t ) A = f i (t ) − f o (t ) dt Var. bebas = 3 (h , fi , fo) h(t)
fo(t)
Gambar 7.2.1. Tangki cairan
Persamaan = 1 A adalah parameter yang ditetapkan (dimensi tangki) DOF = 3 – 1 = 2
Karena fi(t) ditetapkan oleh kondisi eksternal, jumlah CV = 2 – 1 = 1 Feedback loop antara h dan fo 7 – PERANCANGAN PENGENDALIAN PROSES PABRIK
YDH / INDALPRO / 8
7.2 Derajat Kebebasan
Contoh 7.2.2: Menentukan jumlah CV dan MV untuk flash drum Vapor yi , FV
• Umpan cair t.d.d. N komponen fraksi mol zi Æ i = 1,2,…,N • Flash dari PF ke P → PF >> P • Steam → menjaga T tetap
P, T
Feed zi , PF , TF , FF Steam ws(t), lb/mnt Ts(t), oF
• Masalah: 1. Identifikasi CV 2. Identifikasi MV
T
Condensate
Liquid xi , FL
3. Konfigurasi loop pengendalian
Gambar 7.2.2. Flash Drum 7 – PERANCANGAN PENGENDALIAN PROSES PABRIK
YDH / INDALPRO / 9
7.2 Derajat Kebebasan
Penyelesaian Soal 7.2.2: Neraca Massa Total (asumsi ρ konstan)
dh Aρ = FF − (FV + FL ) dt
Eq. = 1
Neraca Massa Komponen
d (h.xi ) Aρ = FF .zi − (FV . yi + FL .xi ) dt
Eq. = N – 1
Dimana i = 1,2, …, N – 1 Neraca Panas
d (h.T ) CpL A = CpF FF TF − (CpV FV T + CpL FLT ) + UAS (TS − T ) dt Eq. = 1 7 – PERANCANGAN PENGENDALIAN PROSES PABRIK
YDH / INDALPRO / 10
7.2 Derajat Kebebasan
Penyelesaian Soal 7.2.2 (lanjutan): Hubungan Kesetimbangan Vapor-Liquid
yi = K i (T , P )xi
Eq. = N
Dimana i = 1,2, …, N Batasan N
∑x i =1
i
= 1 dan
N
∑y i =1
i
=1
Eq. = 2
Jumlah Persamaan: E = 1 + (N – 1) + 1 + N + 2 = 2N + 3
7 – PERANCANGAN PENGENDALIAN PROSES PABRIK
YDH / INDALPRO / 11
7.2 Derajat Kebebasan
Penyelesaian Soal 7.2.2 (lanjutan): Jumlah Variabel • Konstan: A , AS , ρ , U , CpF , CpV , CpL Ki(T,P) Subtotal 1 • Eksternal yg ditentukan :
=7 =N =N+7
TF = 1 zi
Subtotal 2 • Eksternal yg tidak ditentukan :
=N–1 =N FF , FV , FL , P , T , h , Ts (atau wS) = 7 xi , yi (untuk i = 1, 2, …, N) Subtotal 3
Jumlah Variabel:
= 2N = 2N + 7
V = N+7 + N + 2N + 7 = 4N + 14
7 – PERANCANGAN PENGENDALIAN PROSES PABRIK
YDH / INDALPRO / 12
7.2 Derajat Kebebasan
Penyelesaian Soal 7.2.2 (lanjutan): DOF = V – E = (4N + 14) – (2N + 3) = 2N + 11 Jumlah variabel eksternal yg ditentukan = N + 7 + N = 2N + 7 Jumlah MV = Jumlah CV = DOF – Jumlah Input Eksternal = (2N + 11) – (2N + 7) =4 Dipilih 4 CV dari (2N + 7) “unspecified variables” 9 T dan P untuk mendapatkan pemisahan yang diinginkan 9 FF untuk mendapatkan produksi tetap 9 h untuk menjaga level/volume cairan tetap
7 – PERANCANGAN PENGENDALIAN PROSES PABRIK
YDH / INDALPRO / 13
7.2 Derajat Kebebasan
Gambar 7.2.3. Konfigurasi Pengendalian Proses Flash Drum (Lengkap dengan sistem sensor/transmitter) FV
FSP FC 10
PC 10
FT 10
PSP
PT 10
FF
P, T TT 10
TSP
LT 10 LC 10
TC 10
ws
hSP
FL T
7 – PERANCANGAN PENGENDALIAN PROSES PABRIK
YDH / INDALPRO / 14
7.2 Derajat Kebebasan
Gambar 7.2.4. Penyederhanaan Gambar Konfigurasi Pengendalian Proses Flash Drum (Contoh 7.2.2) FV
FSP
FC
PSP
PC
FF
P, T
TSP
hSP
LC TC
ws
FL T
