STRUKTUR KONTROL KOLOM DISTILASI ALDEHYDE Totok R. Biyanto Jurusan Teknik Fisika - FTI – ITS Surabaya Kampus ITS Keputih Sukolilo Surabaya 60111 Telp : 62 31 5947188 Fax : 62 31 5923626 Email :
[email protected]
Abstrak
Kelangkaan gas alam di Jawa Timur, menimbulkan permasalahan dalam ketersediaan bahan baku industri petrokimia. Salah satu proses yang mengalami penurunan laju feed adalah pemisahan Isobutyraldehyde (C4H8O) dan Normalbutyraldehyde (C4H8O) dari crude aldehyde menggunakan kolom distilasi. Masalah utama yang dialami oleh sebuah perusahaan petrokimia di Jawa Timur dalam pengoperasian kolom distilasi aldehyde adalah biaya operasi yang tinggi, yaitu dapat mencapai 50% dari biaya keseluruhan pengoperasian kolom distilasi. Ditambah lagi sulitnya mendapatkan bahan baku, menyebabkan produksi menurun tetapi pemakaian energi hampir sama dan mengganggu konsistensi komposisi produk. Makalah ini membahas alternatif strategi kontrol pada kolom distilasi yang mampu mempertahankan konsistesi komposisi produk, menghemat pemakaiaan energi walaupun terjadi penurunan laju feed ataupun komposisi feed akibat ketersediaan gas alam. Metodelogi yang digunakan adalah dengan merubah struktur kontrol yang ada yaitu dari pengendalian inferensial ke pengendalian secara direct dengan struktur LV. Hasil simulasi menunjukkan bahwa struktur yang yang diajukan lebih mampu mempertahankan komposisi produk dan lebih hemat energi ketika terjadi disturbance. Pengujian dilakukan dengan membandingkan nilai Integral Absolute Error (IAE) dan energi yang dibutuhkan kedua struktur kontrol ketika terjadi disturbance. Dari pengujian diperoleh bahwa struktur pengendalian secara direct mempunyai nilai IAE yang jauh lebih kecil daripada struktur pengendalian secara inverential untuk pengendalian kolom distilasi aldehyde dengan disturbance berupa penurunan laju feed dan perubahan komposisi feed.
Kata kunci : Struktur kontrol, kolom distilasi aldehyde, komposisi produk, penghematan energi
1
beroperasi. Untuk mengatasi hal itu maka alternatif
PENDAHULUAN Aldehyde column merupakan kolom distilasi
lain
adalah
merubah
strategi
kontrol
sudah
biner yang memisahkan isobutyraldehyde (i-butanal)
terpasang dengan strategi kontrol yang mampu
dan normalbutyraldehyde (n-butanal) dari crude
mengatasi terjadinya gangguan berupa penurunan
aldehyde. Kelemahan utama kolom distilasi adalah
laju feed.
konsumsi
energinya
yang
sangat
besar,
yaitu
Permasalahannya adalah bagaimana strategi
mencapai 40%-50% dari total biaya operasinya
kontrol yang dapat menjaga komposisi produk tetap
[10,11]. Hal ini akan akan menyebabkan biaya
stabil dan juga sekaligus bisa meminimalkan
produksi yang besar, apalagi ditengah melambungnya
pemakaiaan energi.
harga LPG yang merupakan bahan bakar pada boiler.
Penelitian
Kesulitan mendapatkan bahan baku berupa gas
ini
bertujuan
untuk
mencari
alternatif strategi kontrol pada kolom distilasi untuk
alam membuat kolom distilasi aldehyde tidak bisa
proses
berproduksi sesuai kapasitas yang maksimal [7].
Normalbutyraldehyde
Dengan
akan
kestabilan komposisi produk dan tahan terhadap
mengurangi laju feed pada kolom distilasi aldehyde,
gangguan serta meminimalkan penggunaan energi,
yang pada akhirnya menurunkan laju produksi.
khususnya energi panas pada reboiler.
berkurangnya
bahan
baku
juga
pemisahan
Isobutyraldehyde yang
dapat
dan menjaga
Namun penurunan laju panas pada reboiler tidak sebanding dengan besarnya dengan penurunan laju produksi,
sehingga
efisiensi
pemakaian
KOLOM DISTILASI BINER
energi
Prinsip dasar dari proses distilasi adalah
menurun.
memisahkan campuran zat cair menjadi dua zat cair
Penurunan laju feed pada kolom distilasi
yang murni melalui perbedaan titik didih dengan
aldehyde juga akan mempengaruhi kualitas komposisi
menggunakan pemanasan pada campuran zat cair
produk yang dihasilkan. Padahal kualitas komposisi
sampai pada temperatur diantara titik didih mereka
produk merupakan prioritas yang harus dicapai dan
[5]. Selain itu proses distilasi juga bergantung pada
dipertahankan melalui pengendalian proses [2].
konsentrasi komponen tersebut [9].
