5631-trb-ep-makalah_aldehide_jurnal_teknologi.pdf

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