7 – PERANCANGAN PENGENDALIAN PROSES PABRIK
YDH / INDALPRO / 15
7.3 Penentuan Konfigurasi Loop Alternatif Untuk Sistem dengan N CV dan N MV ¾Terdapat sekitar N! konfigurasi loop yang berbeda ¾Misal, CV = 2 ; MV = 2 ; Konfigurasi Loop = 2 ! = 2 x 1 = 2 ¾Lihat Gambar Konfigurasi Loop Alternatif untuk proses 2 x 2 ¾Jika N = 3 Konf. Loop = 3 ! = 6 N = 4 Konf. Loop = 4 ! = 24 N = 5 Konf. Loop = 5 ! = 120
MASALAH: memilih konfigurasi yang baik dari semua kemungkinan yang ada 7 – PERANCANGAN PENGENDALIAN PROSES PABRIK
YDH / INDALPRO / 16
7.3 Penentuan Konfigurasi Loop Alternatif
Gambar 7.3.1. Konfigurasi Loop Alternatif Proses 2 x 2
Controller m1 m2
PROCESS
Controller y1 y2
m1 m2
PROCESS
Controller
Controller
(a)
(b)
7 – PERANCANGAN PENGENDALIAN PROSES PABRIK
y1 y2
YDH / INDALPRO / 17
7.3 Penentuan Konfigurasi Loop Alternatif
Kriteria Pemilihan Konfigurasi Loop Alternatif Secara Kualitatif: 1. Pilih MV yang mempunyai efek langsung dan cepat terhadap CV 2. Pilih pasangan MV dan CV yang memberikan time delay (td) sekecil mungkin 3. Pilih pasangan MV dan CV dengan interaksi loop-loop pengendali sekecil mungkin Secara Kuantitatif (tidak dibahas dalam MKA ini) 1. Teknik Singular Value Decomposition (SVD) 2. Teknik Relative Gain Array (RGA) 3. Penentuan Condition Number (CN) 7 – PERANCANGAN PENGENDALIAN PROSES PABRIK
YDH / INDALPRO / 18
7.3 Penentuan Konfigurasi Loop Alternatif
Contoh 7.3.1: Menentukan konfigurasi loop alternatif untuk flash drum secara kualitatif Tinjau kembali Contoh 7.2.2: MV = 4 ; CV = 4 Æ Konfigurasi Loop = 4 ! = 4 x 3 x 2 x 1 = 24 CV ≡ FF , P , T , h MV ≡ FF , FL , wS , FV
Bagaimana konfigurasi loop yang mungkin?
Penyelesaian: 1. Susun Kemungkinan Konfigurasi Loop Alternatif 2. Eliminasi beberapa Alternatif berdasarkan analisis kualitatif 3. Pilih Alternatif terbaik (satu diantara kemungkinan yang ada)
7 – PERANCANGAN PENGENDALIAN PROSES PABRIK
YDH / INDALPRO / 19
7.3 Penentuan Konfigurasi Loop Alternatif
Tabel 7.3.1 Alternatif-alternatif konfigurasi loop untuk Flash Drum No. FF Dikontrol Konf. Oleh
best
P Dikontrol Oleh
T Dikontrol Oleh
h Dikontrol Oleh
1
FF
FL
wS
FV
2
FF
FL
FV
wS
3
FF
FV
wS
FL
4
FF
FV
FL
wS
5
FF
wS
FL
FV
6
FF
wS
FV
FL
7
FL
FF
wS
FV
8
FL
FF
FV
wS
9
FL
FV
wS
FF
10
FL
FV
FF
wS
11
FL
wS
FF
FF
12
FL
wS
FV
FV
7 – PERANCANGAN PENGENDALIAN PROSES PABRIK
YDH / INDALPRO / 20
7.3 Penentuan Konfigurasi Loop Alternatif
Tabel 7.3.1 Lanjutan No. FF Dikontrol Konf. Oleh
P Dikontrol Oleh
T Dikontrol Oleh
h Dikontrol Oleh
13
FV
FF
FL
wS
14
FV
FF
wS
FL
15
FV
wS
FF
FL
16
FV
wS
FL
FF
17
FV
FL
FF
wS
18
FV
FL
wS
FF
19
wS
FF
FL
FV
20
wS
FF
FV
FL
21
wS
FL
FF
FV
22
wS
FL
FV
FF
23
wS
FV
FF
FL
24
wS
FV
FL
FF
7 – PERANCANGAN PENGENDALIAN PROSES PABRIK
YDH / INDALPRO / 21
7.3 Penentuan Konfigurasi Loop Alternatif