Untuk meminimalkan konsumsi energi pada kolom
distilasi
dapat
dilakukan
dengan
Vd,Yd
cara
kondensor rectifying
L
penerapan integrasi panas pada kolom distilasi
L,Xd Ln-1,Xn-1
[1,8,11]. Namun untuk penerapan integrasi panas
Reflux drum
Vn,Yn
F, Xf
R Ln,Xn
harus merubah konstruksi dari kolom distilasi. Hal ini
D,XD
Vn-1,Yn-1
V stripping
sulit dilakukan karena selain biaya yang sangat mahal
Lb,Xb
dan memakan waktu yang lebih lama, kolom distilasi
Qr
Vb,Yb reboiler
B,Xb
aldehyde ini sudah terpasang dan harus terus
Gambar 1. Skema kolom distilasi
2
Kolom distilasi sendiri disusun oleh tray-tray
dan cairan yang tertahan oleh bendungan di tray
yang disusun keatas. Cairan pada feed merupakan
sehingga terjadi proses perpindahan panas. Molekul
campuran dari kedua komponen yang akan dipisahkan
dengan boiling point tinggi berubah dari fase uap ke
masuk pada kolom pada satu atau lebih tray tertentu.
fase cair dengan melepaskan panas, molekul yang
Cairan tersebut akan mengalami over flow pada tray
lain dengan boiling point rendah menggunakan
dimana dia masuk dan kemudian jatuh ke tray di
panas yang dilepaskan molekul pertama untuk
bawahnya.
berubah dari fase cair ke fase uap [6].
Sedangkan
gelembung
uap
naik
menembus tray diatasnya yang berisi cairan melalui
Pada bagian bawah kolom terdapat banyak
lubang-lubang yang ada pada tray. Jadi dalam sebuah
sekali cairan yang sebagin besar merupakan
tray ada empat arus yang keluar dan masuk pada tray
komponen dengan titik didih yang lebih tinggi dari
tersebut. Misalnya saja tray n, ada cairan Ln
– 1
komponen lainnya. Cairan ini merupakan akumulasi
mol/jam dari tray n – 1 dan Ln mol/jam, turun ke tray
dari cairan-cairan yang turun dari tray n ke tray n +
n + 1. Kemudian ada uap Vn + 1 mol/jam dari tray n +
1. Pada base column ini cairan akan dipanaskan di
1 dan Vn ke tray n – 1. Dalam hal ini konsentrasi dari
reboiler dengan tujuan komponen dengan titik didih
fase uap dinotasikan dengan y dan konsentrasi dari
rendah yang masih tersisa dapat menguap menuju
fase cair dinotasikan dengan x. Arus cairan dan uap
tray diatasnya, sehingga didapatkan komponen
dari tray satu ke tray yang lain dapat dilihat pada
dengan titik didih lebih tinggi yang murni. Cairan
Gambar 1.
dengan kemurnian tinggi tersebut akan keluar
Adapun konsentrasi yang masuk dan keluar dari
sebagai produk bawah dari kolom distilasi.
tray n adalah :
yn
xn 1 ( 1) xn
Sebaliknya pada kolom bagian atas miskin sekali cairan dan kaya akan uap. Uap ini selanjutnya
(1)
akan terdorong ke kondenser karena tekanan kolom lebih besar dari pada di kondenser. Pada kondenser
dimana, Xn= komposisi liquid pada tray ke-n
terjadi proses kondensasi yaitu uap-uap dari kolom
Yn= komposisi vapor pada tray ke-n = relative volatility
tadi didinginkan agar berubah fase menjadi cairan
Hal ini juga diperkuat oleh pernyataan [5] yang
dan ditampung pada tangki refluk. Dari tangki
mengatakan bahwa kolom distilasi biner dengan
refluk ini sebagian besar diumpankan lagi ke kolom
relative volatility konstan sepanjang kolom dengan
yang dinamakan refluk, dan sebagian lainnya
efisiensi tray 100%, mempunyai kesetimbangan uap-
dialirkan menjadi produk atas/distilate.
cair dengan hubungan sebagaimana yang dinyatakan Kesetimbangan Uap-Cair
pada Persamaan 1. Proses paling penting dalam kolom distilasi
Kolom distilasi didesain berdasarkan titik
adalah terjadinya contact antara uap dari tray bawah
didih komponen-komponen campuran yang akan
3
dipisahkan. Sehingga ukuran, dalam hal ini ketinggian
column ini yang nantinya akan diproses lebih lanjut
kolom distilasi ditentukan oleh data kesetimbangan
menghasilkan octanol
uap-cair
normal butyl alcohol dan isobutil alkohol sebagai
(Vapor-Liquid
Equilibrium
=
VLE)
campuran tersebut. Data VLE tekanan konstan
sebagai produk utama,
produk sampingan.
didapat dari diagram titih didih. Data VLE campuran biner sering dipresentasikan dalam sebuah plot,
PEMODELAN KOLOM DISTILASI
seperti ditunjukkan pada Gambar 2.
Ada dua macam metode dalam memulai perancangan kolom distilasi biner, yaitu metode short cut dan metode McCabe-Thiele. Metode short
A
cut didasarkan pada penyelesaian perhitungan suhu
rumus-rumus
matematis,
sedangkan
metode
McCabe-Thiele didasarkan pada grafik untuk menemukan parameter-parameter yang diinginkan. Kedua metode tersebut diatas merupakan metode B Xn
0A 1,00 B
Xn -1
Yn -1 Yn
perhitungan secara pendekatan untuk memulai
1,00 A 0B
Konsentrasi fraksi mol A
perancangan kolom sistilasi yang selanjutnya akan
Gambar 2. Diagram titik didih
diteruskan
Diagram VLE menunjukkan bubble point dan
lengkung
(equilibrium
disebut
line)
dan
garis
metode
rigorus.
