Perancangan Pengendalian Proses Pabrik

Perancangan Pengendalian

Proses Pabrik

07

Mempelajari perancangan alternatif-alternatif konfigurasi

pengendalian untuk proses multi-input-multi-output pada pabrik

1. Tinjauan Umum Pengendalian Proses MIMO 2. Derajat Kebebasan

3. Penentuan Konfigurasi Loop Alternatif

4. Pengendalian Proses dengan Interaksi Unit-Unit

5. The Nine Steps of Plantwide Process Control Procedure

Tujuan:

7.1 Tinjauan Umum Pengendalian

Proses MIMO

Tinjau Proses dengan beberapa input & output:

PROCESSING SYSTEM . . . Measured (d) . . . Unmeasured (d′) External Disturbances . . . Manipulated Variables (m) Input . . . Unmeasured Outputs (z) . . . Measured Outputs (y)

7.1 Tinjauan Umum Pengendalian Proses MIMO

Pertanyaan yang harus dijawab sebelum merancang sistem

pengendalian:

1. Apa tujuan pengendalian? Berapa jumlah CV? & yang mana? 2. Output apa yang harus diukur? Primer? Atau Sekunder?

3. Input apa yang dapat diukur? Primer? Atau Sekunder?

Jika diasumsikan semua MV dapat diukur, maka dapat diterapkan adaptive & Inferential Control.

Disturbance: hanya sedikit yang dapat diukur, maka dapat diterapkan FFC-FBC, Ratio Control.

4. MVapa yang harus dipilih?

5. Konfigurasi loop pengendalian apa yang digunakan?

Sistem MIMO, menghasilkan banyak alternatif konfigurasi pengendalian

7.2 Derajat Kebebasan

Degree of Freedom (DOF)

DOF = V – E

… (7.2.1)

Dimana: _{V = Jumlah Variabel Bebas}

E = Jumlah Persamaan Bebas; hubungan antar V Perancangan Pengendalian: DOF = 0 Æ V = E

Bermanfaat dalam penentuan jumlah controlled variables (CV) dan jumlah manipulated variables (MV)

Dua pers. tambahan untuk menurunkan DOF menjadi nol:

1. Pengaruh eksternal:

(a) lingkungan yang mempengaruhi sistem operasi, (b) unit upstream sebagai umpan proses,

(c) unit downstream (bila outflow proses adalah inflow yang dimanipulasi untuk unit downstream)

7.2 Derajat Kebebasan

2. Sistem Pengendalian:

→ korelasi: MV & CV (FBC) MV & d (FFC)

→ Jumlah CV = DOF – Jumlah Input Eksternal … (7.2.2)

Berapa banyak MV yang diperlukan untuk menjaga

output (CV) pada nilai yang diinginkan (setpoint)?

7.2 Derajat Kebebasan

Tinjau proses dengan spesifikasi sebagai berikut:

N : output yang dikendalikan (y₁, y₂, … , y_N)

M : manipulasi bebas (m₁, m₂, … , m_M) dengan M ≥ N L : jumlah gangguan eksternal (d₁, d₂, … , d_L)

Anggap: N persamaan hubungan y, m, dan d adalah sbb:

y₁ = f₁ (m₁, m₂, … , m_M ; d₁, d₂, … , d_L) y₂ = f₂ (m₁, m₂, … , m_M ; d₁, d₂, … , d_L)

y_N = f_N (m₁, m₂, … , m_M ; d₁, d₂, … , d_L)

… … (7.2.3)

Dengan perubahan d, nilai y harus tetap: hal ini mungkin jika N dari M buah MV dapat diubah secara bebas.

Untuk Perancangan Pengendalian:

Jumlah MV bebas = Jumlah CV = DOF – Jumlah Input Eksternal … (7.2.4) Catatan-Catatan:

1. Tinjau pers. (7.2.2); Jika jumlah CV = k buah, & CV nyata = l & l < k.

Jumlah var. yang tidak dikendalikan = (k – l) buah; hal ini dapat

menyebabkan masalah, namun bila pengaruhnya dapat diterima pada operasi proses, maka logis untuk mpy CV < pers. (7.2.2).