Argumentasi kualitatif untuk memilih konfigurasi loop alternatif terbaik: 1. Pengaruh FF, FV, dan FL terhadap T adalah tidak langsung dan lambat, sedangkan wS berpengaruh langsung dan cepat terhadap T. → pilih No. konf : 1 , 3 , 7 , 9 , 14 , dan 18 2. Pengaruh wS dan FL terhadap P adalah tidak langsung dan lambat. FF dan FV adalah MV yang baik untuk P. → dari seleksi pertama, pilih No. konf. : 3 , 7 , 9 , dan 14 3. Dari No. konf. : 3 , 7 , 9 , dan 14 ; 3 adalah yang terbaik, karena: 9 FL cepat untuk mengendalikan level (h) 9 FV dapat mengendalikan P secara langsung dan cepat
7 – PERANCANGAN PENGENDALIAN PROSES PABRIK
YDH / INDALPRO / 22
7.3 Penentuan Konfigurasi Loop Alternatif
Berdasarkan argumentasi kualitatif, diperoleh konfigurasi loop: Tabel 7.3.2 Pasangan CV/MV pada konfigurasi pengendalian flash drum
Controller
CV
MV
TC
T
wS
PC
P
FV
LC
h
FL
FC
FF
FF
Lihat Gambar konfigurasi loop pengendalian flash drum pada Contoh 7.2.2 ! 7 – PERANCANGAN PENGENDALIAN PROSES PABRIK
YDH / INDALPRO / 23
7.4 Pengendalian Proses dengan Interaski Unit-Unit Tinjau proses yang disusun dari N unit yang berinteraksi satu dengan yang lain melalui aliran massa dan energi. Prosedur sistematik untuk menentukan konfigurasi pengendalian untuk keseluruhan proses: 1. Kelompokkan proses menjadi blok-blok terpisah, dimana tiap blok berisi satu unit pemisah atau sejumlah kecil unit pemroses. 2. Tentukan DOF, jumlah CV dan MV untuk tiap-tiap blok. 3. Tentukan semua loop konfigurasi yang mungkin untuk tiap blok 4. Gabungkan kembali blok-blok dengan loop konfigurasinya. 5. Eliminasi konflik/pertentangan diantara sistem kendali dari berbagai blok 7 – PERANCANGAN PENGENDALIAN PROSES PABRIK
YDH / INDALPRO / 24
7.4 Pengendalian Proses dengan Interaksi Unit-Unit
Contoh 7.4.1: Konflik loop kendali pada unit-unit proses
Gambar 7.4.1. Proses dengan 2 unit seri
Unit 1
7 – PERANCANGAN PENGENDALIAN PROSES PABRIK
Unit 2
YDH / INDALPRO / 25
7.4 Pengendalian Proses dengan Interaksi Unit-Unit
Gambar 7.4.2. Konflik loop pengendalian pada 2 unit-proses-seri
Konflik
Controller
Unit 1
Unit 2
Controller
(a)
7 – PERANCANGAN PENGENDALIAN PROSES PABRIK
YDH / INDALPRO / 26
7.4 Pengendalian Proses dengan Interaksi Unit-Unit
Gambar 7.4.2. Lanjutan
Konflik
Unit 1
Unit 2
Controller
Controller
(b)
7 – PERANCANGAN PENGENDALIAN PROSES PABRIK
YDH / INDALPRO / 27
7.4 Pengendalian Proses dengan Interaksi Unit-Unit
Contoh 7.4.2: Membangun konfigurasi loop pengendalian untuk proses kimia sederhana (Lihat Gambar 7.4.2). Penjelasan proses: Reaksi A → B eksotermis dilaksanakan dalam CSTR dengan pendingin jaket. Umpan reaktor dipanaskan awal memakai hasil reaksi dan steam. Pendingin dicabang dua, dilengkapi dengan pemanas dan pendingin (Qh dan Qc). Hasil reaktor didinginkan di HE dan dipisahkan dalam flash drum. Suhu drum diatur dengan pendingin air. Tujuan operasi: 1. Menjaga konversi reaktor sebesar mungkin 2. Menjaga laju produksi tetap 3. Menjaga komposisi produk cair dari flash drum tetap
7 – PERANCANGAN PENGENDALIAN PROSES PABRIK
YDH / INDALPRO / 28