Dalam
penelitian ini menggunakan metode short cut yang
dew point campuran biner pada tekanan konstan. Garis
dengan
kemudian dilanjutkan dengan metode rigorus.
kesetimbangan
menjelaskan
komposisi
Perhitungan Short Cut
kesetimbangan cair dan uap.
Penentuan jumlah tray minimum melalui persamaan Fenske
Aldehyde Column
satu bagian prosesnya. Aldehyde column mempunyai
d b log i i bj d j Nm log m
produk atas berupa isobutyraldehyde atau disingkat i-
Penentuan rasio refluk minimum dengan persamaan
butanal
Underwood
Dalam rangkaian proses produksi octanol terdapat kolom distilasi aldehyde column pada salah
dan
normalbutyraldehyde
produk
bawah
berupa
atau
disingkat
n-butanal.
X LK , D X HK , D LK , HK F Z HK , F Z LK , F L Rm LK ,HK F 1 D m
Umpan dari aldehyde column adalah crude aldehyde yang merupakan hasil dari proses syn gas plant yang telah dipisahkan dari katalisnya. Produk dari aldehyde
4
(2)
(3)
Perhitungan Rigorous
Tray ke-n
Kondensor dan refluk drum
Neraca massa total:
Neraca massa total:
dMn Ln 1 Ln Vn 1 Vn dt
dM D V NT LNT 1 D dt
(4)
Neraca massa komponen:
Neraca massa komponen: d (M D x D ) V NT y NT ( LNT 1 D) x D dt
d ( M n xn ) Ln 1 xn 1 Ln xn Vn 1 y n 1 Vn y n (14) dt
(5)
Neraca massa panas:
Neraca massa panas: d ( M D hD ) V NT H NT LNT 1H NT 1 Dh QD dt
(13)
d ( M n hn ) Ln 1hn 1 Ln hn Vn 1H n 1 Vn H n dt
(15)
(6 ) PENGENDALIAN PID PID merupakan pengendali
Reboiler dan base kolom Neraca massa total:
digunakan
dM n L1 VRB B dt
diaplikasikan dan pada umumnya sudah cukup (7)
Neraca massa panas: d ( M B hB ) L1h1 VRB H B Bhb Qb dt
industri
karena
mudah
untuk
untuk mengendalikan plant yang ada. PID terdiri atas susunan kontroler proporsional (P), integral (I)
Neraca massa komponen:
d (M B x B ) L1 x1 VRB y B Bxb dt
di
yang sering
dan derivative (D). Berikut akan diuraikan untuk (8)
masing – masing parameter :
Proportional (P)
Variabel yang dimanipulasi (Mv) didasarkan
(9)
atas persamaan :
Tray umpan (n = NF)
Mv(t) = Kp.e(t)
(16)
Neraca massa total:
Dimana Kp merupakan gain proporsional dan e
dM NF LNF 1 LNF F VNF 1 V NF (10) dt
adalah error (setpoint
Neraca massa komponen:
proporsional
d ( M NF X NF ) LNF 1 X NF 1 LNF X NF VNF 1YNF 1 VNF YNF Fz X F dt
proporsional band (PB) yaitu :
dikurangi proses
variabel). Dalam beberapa kontroler, gain
Kp = 100 %/ PB (11)
dinyatakan
dalam
bentuk
(17)
Aksi proporsional akan mengurangi error
Neraca panas :
antara setpoint dan proses variabel, tetapi tidak
d ( M NF hNF ) LNF 1hNF 1 LNF hNF VNF 1 H NF 1 VNF H NF Fh F dt
sampai menghilangkan nya. Memperbesar nilai Kp akan mempercepat respon sistem loop
(12)
tertutup. Akan tetapi, dengan Kp yang makin
5
besar, kompensasinya akan meningkatkan osilasi
Mv (t ) K D
dan apabila terlalu besar maka sistem menjadi
d dt
[ e(t ) ]
(21)
tidak stabil.
dimana TD adalah konstanta waktu derivative
dalam satuan menit atau detik. Pada beberapa
Integral (I)
Pada kontroler intergral, Mv didasarkan pada
kontroler, TD dinyatakan dalam gain derivative
jumlah total eror yang terjadi pada peiode
(KD) yaitu:
tertentu. Aksi Integral ini akan membuat error
KD = Kp x TD
menjadi nol sehingga disebut juga kontroler reset.
Dalam kontroler digital, derivative didekati
Persamaannya sebagai berikut:
oleh:
kp t Mv (t ) e (t ) dt Ti 0
Mv (n)
(18)
(22)
TD T [ e(n) e(n 1) ] D e(n) T T
(23)
dimana T adalah periode sampling dan n adalah dimana Ti merupakan konstanta waktu Integral
jumlah sampling.
dalam satuan menit atau detik. Pada beberapa
Perubahan besar pada disturbance akan
kontroler, Ti dinyatakan sebagai gain integral
diantisipasi oleh aksi laju. Selain itu, juga
(Ki) yaitu :
meniadakan efek respon sistem yang melambat
Ki = Kp / Ti
(19)
pada aksi Integral. Akan tetapi, penggunaan
Dalam kontroler digital, integrasi didekati oleh
kontroler derivative disyaratkan pada sistem
persamaan:
yang proses variabel dan variabel terkontrolnya
Mv (n)
T n T e (i) Mv (n 1) Ti [ e (n) ] Ti i 0
bebas noise. Hal ini disebabkan aksi derivative
(20)
akan menguatkan noise yang terjadi.