2. TIDAK MUNGKIN merancang sistem pengendalian yang dapat mengatur CV melebihi CV pada pers. (7.2.2).

3. DOF_dinamik ≥ DOF_tunak

Contoh 7.2.1: DOF pada sistem tangki cairan (Gambar 7.2.1) Neraca Massa:

)

(

)

(

)

(

t

f

t

f

dt

t

dh

A

=

_i

−

_o Var. bebas = 3 (h , f_i , f_o) Persamaan = 1

A adalah parameter yang ditetapkan (dimensi tangki)

DOF = 3 – 1 = 2

Karena f_i(t) ditetapkan oleh kondisi eksternal, jumlah CV = 2 – 1 = 1

Feedback loop antara h dan f_o

7.2 Derajat Kebebasan

f_i(t)

f_o(t) h(t)

Contoh 7.2.2: Menentukan jumlah CV dan MV untuk flash drum

• Umpan cair t.d.d. N komponen fraksi mol z_iÆ i = 1,2,…,N

• Flash dari P_F ke P → P_F >> P • Steam → menjaga T tetap

• Masalah: 1. Identifikasi CV 2. Identifikasi MV 3. Konfigurasi loop pengendalian 7.2 Derajat Kebebasan Steam T Condensate Liquid Feed z_i , P_F , T_F , F_F x_i , F_L w_s(t), lb/mnt T_s(t), oF Vapor y_i , F_V P , T

Penyelesaian Soal 7.2.2:

7.2 Derajat Kebebasan

Neraca Massa Total (asumsi ρ konstan)

( )

₍

₎

i L i V i F i

x

F

y

F

z

F

dt

x

h

d

A

ρ

.

=

.

−

.

+

.

( )

₍

₎

₍

₎

T

T

UA

T

F

Cp

T

F

Cp

T

F

Cp

dt

T

h

d

A

Cp

_L

.

=

_{F F F}

−

_{V V}

+

_{L L}

+

_{S S}

−

(

_{V L}

)

F

F

F

F

dt

dh

A

ρ

=

−

+

Neraca Massa Komponen

Dimana i = 1,2, …, N – 1

Eq. = 1

Eq. = N – 1

Neraca Panas

Penyelesaian Soal 7.2.2 (lanjutan): 7.2 Derajat Kebebasan

∑

∑

= =

=

=

N i i N i i

dan

y

x

1 1

1

1

(

)

_i i i

K

T

P

x

y

=

,

Batasan Dimana i = 1,2, …, N

Hubungan Kesetimbangan Vapor-Liquid

Eq. = N

Eq. = 2

Jumlah Persamaan:

Penyelesaian Soal 7.2.2 (lanjutan): 7.2 Derajat Kebebasan • Konstan: Jumlah Variabel A , A_S , ρ , U , Cp_F , Cp_V , Cp_L = 7 K_i(T,P) = N Subtotal 1 = N + 7 • Eksternal yg ditentukan : TF = 1 z_i = N – 1 Subtotal 2 = N • Eksternal yg tidak ditentukan : F_F , F_V , F_L , P , T , h , T_s (atau w_S) = 7 x_i , y_i (untuk i = 1, 2, …, N) = 2N Subtotal 3 = 2N + 7 Jumlah Variabel: V = N+7 + N + 2N + 7 = 4N + 14

Penyelesaian Soal 7.2.2 (lanjutan):

7.2 Derajat Kebebasan

DOF = V – E = (4N + 14) – (2N + 3) = 2N + 11

Jumlah variabel eksternal yg ditentukan = N + 7 + N = 2N + 7 Jumlah MV = Jumlah CV = DOF – Jumlah Input Eksternal

= (2N + 11) – (2N + 7) = 4

Dipilih 4 CV dari (2N + 7) “unspecified variables”

9 T dan P untuk mendapatkan pemisahan yang diinginkan 9 F_F untuk mendapatkan produksi tetap

Gambar 7.2.3. Konfigurasi Pengendalian Proses Flash Drum (Lengkap dengan sistem sensor/transmitter)