7.4 Pengendalian Proses dengan Interaksi Unit-Unit
Gambar 7.4.3 Pabrik kimia (untuk contoh 7.4.2) Fi , Ti , CAi Vapor
Steam
Heating FC , TCO
Tf , Pf
AÆB
Coolant
Fi , TR , CA
Reactor Cooling
Coolant system
Fi , TO
Feed
Cooling water
Feed preheating Liquid
Flash drum
7 – PERANCANGAN PENGENDALIAN PROSES PABRIK
YDH / INDALPRO / 29
7.4 Pengendalian Proses dengan Interaksi Unit-Unit
Langkah 1 Membagi proses ke dalam 4 blok (lihat Gambar): (1) Coolant system, (2) Reactor, (3) Feed preheating, (4) Flash drum Langkah 2 & 3 Menentukan DOF, MV, dan CV untuk tiap-tiap blok. Pilih konfigurasi terbaik dari tiap-tiap blok ☻ Coolant system Jml var. = 8 (Pcf , Tcf , Fc1 , Tc1 , Fc2 , Tc2 , Fc , Tco) Æ di luar par. konstan Jml var. yang ditetapkan = 2 (Pcf , Tcf ) – Jml var. yang tidak ditetapkan = 6
7 – PERANCANGAN PENGENDALIAN PROSES PABRIK
YDH / INDALPRO / 30
7.4 Pengendalian Proses dengan Interaksi Unit-Unit
☻ Coolant System Jml pers. Model = 4 Æ NE pemanas ; NE pendingin ; NE pencampuran arus ; NM pencampuran arus
DOF = 8 – 4 = 4 Jml MV = Jml CV = DOF – Var yg ditetapkan = 4 – 2 = 2 CV = 2
Fc Tco
MV = 2 Dipilih dari: Fc , Fc1 , Fc2 , Fc1 + Fc2 , dan Fc1/Fc2 7 – PERANCANGAN PENGENDALIAN PROSES PABRIK
No. konf.
Fc dikendalikan oleh
Tco dikendalikan oleh
1
Fc
Fc1 & Fc2
2
Fc1 + Fc2
Fc1 / Fc2
3
Fc2
Fc1
4
Fc1
Fc2
5
Fc1 + Fc2
Fc1
6
Fc1 + Fc2
Fc2 YDH / INDALPRO / 31
7.4 Pengendalian Proses dengan Interaksi Unit-Unit
Gambar 7.4.4 Loop pengendali untuk unit pendingin (cooling system) dalam contoh 7.4.2 FC Heating FC1 , TC1 Qh Coolant FC , TC0
PCf , TCf , FC QC FC2 , TC2 Cooling
7 – PERANCANGAN PENGENDALIAN PROSES PABRIK
TC
YDH / INDALPRO / 32
7.4 Pengendalian Proses dengan Interaksi Unit-Unit
☻ Feed Preheating System Jml var. = 6 (Ws , To , Ti , Tr , Tint , Fi) Jml var. yang ditetapkan = 3 (To , Tr , Fi ) – Jml var. yang tidak ditetapkan = 3 Jml pers. (model) = 2 : NE steam heater & NE FEHE DOF = 6 – 2 = 4 Jml MV = Jml CV = DOF – Var yg ditetapkan = 4 – 3 = 1 CV = 1
Ti
MV = 1
Ws
7 – PERANCANGAN PENGENDALIAN PROSES PABRIK
Ws berpengaruh langsung dan cepat terhadap Ti YDH / INDALPRO / 33
7.4 Pengendalian Proses dengan Interaksi Unit-Unit
Gambar 7.4.5 Loop pengendali untuk feed preheating unit dalam contoh 7.4.2 To Reactor TC
Ti
Steam WS
Tint Reactor effluent
To Flash Drum
Fi , TR Fi , TO
7 – PERANCANGAN PENGENDALIAN PROSES PABRIK
Feed
YDH / INDALPRO / 34
7.4 Pengendalian Proses dengan Interaksi Unit-Unit
☻ Reactor System Jml var. = 9 (V , Tr , CA , CAi , Ti , Fi , Fc , Tc , Tco) Jml var. yang ditetapkan = 4 (Fi , CAi , Ti , Tco (atau Fc) ) – Jml var. yang tidak ditetapkan = 5 Jml pers. (model) = 3 : NM komp. A ; NE camp. reaksi & NE jaket pendingin DOF = 9 – 3 = 6 Jml MV = Jml CV = DOF – Var yg ditetapkan = 6 – 4 = 2 CV = 2
CA , Tr
MV = 2
Fi , Fc (atau Tco)
7 – PERANCANGAN PENGENDALIAN PROSES PABRIK
YDH / INDALPRO / 35
☻ Reactor System Konfigurasi alternatif untuk Reaktor No. konf.