dimana T adalah periode sampling, n adalah
Tuning PID
jumlah sampling, dan e(n) adalah error pada
Tuning adalah suatu cara untuk menentukan
sampling ke-n.
parameter-parameter
Fungsi Integral pada dasarnya adalah untuk
dari
alat
pengendali yang dipasangkan. Salah satu dari cara
menekan offset menjadi nol. Akan tetapi aksi ini
tradisional untuk mendesain controller PID adalah
akan berpengaruh pada kecepatan respon yang
dengan menggunakan tuning secara empiris yang
menjadi lamban.
pengendali
berdasarkan pengukuran yang dilakukan terhadap
Derivative (D)
plant. Metode yang digunakan adalah metode yang
Kontroler ini disebut juga aksi laju karena bekerja
berdasarkan kurva reaksi
atas laju perubahan error. Persamaan umum dari kontroler Integral sebagai berikut:
6
Tuning Ziegler-Nichols metode proses kurva reaksi
θ
= time delay
τ
= settlingtime
Proses tuning dilakukan dengan merubah sistem close
δ = gain input
S
= slope
loop menjadi open loop dengan memindahkan kontroler ke posisi manual. Kemudian melakukan
METODOLOGI
perubahan output untuk memperoleh kurva reaksi
Pemodelan Kolom Distilasi dengan Metode Short
pada output, seperti pada Gambar 3 dan.4.
Cut Pemodelan dan simulasi pada penelitian ini menggunakan software Hysys 3.1. Pemodelan
Input variabel
10
secara short cut adalah pemodelan secara kasar atau
5
pemodelan yang dilakukan tidak secara detail.
0
0
5
10
15
20
25
Parameter-parameter
30 time
yang
didapatkan
dari
pemodelan secara short cut pada kolom distilasi
Gambar 3 Kurva step input
aldehyde column adalah sebagai berikut:
model secara umum untuk step output dengan t ≥ θ
Jumlah minimum tray
= 25.283
adalah
Jumlah tray optional
= 44.865
Letak feed tray
= 32.123
Y ' (t ) Kp 1 e
( t ) /
(24)
Sedangkan Output variabel
20
0
0
5
10
15
20
25
30 35 time
Gambar 4 Kurva reaksi proses dengan slope untuk respon pada t ≥ θ adalah dY ' (t ) dt
yang
harus
diketahui oleh perancang adalah:
S 10
parameter-parameter
(t ) / (t ) / Kp 1 e e dt d
Laju Feed (kmol/jam)
= 271.27
Temperatur Feed (C)
= 52.8
Tekanan Feed (kPa)
= 114.5
Komposisi Feed
= 0.9
Light key in bottom (i-butanal)
= 0.01
Heavy key in distillate (n-butanal) = 0.01 (25)
Maksimum slope yang terjadi pada t = θ
Tekanan Kondenser (kPa)
= 111.132
Tekanan Reboiler (kPa)
= 117.016
adalah S = Δ/τ, jadi parameter model dapat dihitung dengan; Kp
Pemodelan Kolom Distilasi dengan Metode
,
S
Rigorus
(26)
Hasil dari perancangan secara short cut akan digunakan
dengan , Kp = gain proporsional
distilasi Δ = gain output
sebagai secara
dasar
perancangan
kolom
rigorus,
diantaranya
untuk
menentukan jumlah tray dan letak feed tray. Tidak
7
cut,
Tekanan Condenser (kPa)
= 111.132
perancangan kolom distilasi rigorus ini tidak akan
Tekanan Reboiler (kPa)
= 117.016
menghasilkan parameter-parameter berupa angka,
Reflux ratio
= 30
namun sudah berupa plant simulasi secara statis dan
Light key in Distillate (i-butanal) = 0.99
seperti perancangan kolom distilasi
short
dapat dirubah menjadi dinamis dengan penambahan
Hasil perancangan kolom distilasi aldehyde
inventori kontrol.
column dapat dilihat pada Gambar 5. Ada tiga
Perancangan
secara
merupakan
material stream yaitu feed (F), distillate (D), bottom
perancangan yang lebih detail dan teliti dari pada
(B) dan dua energy stream yaitu kondenser (Qc)
perancangan
dan reboiler (Qr). Kolom terdiri dari 45 tray dan
secara
rigorus
shortcut,
oleh
karena
itu
parameter-parameter yang dimasukkan juga akan
feed tray terletak pada tray ke-32.