7.2 Derajat Kebebasan T F_F F_L w_s F_V P , T FT 10 FC 10 F_SP LT 10 LC 10 hSP PT 10 PC 10 PSP TT 10 TC 10 T_SP

Gambar 7.2.4. Penyederhanaan Gambar Konfigurasi Pengendalian Proses Flash Drum (Contoh 7.2.2)

7.2 Derajat Kebebasan T F_F F_L w_s F_V P , T FC F_SP h_SP P_SP T_{SP TC} PC LC

7.3 Penentuan Konfigurasi

Loop Alternatif

Untuk Sistem dengan N CV dan N MV

¾Terdapat sekitar N! konfigurasi loop yang berbeda

¾Misal, CV = 2 ; MV = 2 ; Konfigurasi Loop = 2 ! = 2 x 1 = 2 ¾Lihat Gambar Konfigurasi Loop Alternatif untuk proses 2 x 2 ¾Jika N = 3 Konf. Loop = 3 ! = 6

N = 4 Konf. Loop = 4 ! = 24 N = 5 Konf. Loop = 5 ! = 120

Gambar 7.3.1. Konfigurasi Loop Alternatif Proses 2 x 2

PROCESS Controller Controller y₁ y₂ m₁ m₂ PROCESS Controller Controller y₁ y₂ m₁ m₂ (a) (b)

7.3 Penentuan Konfigurasi Loop Alternatif

Kriteria Pemilihan Konfigurasi Loop Alternatif

Secara Kualitatif:

1. Pilih MV yang mempunyai efek langsung dan cepat terhadap CV

2. Pilih pasangan MV dan CV yang memberikan time delay (t_d) sekecil mungkin

3. Pilih pasangan MV dan CV dengan interaksi loop-loop pengendali sekecil mungkin

Secara Kuantitatif (tidak dibahas dalam MKA ini)

1. Teknik Singular Value Decomposition (SVD) 2. Teknik Relative Gain Array (RGA)

7.3 Penentuan Konfigurasi Loop Alternatif

Contoh 7.3.1: Menentukan konfigurasi loop alternatif untuk flash drum secara kualitatif

Tinjau kembali Contoh 7.2.2:

MV = 4 ; CV = 4 Æ Konfigurasi Loop = 4 ! = 4 x 3 x 2 x 1 = 24 CV ≡ F_F , P , T , h

MV ≡ F_F , F_L , w_S , F_V Bagaimana konfigurasi loop yang mungkin?

Penyelesaian:

1. Susun Kemungkinan Konfigurasi Loop Alternatif

2. Eliminasi beberapa Alternatif berdasarkan analisis kualitatif 3. Pilih Alternatif terbaik (satu diantara kemungkinan yang ada)

7.3 Penentuan Konfigurasi Loop Alternatif

Tabel 7.3.1 Alternatif-alternatif konfigurasi loop untuk Flash Drum

12 F_F F_F w_S F_L 11 w_S F_F F_V F_L 10 F_F w_S F_V F_L 9 w_S F_V F_F F_L 8 F_V w_S F_F F_L 7 F_L F_V w_S F_F 6 F_V F_L w_S F_F 5 w_S F_L F_V F_F 4 F_L w_S F_V F_F 3 w_S F_V F_L F_F 2 F_V w_S F_L F_F 1 h Dikontrol Oleh T Dikontrol Oleh P Dikontrol Oleh F_F Dikontrol Oleh No. Konf. best

7.3 Penentuan Konfigurasi Loop Alternatif Tabel 7.3.1 Lanjutan F_L F_F F_V w_S 23 F_F F_V F_L w_S 22 F_V F_F F_L w_S 21 F_L F_V F_F w_S 20 F_V F_L F_F w_S 19 F_F w_S F_L F_V 18 w_S F_F F_L F_V 17 F_F F_L w_S F_V 16 F_L F_F w_S F_V 15 F_L w_S F_F F_V 14 w_S F_L F_F F_V 13 h Dikontrol Oleh T Dikontrol Oleh P Dikontrol Oleh F_F Dikontrol Oleh No. Konf.