CA dikendalikan oleh
Tr dikendalikan oleh
1
Fi
Fc (atau Tco)
2
Fc (atau Tco)
Fi
Fi
Fc (dgn TC sbg pengukuran sekunder dalam Cascade control)
3
No. 1 : Tr dikendalikan dengan FBC konvensional No. 3 : Tr dikendalikan dengan Cascade Control (Advanced FBC) 7 – PERANCANGAN PENGENDALIAN PROSES PABRIK
YDH / INDALPRO / 36
7.4 Pengendalian Proses dengan Interaksi Unit-Unit
Gambar 7.4.6 Loop pengendali untuk reactor unit dalam contoh 7.4.2
Fi , CAi , Ti
TC
Fi , CAi , Ti
TC
TC CC
CC
AÆB
AÆB Fi , TR , CA
FC , TCO T R , V , CA
(a) Classical FBC in TC
Fi , TR , CA
FC , TCO T R , V , CA
(b) Cascade Control in TC
Alternatif (a) atau (b) dapat diterapkan pada reaktor contoh 7.4.2. 7 – PERANCANGAN PENGENDALIAN PROSES PABRIK
YDH / INDALPRO / 37
7.4 Pengendalian Proses dengan Interaksi Unit-Unit
☻ Flash Drum System Seperti contoh 7.3.1 (steam heating diganti cooling water) CV = 4 (Fi , Pf , Tf , h) MV = 4 (Fi , FV , FL , FW )
Terbentuk 24 konfigurasi
Pilih yang terbaik 7 – PERANCANGAN PENGENDALIAN PROSES PABRIK
YDH / INDALPRO / 38
7.4 Pengendalian Proses dengan Interaksi Unit-Unit
Gambar 7.4.7 Loop pengendali untuk flash drum dalam contoh 7.4.2 Vapor
FC
PC Pf
Fi ,, TR , CA
h TC
Cooling water
LC
Tf
FW
Liquid
7 – PERANCANGAN PENGENDALIAN PROSES PABRIK
YDH / INDALPRO / 39
7.4 Pengendalian Proses dengan Interaksi Unit-Unit
Langkah 4 Menggabungkan kembali keempat blok dengan konfigurasi pengendaliannya. Untuk 4 blok secara keseluruhan mempunyai sekitar 432 = (6x1x3x24) konfigurasi
7 – PERANCANGAN PENGENDALIAN PROSES PABRIK
YDH / INDALPRO / 40
7.4 Pengendalian Proses dengan Interaksi Unit-Unit
Gambar 7.4.8 Penggabungan konfigurasi pengendalian untuk contoh 7.4.2 sebelum penghilangan konflik Konflik
Konflik
TC
FC Heating FC1 , TC1
Steam
Fi , CAi , Ti
TC
Vapor
WS TC CC
Tint
Qh Coolant
FC Pf
AÆB FC , TC0
PCf , TCf , FC
FC2 , TC2 Cooling
TC
h
Fi , TR , CA T R , V , CA
QC
PC
Feed Fi , TO Cooling water
TC
LC
Tf
FW
Liquid
7 – PERANCANGAN PENGENDALIAN PROSES PABRIK
YDH / INDALPRO / 41
7.4 Pengendalian Proses dengan Interaksi Unit-Unit
Langkah 5 Eliminasi konflik diantara loop-loop pengendali berbagai blok
7 – PERANCANGAN PENGENDALIAN PROSES PABRIK
YDH / INDALPRO / 42
7.4 Pengendalian Proses dengan Interaksi Unit-Unit
Gambar 7.4.9 Hasil konfigurasi pengendalian untuk contoh 7.4.2 setelah penghilangan konflik TC Steam
Fi , CAi , Ti
TC
Vapor
WS Heating FC1 , TC1
TC CC
Tint
Qh Coolant
PC Pf
AÆB FC , TC0
PCf , TCf , FC
T R , V , CA
QC FC2 , TC2 Cooling
TC
h
Fi , TR , CA Feed Fi , TO Cooling water
TC
LC
Tf
FW
Liquid
7 – PERANCANGAN PENGENDALIAN PROSES PABRIK
YDH / INDALPRO / 43
7.4 Pengendalian Proses dengan Interaksi Unit-Unit
TUGAS: Perancangan Konfigurasi Pengendalian pada Proses dengan Interaksi Unit-Unit (Gambar 7.4.10)
• Bagilah unit-unit proses (Gambar 7.4.10) ke dalam blok yang sesuai ! • Rancanglah sistem pengendalian proses untuk tiap-tiap blok ! • Gabungkan sistem pengendalian proses pada tiap-tiap blok menjadi satu sistem pengendalian pabrik dilengkapi dengan argumentasi kualitatif untuk eliminasi konflik !