lebih detail. Dalam perancangan kolom distilasi secara
rigorus
ini
harus
diperhatikan
derajat
kebebasan dari kolom distilasi ini. Perancang tidak bisa
memasukkan
disediakan
secara
parameter-parameter keseluruhan,
meskipun
yang telah
dihitung dengan baik. Kolom distilasi Aldehyde mempunyai tiga material stream dan dua derajat kebebasan (total condenser), sehingga ada satu material stream yang tidak akan diisi parameter yaitu Gambar 5 Hasil perancangan kolom distilasi
material stream bottom (B). Apabila ketiga material
aldehyde
stream yaitu feed, distillate, dan bottom parameternya
Pemilihan Strategi Kontrol
diisi semua akan terjadi perhitungan yang conflict antara perhitungan perancang dan hasil perhitungan
Strategi kontrol pada makalah ini ditekankan
dari software Hysys 3.1 dan menyebabkan simulasi
pada struktur kontrol, sedangkan algoritma kontrol
kolom distilasi menjadi unconvergen. Parameter-
tetap, yaitu PID yang sudah terpasang. Pemilihan
parameter yang dimasukkan dalam perancangan
struktur kontrol dilakukan untuk menggantikan
Aldehyde column secara rigorus adalah:
struktur kontrol yang telah ada yaitu sistem
Jumlah tray
= 45
pengendalian secara inferential, yang tidak mampu
Letak feed tray
= 32
menjaga kestabilan komposisi produk atas maupun
Laju Feed (kmol/h)
= 271.27
Temperatur Feed (C)
= 52.8
Tekanan Feed (kPa)
= 114.5
Komposisi Feed
= 0.9
(n-butanal)
produk bawah ketika terjadi gangguan dan efisiensi energi yang relatif lebih rendah, dan mengganti dengan sistem pengendalian secara direct. Sistem pengendalian
8
secara
direct
yaitu
sistem
pengendalian yang secara langsung mengendalikan
algoritma kontrol PID. Parameter-parameter tuning
komposisi produk. Perbedaannya adalah sistem pada
Kp, Ti, Td dapat dilihat pada Tabel 1.
pengendalian secara inferential tidak mempunyai sensor
komposisi
pengendalian
produk,
secara
sedangkan
direct
sensor
Tabel 2 Parameter Kp, Ti, Td dalam pengendalian
sistem
secara direct
komposisi
Jenis
terpasang sebagai proses variabel.
Kontroler
Kc
Ti
Td
Pada sistem pengendalian secara direct terdapat
TIC - 100
5.8
0.18
0
beberapa struktur yang bisa diaplikasikan dalam
PIC - 100
26.2
0.229
0
mengendalikan kolom distilasi aldehyde diantaranya
FIC - 100
4.02
0.248
0
struktur L-V, struktur D-V, struktur L-B, struktur RR-
LIC - 100
67.7
6.34
0
V,
LIC - 101
38.7
0.165
0
struktur
RR-BR.
Diantara
struktur-struktur
tersebut, struktur L-V adalah yang paling cocok untuk sistem pengendalian kolom distilasi biner [2]. Maka
Pengujian Struktur Kontrol dan Analisa
dipilihlah stuktur L-V untuk mengendalikan kolom
Pengujian dilakukan untuk mengetahui apakah
distilasi aldehyde.
pengendalian secara direct dengan struktur LV
Pengendalian Kolom Distilasi
mampu
Tabel 1 Parameter Kp, Ti, Td dalam pengendalian
yaitu
konsumsi energi panas pada reboiler.
Kc
Ti
Td
TIC - 100
18.5
0.336
0
PIC - 100
6.5
0.212
0
FIC - 100
0.173 0.0176
0
LIC - 100
26.4
0.237
0
LIC - 101
4.89
0.26
0
Kontroler
permasalahan,
menstabilkan komposisi produk dan mengurangi
secara inferential Jenis
mengatasi
Ada dua pengujian yaitu penurunan laju feed dan perubahan komposisi feed. Laju feed diturunkan dari mula-mula 271.27 kmol/jam menjadi 250 kmol/jam kemudian 225 kmol/jam dan terakhir 200 kmol/jam dalam waktu 9.1 jam. Kemudian untuk uji perubahan komposisi feed ada dua macam, yaitu kandungan
i-butanal
yang
mula-mula
0.1
diturunkan mejadi 0.05 dan dinaikkan menjadi 0.15 Setelah mendapatkan struktur kontrol yang
dalam waktu 5.85 jam.
terbaik yaitu menggunakan struktur LV, maka langkah selanjutnya adalah mencari parameter kontrol
ANALISA DAN PEMBAHASAN
PID secara open loop. Dengan menggunakan metode
Uji Perubahan Laju Feed
tuning Ziegler-Nichols secara open-loop kita dapat
Uji penurunan laju feed dilakukan hingga laju
memperoleh parameter-parameter Kp, Ti dan Td dari
feed turun menjadi 200 kmol/jam dari mula-mula
9
sebesar 271.27 kmol/jam selama 9.1 jam (Gambar 6).
refluk rasio yaitu perbandingan antara laju refluk dan
distilat
semakin
besar.
Dengan
bertambahnya nilai refluk rasio ini, komposisi
Penurunan F Terhadap t – Pengendalian Secara Direct
produk atas juga semakin besar atau semakin murni.
300 250 200 150
F
Pengaruh Penurunan F Terhadap Xd Pengendalian Secara Inferential
100 50 0 0
1
2
3
4
5
6
7
Komposisi (mol %)
Laju Aliran (kmol/jam)
laju
8
Waktu (jam)
Gambar 6 Grafik penurunan laju feed terhadap waktu
0.998 0.996 0.994 0.992 0.99 0.988 0.986 0.984 0.982
SP Xd PV Xd
0
1
2
3
4
5
6
7
8
Waktu (jam)
Gambar 7 menunjukkan bagaimana respon komposisi produk atas dengan pengendalian secara
Gambar 8 Grafik respon Xd oleh adanya penurunan laju feed pada pengendalian secara inferential
direct struktur LV ketika terjadi penurunan laju feed. Komposisi produk atas selalu kembali mendekati nilai
Komposisi
produk
bawah
dengan
setpoint walaupun pada setiap penurunan laju feed
pengendalian secara inferential nilainya menurun
terjadi overshoort yang kecil, yaitu maksimumnya
ketika terjadi penurunan laju feed (Gambar 9).
sebesar 0.0002 dari nilai setpoint. Pada komposisi
Penurunan ini menyebabkan nilai IAE yang cukup
produk atas ini diperoleh nilai IAE sebesar 0.76972.
besar, yaitu 32.22162.