7.3 Penentuan Konfigurasi Loop Alternatif

Argumentasi kualitatif untuk memilih konfigurasi loop alternatif terbaik:

1. Pengaruh F_F, F_V, dan F_L terhadap T adalah tidak langsung dan lambat, sedangkan w_Sberpengaruh langsung dan cepat terhadap T.

→ pilih No. konf : 1 , 3 , 7 , 9 , 14 , dan 18

2. Pengaruh w_S dan F_L terhadap P adalah tidak langsung dan lambat. F_F dan F_V adalah MV yang baik untuk P.

→ dari seleksi pertama, pilih No. konf. : 3 , 7 , 9 , dan 14 3. Dari No. konf. : 3 , 7 , 9 , dan 14 ; 3 adalah yang terbaik, karena:

9 F_L cepat untuk mengendalikan level (h)

7.3 Penentuan Konfigurasi Loop Alternatif

Berdasarkan argumentasi kualitatif, diperoleh konfigurasi loop:

F

_F

F

_F

FC

F

_L

h

LC

F

_V

P

PC

w

_S

T

TC

MV

CV

Controller

Lihat Gambar konfigurasi loop pengendalian flash drum pada Contoh 7.2.2 !

Tinjau proses yang disusun dari N unit yang berinteraksi satu dengan yang lain melalui aliran massa dan energi.

Prosedur sistematik untuk menentukan konfigurasi pengendalian untuk keseluruhan proses:

1. Kelompokkan proses menjadi blok-blok terpisah, dimana tiap blok berisi satu unit pemisah atau sejumlah kecil unit pemroses.

2. Tentukan DOF, jumlah CV dan MV untuk tiap-tiap blok.

3. Tentukan semua loop konfigurasi yang mungkin untuk tiap blok 4. Gabungkan kembali blok-blok dengan loop konfigurasinya.

5. Eliminasi konflik/pertentangan diantara sistem kendali dari berbagai blok

7.4 Pengendalian Proses dengan

Interaski Unit-Unit

7.4 Pengendalian Proses dengan Interaksi Unit-Unit

Contoh 7.4.1: Konflik loop kendali pada unit-unit proses

Unit 1 _{Unit 2}

Unit 1 Unit 2

Konflik

Controller

Controller

Gambar 7.4.2. Konflik loop pengendalian pada 2 unit-proses-seri

7.4 Pengendalian Proses dengan Interaksi Unit-Unit

Gambar 7.4.2. Lanjutan

7.4 Pengendalian Proses dengan Interaksi Unit-Unit

Unit 1 Konflik Controller Unit 2 Controller (b)

7.4 Pengendalian Proses dengan Interaksi Unit-Unit

Contoh 7.4.2: Membangun konfigurasi loop pengendalian untuk proses kimia sederhana (Lihat Gambar 7.4.2).

Penjelasan proses:

Reaksi A → B eksotermis dilaksanakan dalam CSTR dengan pendingin jaket. Umpan reaktor dipanaskan awal memakai hasil reaksi dan steam. Pendingin dicabang dua, dilengkapi dengan pemanas dan pendingin (Q_h dan Q_c). Hasil reaktor didinginkan di HE dan dipisahkan dalam flash drum. Suhu drum diatur dengan pendingin air.

Tujuan operasi:

1. Menjaga konversi reaktor sebesar mungkin 2. Menjaga laju produksi tetap

Reactor A Æ B

7.4 Pengendalian Proses dengan Interaksi Unit-Unit

Heating Coolant Cooling Coolant system Feed Steam Feed preheating Flash drum F_C, T_CO F_i, T_O F_i, T_i , C_Ai F_i, T_R , C_A Vapor Liquid T_f, P_f Cooling water

7.4 Pengendalian Proses dengan Interaksi Unit-Unit Langkah 1

Membagi proses ke dalam 4 blok (lihat Gambar):