7 – PERANCANGAN PENGENDALIAN PROSES PABRIK
YDH / INDALPRO / 44
7.4 Pengendalian Proses dengan Interaksi Unit-Unit
Gambar 7.4.10 Diagram alir proses pabrik (untuk TUGAS)
Recycle A Fresh A
Steam
Cooling water Condenser
Steam Mixer
HE-1 DT HE-2 Cooling water
AÆB CSTR
Steam Reboiler Product B
7 – PERANCANGAN PENGENDALIAN PROSES PABRIK
YDH / INDALPRO / 45
7.4 Pengendalian Proses dengan Interaksi Unit-Unit
Penjelasan Proses (Gambar 7.4.10) Suatu pabrik mempunyai lima unit operasi (Gambar 7.4.10): Tangki Pencampur (Mixer), Pemanas-1 (HE-1), Reaktor-Alir-TangkiBerpengaduk (CSTR), Pemanas-2 (HE-2), dan Menara Distilasi (DT). Di dalam CSTR berlangsung reaksi fase cair A → B, reaksi ini bersifat eksotermis sehingga reaktor harus dilengkapi dengan pendingin jaket. Hasil keluaran reaktor adalah campuran A dan B, dan dipanaskan dahulu di HE-2 sebelum diumpankan ke DT untuk proses pemisahan. Hasil bawah DT mengandung sebagian besar produk B. Hasil atas DT yang sebagian besar mengandung A direcycle kembali ke dalam proses dan dicampur dengan umpan segar A di Mixer. Sebelum diumpankan ke CSTR, campuran reaktan keluaran Mixer dipanaskan dahulu sampai suhunya mencapai suhu masuk reaktor di HE-1.
7 – PERANCANGAN PENGENDALIAN PROSES PABRIK
YDH / INDALPRO / 46
9 steps procedure for plantwide process control By Luyben et al., 1997
7 – PERANCANGAN PENGENDALIAN PROSES PABRIK
YDH / INDALPRO / 47
Plantwide Control Design Procedure (Luyben et al., 1997) 1. 2. 3. 4. 5. 6. 7. 8. 9.
Establish control objectives Determine control degrees of freedom Establish energy management system Set production rate Control product quality and handle safety Control inventories (pressure and liquid level) Check component balances Control individual unit operations Optimize economic and improve dynamic controllability
7 – PERANCANGAN PENGENDALIAN PROSES PABRIK
YDH / INDALPRO / 48
Plantwide control procedure Step 1. Establish control objectives 9Assess steady-state design and dynamic control objectives for the process 9These objectives include reactor and separation yields, product quality specifications, product grades and demand determination, environmental restrictions, and the range of operating conditions. 7 – PERANCANGAN PENGENDALIAN PROSES PABRIK
YDH / INDALPRO / 49
Plantwide control procedure Step 2. Determine control degrees of freedom
• Count the number of control valves available • For example: HDA process has 23 control valves
7 – PERANCANGAN PENGENDALIAN PROSES PABRIK
YDH / INDALPRO / 50
Plantwide control procedure Step 3. Establish energy management system 9provide a control system that remove exothermic heats of reaction from the process 9provide a control system that prevents propagation of the thermal disturbances 9HDA alt. 6 has many mass and heat recycles
7 – PERANCANGAN PENGENDALIAN PROSES PABRIK
YDH / INDALPRO / 51
Plantwide control procedure Step 4. Set production rate • Establish the variables that dominate the productivity of the reactor and determine the most appropriate manipulator to control production rate • This may be the feed flow to the process, the flow rate of recycle stream, the flow rate of initiator or catalyst to the reactor, the reactor heat removal rate, the reactor temperature, and so forth.