0.98825 0.9882 0.98815 0.9881 0.98805 0.988 0.98795 0.9879 0.98785
Pengaruh Penurunan F Terhadap Xb Pengendalian Secara Inferential SP Xd
0.012
PV Xd
0
1
2
3
4
5
6
7
Komposisi (mol %)
Komposisi (mol %)
Pengaruh Penurunan F Terhadap Xd Pengendalian Secara Direct
8
Waktu (jam)
0.01 0.008 SP Xb
0.006
PV Xb
0.004 0.002 0 0
1
2
3
4
Gambar 7 Grafik respon Xd oleh adanya
5
6
7
8
Waktu (jam)
penurunan laju feed pada pengendalian secara direct
Gambar 9 Grafik respon Xb oleh adanya penurunan laju feed pada pengendalian secara
Sedang untuk respon komposisi produk atas
inferential
dengan pengendalian secara inferential dapat dilihat
Pengaruh Penurunan F Terhadap Xb Pengendalian Secara Direct
hingga mencapai nilai 0.995594 dan didapatkan nilai IAE sebesar 152.0986. Kenaikan nilai komposisi produk atas ini disebabkan tidak adanya pengendalian
Komposisi (mol %)
pada Gambar 8. Komposisi produk atas terus naik
0.00901 0.009005 0.009 0.008995 0.00899 0.008985 0.00898 0.008975 0.00897
SP Xb PV Xb
0
1
2
3
4
5
6
7
8
Waktu (jam)
secara langsung terhadap komposisi. Ketika laju feed turun akan menyebabkan laju distilat juga turun dan laju refluk tetap karena dikendalikan, maka nilai
Gambar 10 Grafik respon Xb oleh adanya penurunan laju feed pada pengendalian secara direct
10
Nilai IAE komposisi produk bawah dengan
secara direct dengan struktur LV bisa menurunkan
pengendalian secara inferential sangat jauh bila
laju panas reboiler sebesar 17.41 % , yaitu dari
dibandingkan dengan pengendalian secara direct
27,000,000 kJ/jam turun
struktur LV yang hanya sebesar 0.01196. Komposisi
kJ/jam.
produk bawah dengan pengendalian secara direct
Bila
menggunakan
menjadi 22,300,000
pengendalian
secara
struktur LV walaupun terlihat berosilasi, namun
inferential laju panas reboiler hanya turun sebesar
dalam range yang sangat kecil yaitu sekitar plus
3.98 % yaitu dari 25,100,000 kJ/jam turun menjadi
minus 0.0005 dari nilai setpoint yang ditentukan
24,100,000 kJ/jam (Gambar 12).
(Gambar 10). Penurunan nilai komposisi produk bawah
Pengaruh Penurunan F Terhadap Qr Pengendalian Secara Inferential
dengan pengendalian secara inferential disebabkan
Laju Panas (kJ/jam)
2.55E+07
adanya kenaikan komposisi produk atas. Sehingga komposisi produk bawah harus turun sesuai dengan
2.50E+07 2.45E+07 Qr 2.40E+07 2.35E+07 2.30E+07 0
hukum kesetimbangan pada kolom distilasi. Pada pengendalian direct struktur LV, komposisi produk bawah
dikendalikan
secara
langsung
dengan
1
2
3
4
5
6
7
8
Waktu (jam)
.
Gambar 12 Grafik respon Qr oleh adanya penurunan laju feed pada pengendalian secara
memanipulasi laju panas pada reboiler. Sehingga
inferential
ketika ada penurunan laju feed komposisi produk bawah akan berubah, namun kembali lagi mengikuti setpoint.
Uji Perubahan Komposisi Feed Komposisi mula-mula pada feed adalah 0.1 ibutanal dan 0.9 n-butanal. Uji perubahan komposisi feed ini ada dua macam yaitu penurunan dan
Pengaruh Penurunan F Terhadap Qr Pengendalian Secara Direct
Laju Panas (kJ/jam)
3.00E+07
kenaikan kandungan i-butanal dalam feed masing-
2.50E+07 2.00E+07 1.50E+07
Qr
masing naik sebesar 0.05 dan turun 0.05.