(1) Coolant system, (2) Reactor, (3) Feed preheating, (4) Flash drum

Langkah 2 & 3

Menentukan DOF, MV, dan CV untuk tiap-tiap blok. Pilih konfigurasi terbaik dari tiap-tiap blok

☻ Coolant system

Jml var. = 8 (P_cf , T_cf , F_c1 , T_c1 , F_c2 , T_c2 , F_c , T_co) Æ di luar par. konstan

Jml var. yang ditetapkan = 2 (P_cf , T_cf )

Jml var. yang tidak ditetapkan = 6

☻ Coolant System

Jml pers. Model = 4 Æ NE pemanas ; NE pendingin ;

NE pencampuran arus ; NM pencampuran arus

7.4 Pengendalian Proses dengan Interaksi Unit-Unit

DOF = 8 – 4 = 4

Jml MV = Jml CV = DOF – Var yg ditetapkan = 4 – 2 = 2

F_c2 F_c1 + F_c2 6 F_c1 F_c1 + F_c2 5 F_c2 F_c1 4 F_c1 F_c2 3 F_c1 / F_c2 F_c1 + F_c2 2 F_c1 & F_c2 F_c 1 T_co dikendalikan oleh F_c dikendalikan oleh No. konf. CV = 2 Fc T_co MV = 2 Dipilih dari: Fc , F_c1 , F_c2 , F_c1 + F_c2 , dan F_c1/F_c2

Heating Cooling TC FC Q_h Q_C P_Cf , T_Cf, F_C F_C2, T_C2 Coolant F_C1, T_C1 F_C, T_C0

Gambar 7.4.4 Loop pengendali untuk unit pendingin (cooling

system) dalam contoh 7.4.2

☻ Feed Preheating System

Jml var. = 6 (W_s , T_o , T_i , T_r, T_int , F_i) Jml var. yang ditetapkan = 3 (T_o , T_r , F_i)

Jml var. yang tidak ditetapkan = 3

–

7.4 Pengendalian Proses dengan Interaksi Unit-Unit

Jml pers. (model) = 2 : NE steam heater & NE FEHE

DOF = 6 – 2 = 4

Jml MV = Jml CV = DOF – Var yg ditetapkan = 4 – 3 = 1

CV = 1

MV = 1

T_i

W_s

W_s berpengaruh langsung

7.4 Pengendalian Proses dengan Interaksi Unit-Unit Feed F_i, T_O TC Steam W_S T_i To Reactor T_int Reactor effluent F_i, T_R To Flash Drum

Gambar 7.4.5 Loop pengendali untuk feed preheating unit dalam contoh 7.4.2

☻ Reactor System

Jml var. = 9 (V , T_r , C_A , C_Ai , T_i , F_i , F_c , T_c, T_co)

Jml var. yang ditetapkan = 4 (F_i , C_Ai , T_i , T_co (atau F_c) )

Jml var. yang tidak ditetapkan = 5

–

7.4 Pengendalian Proses dengan Interaksi Unit-Unit

Jml pers. (model) = 3 : NM komp. A ; NE camp. reaksi & NE jaket pendingin

DOF = 9 – 3 = 6

Jml MV = Jml CV = DOF – Var yg ditetapkan = 6 – 4 = 2

CV = 2

MV = 2

C_A , T_r

F_c(dgn TC sbg pengukuran sekunder dalam Cascade

control) F_i 3 F_i F_c(atau T_co) 2 F_c(atau T_co) F_i 1 T_r dikendalikan oleh C_A dikendalikan oleh No. konf.

