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