1.00E+07 5.00E+06 0.00E+00 0
1
2
3
4
5
6
7
8
Waktu (jam)
Komposisi Feed Turun
Gambar 11 Grafik respon Qr oleh adanya penurunan
Pada
laju feed pada pengendalian secara direct Dilihat
dari sisi
penghematan,
khususnya
konsumsi energi pengendalian secara direct dengan struktur LV lebih banyak pengurangan laju panas reboilernya dibandingkan dengan pengendalian secara inferential. Pada Gambar 11 ditunjukkan penurunan laju feed hingga 200 kmol/jam pada pengendalian
11
pengujian
dengan
menurunkan
kandungan i-butanal sebesar 0.05 menjadi 0.05 ibutanal dan 0.95 n-butanal didapatkan respon komposisi produk atas seperti pada Gambar 13 untuk pengendalian secara inferential dan Gambar 14 untuk pengendalian secara direct struktur LV.
feed. Walaupun mempunyai nilai IAE yang lebih
Pengaruh Penurunan Xf Terhadap Xd Pengendalian Secara Inferential
kecil
Komposisi (mol %)
0.98802 0.988015
untuk
komposisi
produk
atas,
namun
0.98801 SP Xd
0.988005
pengendalian
PV Xd
0.988
secara
inferential
tidak
bisa
0.987995 0.98799 0
1
2
3
4
diterapkan
5
karena
dengan
adanya
penurunan
Waktu (jam)
komposisi feed laju distilat menjadi 0 kmol/jam atau
Gambar 13 Grafik respon Xd oleh adanya penurunan
atau sama sekali tidak ada aliran (Gambar 15).
komposisi feed pada pengendalian secara inferential
Padahal Untuk pengendalian secara direct struktur LV walaupun naik namun komposisi produk atas kembali mendekati setpoint yaitu 0.988, sedangkan komposisi produk atas pada pengendalian secara inferential tidak bisa mencapai setpoint yang diinginkan dan nilai IAE
laju aliran distilat ini nantinya menjadi
input untuk proses produksi selanjutnya, jadi bila tidak
ada
aliran
pada
distilat
maka
akan
mengganggu proses selanjutnya. Untuk komposisi produk bawah masingmasing respon dari pengendalian secara inferential dan pengendalian secara direct struktur LV dapat
yang didapatkan yaitu 0.29305.
dilihat pada Gambar 16 dan 17 Pengaruh Penurunan Xf Terhadap Xb Pengendalian Secara Inferential
0.9883 0.98825 0.9882 0.98815 0.9881 0.98805 0.988 0.98795 0.9879 0.98785
0.02
Komposisi (mol %)
Komposisi (mol %)
Pengaruh Penurunan Xf Terhadap Xd Pengendalian Secara Direct
SP Xd PV Xd
0
1
2
3
4
5
0.015 SP Xb
0.01
PV Xb
0.005 0
Waktu (jam)
0
1
2
3
4
5
Waktu (jam)
Gambar 14. Grafik respon Xd oleh adanya penurunan Gambar 16 Grafik respon Xb oleh adanya
komposisi feed pada pengendalian secara diect
penurunan komposisi feed pada pengendalian secara inferential Pengaruh Penurunan Xf Terhadap Xb Pengendalian Secara Direct
30 25 20 15
Komposisi (mol %)
Laju Aliran (kmol/jam)
Pengaruh Penurunan Xf Terhadap D Pengendalian Secara Inferential
D
10 5 0 0
1
2
3
4
5
Waktu (jam)
0.009006 0.009004 0.009002 0.009 0.008998 0.008996 0.008994 0.008992 0.00899
SP Xb PV Xb
0
1
2
3
4
5
Waktu (jam)
Gambar 15 Grafik respon D oleh adanya penurunan Gambar 17 Grafik respon Xb oleh adanya
komposisi feed pada pengendalian secara inferential
penurunan komposisi feed pada pengendalian Untuk pengendalian secara direct struktur LV nilai
IAE-nya
adalah
1.106874,
karena
pada
pengendalian secara direct struktur LV, komposisi produk atas mampu kembali mendekati setpoint setelah adanya gangguan berupa perubahan komposisi
12
secara diect Walaupun nilai komposisi produk bawah dengan pengendalian secara direct struktur LV terlihat mengalami osilasi, namun nilai IAE-nya lebih kecil dari pada nilai IAE pada pengendalian
secara
inferential.
Hal
ini
disebabkan
karena
Pengaruh Kenaikan Xf Terhadap Xd Pengendalian Secara Direct Komposisi (mol %)
walaupun berosilasi namun masih berada di sekitar nilai setpoint, dan range osilasinya pun sangat kecil. Nilai IAE untuk komposisi produk bawah dengan
0.9881 0.98805 0.988 0.98795 0.9879 0.98785 0.9878 0.98775 0.9877 0.98765
SP Xd PV Xd
0
1
2
3
4
5
Waktu (jam)
pengendalian secara direct struktur LV adalah 0.01602,
sedang
dengan
pengendalian
secara
Gambar 19 Grafik respon Xd oleh adanya kenaikan komposisi feed pada pengendalian secara direct
inferential adalah 131.8988. Pengaruh Kenaikan Xf Terhadap Xb Pengendalian Secara Direct
Pengujian
dilakukan
dengan
Komposisi (mol %)
Komposisi Feed Naik menaikkan
kandungan i-butanal menjadi 0.15 dari mula-mula 0.1
0.009006 0.009004 0.009002 0.009 0.008998 0.008996 0.008994 0.008992 0.00899
SP Xb PV Xb
0
1
2
3
4
5
Waktu (jam)
pada komposisi feed, jadi komposisi feed menjadi
Gambar 20 Grafik respon Xb oleh adanya
0.15 i-butanal dan 0.85 n-butanal. Seperti pada penurunan komposisi feed, pada kenaikan komposisi
kenaikan komposisi feed pada pengendalian secara
feed ini akan dilihat respon komposisi produk atas dan
direct Berbeda dengan respon komposisi produk atas
produk bawah dari kedua jenis pengendalian. dengan
dengan pengendalian secara direct struktur LV yang
pengendalian secara inferential dapat dilihat pada
dapat mempertahankan komposisi produk atas.