Konfigurasi alternatif untuk Reaktor ☻ Reactor System

No. 1 : T_r dikendalikan dengan FBC konvensional

A Æ B F_C, T_CO F_i, T_R , C_A TC TC CC F_i, C_Ai, T_i T_R, V , C_A

7.4 Pengendalian Proses dengan Interaksi Unit-Unit

Gambar 7.4.6 Loop pengendali untuk reactor unit dalam contoh 7.4.2 A Æ B F_C, T_CO F_i, T_R , C_A TC CC F_i, C_Ai, T_i T_R, V , C_A

(a) Classical FBC in TC (b) Cascade Control in TC

☻ Flash Drum System

CV = 4 (F_i , P_f , T_f , h)

MV = 4 (F_i , F_V , F_L , F_W )

7.4 Pengendalian Proses dengan Interaksi Unit-Unit

Seperti contoh 7.3.1 (steam heating diganti cooling water)

Terbentuk 24 konfigurasi

Vapor Liquid P_f Cooling water LC h PC FC TC T_f F_W F_{i ,}, T_R, C_A

7.4 Pengendalian Proses dengan Interaksi Unit-Unit

Gambar 7.4.7 Loop pengendali untuk flash drum dalam contoh 7.4.2

7.4 Pengendalian Proses dengan Interaksi Unit-Unit

Langkah 4

Menggabungkan kembali keempat blok dengan konfigurasi pengendaliannya. Untuk 4 blok secara keseluruhan mempunyai sekitar 432 = (6x1x3x24) konfigurasi

Heating Cooling TC FC Q_h Q_C P_Cf , T_Cf, F_C F_C2, T_C2 Coolant F_C1, T_C1 F_C, T_C0 A Æ B F_i, T_R , C_A TC TC CC F_i, C_Ai, T_i T_R, V , C_A Feed F_i, T_O TC Steam W_S T_int Vapor Liquid P_f Cooling water LC h PC FC TC T_f F_W

7.4 Pengendalian Proses dengan Interaksi Unit-Unit

Gambar 7.4.8 Penggabungan konfigurasi pengendalian untuk contoh 7.4.2 sebelum penghilangan konflik

7.4 Pengendalian Proses dengan Interaksi Unit-Unit

Langkah 5

TC Heating Cooling TC Q_h Q_C P_Cf , T_Cf, F_C F_C2, T_C2 Coolant F_C1, T_C1 F_C, T_C0 A Æ B F_i, T_R , C_A TC TC CC F_i, C_Ai, T_i T_R, V , C_A Feed F_i, T_O Steam W_S T_int Vapor Liquid P_f Cooling water LC h PC TC T_f F_W

7.4 Pengendalian Proses dengan Interaksi Unit-Unit

Gambar 7.4.9 Hasil konfigurasi pengendalian untuk contoh 7.4.2 setelah penghilangan konflik

TUGAS: Perancangan Konfigurasi Pengendalian pada Proses dengan Interaksi Unit-Unit (Gambar 7.4.10)

7.4 Pengendalian Proses dengan Interaksi Unit-Unit

• Bagilah unit-unit proses (Gambar 7.4.10) ke dalam blok yang

sesuai !

• Rancanglah sistem pengendalian proses untuk tiap-tiap blok !

• Gabungkan sistem pengendalian proses pada tiap-tiap blok

menjadi satu sistem pengendalian pabrik dilengkapi dengan

argumentasi kualitatif untuk eliminasi konflik !

CSTR Mixer Fresh A Steam HE-1 Cooling water DT Recycle A Condenser Reboiler Steam Steam HE-2 A Æ B Product B Cooling water

Gambar 7.4.10 Diagram alir proses pabrik (untuk TUGAS)

Suatu pabrik mempunyai lima unit operasi (Gambar 7.4.10): Tangki Pencampur (Mixer), Pemanas-1 (HE-1), Reaktor-Alir-Tangki-Berpengaduk (CSTR), Pemanas-2 (HE-2), dan Menara Distilasi (DT). Di dalam CSTR berlangsung reaksi fase cair A → B, reaksi ini bersifat eksotermis sehingga reaktor harus dilengkapi dengan pendingin jaket. Hasil keluaran reaktor adalah campuran A dan B, dan dipanaskan dahulu di HE-2 sebelum diumpankan ke DT untuk proses pemisahan. Hasil bawah DT mengandung sebagian besar produk B. Hasil atas DT yang sebagian besar mengandung A direcycle kembali ke dalam proses dan dicampur dengan umpan segar A di Mixer. Sebelum diumpankan ke CSTR, campuran reaktan keluaran Mixer dipanaskan dahulu sampai suhunya mencapai suhu masuk reaktor di HE-1.