7 – PERANCANGAN PENGENDALIAN PROSES PABRIK
YDH / INDALPRO / 52
Plantwide control procedure Step 5. Control product quality and handle safety
• Select the best valves to control each of the product-quality, safety, and environmental variables
7 – PERANCANGAN PENGENDALIAN PROSES PABRIK
YDH / INDALPRO / 53
Plantwide control procedure Step 6. Control inventories (pressure and liquid level) • Determine the valve to control each inventory variable (including all gas pressures and liquid levels) • An inventory variable should typically be controlled with the manipulated variable that has the largest effect on it within that unit • a flow controller should be presented in all liquid recycle loops
7 – PERANCANGAN PENGENDALIAN PROSES PABRIK
YDH / INDALPRO / 54
Plantwide control procedure Step 7. Check component balances •
Identify how chemical components enter, leave, and are generated or consumed in the process
•
Fresh reactant makeup feed stream can be manipulated to control reactor feed composition or a recycle stream composition Purge stream can also be used to control a recycle stream
•
composition
7 – PERANCANGAN PENGENDALIAN PROSES PABRIK
YDH / INDALPRO / 55
Plantwide control procedure Step 8. Control individual unit operations • Establish the control loops necessary to operate each of the individual unit operations ÆControl the reactor inlet temperature by manipulating the duty of furnace utility ÆCooling water flowrate can be used to control the separator temperature
7 – PERANCANGAN PENGENDALIAN PROSES PABRIK
YDH / INDALPRO / 56
Plantwide control procedure Step 9. Optimize economic and improve dynamic controllability • Establish the best way to optimize steady-state economic performance (e.g., minimize energy, maximize selectivity) or to improve dynamic response
Æ in particular case, a selective controller may be required
7 – PERANCANGAN PENGENDALIAN PROSES PABRIK
YDH / INDALPRO / 57
Plantwide Energy Management ¾reduce cooling and heating utility requirement ¾install feed-effluent-heat-exchangers (FEHEs) around reactors and distillation columns ¾However, Energy integration creates a new path of disturbance propagation; thus the control strategy is very important. 7 – PERANCANGAN PENGENDALIAN PROSES PABRIK
YDH / INDALPRO / 58
Typical Heat-Integrated Plant Hot stream Furnace
Cold stream
Reactor
FEHE Fuel
Cooler Coolant
(a) Single FEHE
Hot stream Reboiler Furnace
Cold stream
FEHE-1
FEHE-2
Reactor
Fuel
Cooler Coolant
(b) Multiple FEHEs 7 – PERANCANGAN PENGENDALIAN PROSES PABRIK
YDH / INDALPRO / 59
Heat Pathways in The Process Path 1: from inside the process and flows out e.g. heat generated by exothermic reaction is dissipated to the environment Path 2: conveys heat from the utilities to the process e.g. heat supplied by the furnace flows to the distillation columns and reaches its destination in the condensers
Qe
Environment To
Qd
Path #1
Path #2 Qh/c T Process
Path 3: internal to the process; heat flows back and forth between different unit
Path #3 TH Energy sources
e.g. the heating and cooling circuit that starts from the reactor exit and goes through the FEHE units to heat up the cold feed streams that travel back to the reactor 7 – PERANCANGAN PENGENDALIAN PROSES PABRIK
YDH / INDALPRO / 60
Control of Process-to-Process Exchangers
• Use of Auxiliary Exchangers
7 – PERANCANGAN PENGENDALIAN PROSES PABRIK
YDH / INDALPRO / 61
Control of Process-to-Process Exchangers •
Bypass control
A.
Controlling and bypassing hot stream Controlling cold stream and bypassing hot stream Controlling and bypassing cold stream Controlling hot stream and bypassing cold
B.
C. D.
stream.
7 – PERANCANGAN PENGENDALIAN PROSES PABRIK
YDH / INDALPRO / 62