Gambar 18. Komposisi produk atas terus turun hingga
Walaupun sempat turun, namun komposisi produk
melewati range yang diizinkan yaitu sebesar 0.94
atas kembali naik dan mendekati setpoint. Dengan
hingga 0.9999 untuk komposisi produk atas, sehingga
pengendalian
menyebabkan nilai IAE juga besar yaitu 256.752. Hal
didapatkan nilai IAE sebesar 0.69106.
Respon
komposisi
produk
atas
secara
ini tidak dipebolehkan, karena mutu produk akhir
struktur
LV
ini
Pengaruh Kenaikan Xf Terhadap Xb Pengendalian Secara Inferential Komposisi (mol %)
berupa iso butyl alcohol tidak konsisten. Pengaruh Kenaikan Xf Terhadap Xd Pengendalian Secara Inferential 1
Komposisi (mol %)
direct
0.016 0.014 0.012 0.01 0.008 0.006 0.004 0.002 0
SP Xb PV Xb
0
1
2
0.98
3
4
5
Waktu (jam)
0.96
SP Xd
0.94
PV Xd
Gambar 21 Grafik respon Xb oleh adanya kenaikan
0.92 0.9 0
1
2
3
4
5
6
7
8
komposisi feed pada pengendalian secara
Waktu (jam)
inferential
Gambar 18 Grafik respon Xd oleh adanya Respon
kenaikan komposisi feed pada pengendalian secara
komposisi
produk
bawah
pada
pengendalian secara direct struktur LV didapatkan
inferential
nilai
IAE
sebesar
0.010729,
sedang
pada
pengendalian secara inferential adalah 56.26529.
13
Pada pengendalian secara direct struktur LV terlihat
Saran
respon komposisi produk bawah berosilasi di sekitar
Kelemahan struktur kontrol secara direct adalah
nilai setpoint (Gambar 20), sedang pada pengendalian
memerlukan sensor komposisi yang relatif
secara inferential komposisi produk bawah naik dan
mahal,
menjauhi nilai setpoint (Gambar 21).
dibandingkan sensor variabel termodinamik dan
reliabiliti
ynag
lebih
rendah
respon yang lambat. Sehingga pemakaian soft KESIMPULAN DAN SARAN
sensor yang juga telah kami kembangkan akan
Kesimpulan
dapat mengatasi permasalahan ini [3].
Struktur pengendalian secara direct lebih mampu menjaga kestabilan komposisi produk kolom
DAFTAR PUSTAKA
distilasi
[1]
aldehyde
column
terhadap
adanya
Biyanto, TR., Kusmartono, B, Mahfud, AH,
disturbance berupa penirunan laju feed dan
2005,. “Controllability and Total Annual
perubahan komposisi feed.
Cost Analysis of Design and Control
Ketika terjadi disturbance berupa penurunan laju
Acetone-Ethanol-Butanol
feed hingga 200 kmol/jam, nilai IAE untuk
Column with Heat Integration”,
pengendalian secara direct lebih kecil dari pada
Academia ISTA Vol.10 No 1, June
pengendalian secara inferential.
[2]
Distillation Journal
Biyanto, TR., 2005, “LV, DV and RR-V
Penurunan laju panas reboiler ketika terjadi
Binary
disturbance berupa penurunan laju feed hingga
Performance
200 kmol/jam adalah 17.41 % untuk pengendalian
Electronic
secara direct dan 4.78 % untuk pengendalian
Engineering Polytechnic Institute of Surabaya
secara inferential.
– ITS, Surabaya, November 24th.
Ketika terjadi disturbance berupa penurunan
[3]
Distillation
Column
Evaluation”,
Seminar
V
2005,
Control Industrial Electronic
Biyanto, TR., 2005, “Design of Non Linier
komposisi feed yaitu i-butanal sebesar 0.05, nilai
Soft Sensor for Predict Composition (mole-
IAE untuk pengendalian secara inferential lebih
fraction) distillate and Bottom Product in
kecil dari pada pengendalian secara direct, namun
Single Methanol-water Binary Distillation
tidak diperbolehkan karena terjadi kekosongan
Column”,
pada laju distilat.
Instrumentation,
Ketika terjadi disturbance berupa kenaikan
Information Technology (ICICI) 2005 Proc.,
komposisi feed yaitu i-butanal sebesar 0.05, nilai
Universitat Munchen-ITB, Bandung, August
IAE untuk pengendalian secara direct lebih kecil
3rd -5th.
dari pada pengendalian secara inferential
[4]
International
Communication
on and
http://csd.newcastle.edu.au/control/simulation s/dist_sim.html.
14
Conference
[5]
Luyben, William L, 1990, “Process Modelling, simulation Engineers”,
and
Control
for
Chemical
McGraw-Hill
Publishing
Company, Ney York [6]
www.chemeng.ed.ac.uk
[7]
www.dprin.go.id, ”Laporan utama”.
[8]
www.engr.pitt.edu,
”Design
of
a
heat-
Integrated Distillation Column”. [9]
www.lorien.ncl.ac.uk/ming/distil “Distillation”
[10] www.oit.doe.gov/chemicals,
“Distillation
Column Modeling Tools” [11] www.psenterprise.com,
“Heat-integrated
Distillation Column".
15