Penjelasan Proses (Gambar 7.4.10)

9 steps procedure for plantwide process control

By Luyben et al., 1997

Plantwide Control Design Procedure

(Luyben et al., 1997)

1. Establish control objectives

2. Determine control degrees of freedom

3. Establish energy management system

4. Set production rate

5. Control product quality and handle safety

6. Control inventories (pressure and liquid level)

7. Check component balances

8. Control individual unit operations

9. Optimize economic and improve dynamic

controllability

Plantwide control procedure

Step 1. Establish control objectives

9Assess steady-state design and dynamic

control objectives for the process

9These objectives include reactor and

separation yields, product quality

specifications, product grades and demand

determination, environmental restrictions,

and the range of operating conditions.

Plantwide control procedure

Step 2. Determine control degrees of freedom

• Count the number of control valves available

Step 3. Establish energy management system

Plantwide control procedure

9provide a control

system that remove exothermic heats of reaction from the process

9provide a control

system that prevents propagation of the thermal disturbances

9HDA alt. 6 has

many mass and heat recycles

Plantwide control procedure

Step 4. Set production rate

• Establish the variables that dominate the productivity

of the reactor and determine the most appropriate

manipulator to control production rate

• This may be the feed flow to the process, the flow

rate of recycle stream, the flow rate of initiator or

catalyst to the reactor, the reactor heat removal rate,

the reactor temperature, and so forth.

Plantwide control procedure

Step 5. Control product quality and handle safety

• Select the best valves to control each of the

product-quality, safety, and environmental

variables

Plantwide control procedure

Step 6. Control inventories

(pressure and liquid level)

• Determine the valve to control each inventory

variable (including all gas pressures and liquid levels)

• An inventory variable should typically be controlled

with the manipulated variable that has the largest

effect on it within that unit

• a flow controller should be presented in all liquid

recycle loops

Plantwide control procedure

Step 7. Check component balances

•

Identify how chemical components enter, leave, and are

generated or consumed in the process

•

Fresh reactant makeup feed stream can be manipulated to

control reactor feed composition or a recycle stream

composition

•

Purge stream can also be used to control a recycle stream

composition

Plantwide control procedure

Step 8. Control individual unit operations

• Establish the control loops necessary to operate each

of the individual unit operations

ÆControl the reactor inlet temperature by manipulating

the duty of furnace utility

ÆCooling water flowrate can be used to control the

separator temperature

Plantwide control procedure

Step 9. Optimize economic and improve dynamic

controllability

• Establish the best way to optimize steady-state economic

performance (e.g., minimize energy, maximize selectivity) or to

improve dynamic response

Plantwide Energy Management

¾reduce cooling and heating utility

requirement

¾install feed-effluent-heat-exchangers

(FEHEs) around reactors and distillation

columns

¾However, Energy integration creates a

new path of disturbance propagation;

thus the control strategy is very

Typical Heat-Integrated Plant

Cold stream Coolant Fuel FEHE Hot stream Furnace Cooler Reactor Hot stream Fuel Coolant Cold stream Furnace Cooler Reboiler

FEHE-1 FEHE-2 Reactor

(a) Single FEHE

Heat Pathways in The Process

Q_h/c Q_d Environment T_o Qe T_H Energy sources Process T Path #2 Path #1 Path #3

Path 1: from inside the process and

flows out

e.g. heat generated by exothermic reaction is dissipated to the

environment

Path 2: conveys heat from the

utilities to the process

e.g. heat supplied by the furnace flows to the distillation columns and reaches its destination in the condensers

Path 3: internal to the process; heat flows back and forth

between different unit

e.g. the heating and cooling circuit that starts from the reactor exit and goes through the FEHE units to heat up

Control of Process-to-Process Exchangers

Control of Process-to-Process Exchangers

•

Bypass control

A. Controlling and

bypassing hot stream B. Controlling cold stream

and bypassing hot stream

C. Controlling and

bypassing cold stream D. Controlling hot stream

and bypassing cold stream.