struktur kontrol kolom distilasi...
TRANSCRIPT
-
1
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
mailto:[email protected]
-
2
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,YnLn-1,Xn-1
Gambar 1. Skema kolom distilasi
-
3
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 tray n 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
tray n adalah :
n
nn
x
xy
)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 tray n ke tray n +
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
-
4
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 A0 A
1,00 B
1,00 A
0 B
A
B
su
hu
Xn YnXn -1 Yn -1
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,,
,
,
,
,
FHKLK
FHK
DHK
FHKLK
FLK
DLK
m
Z
X
Z
X
D
LRm
(3)
-
5
Perhitungan Rigorous
Kondensor dan refluk drum
Neraca massa total:
DLVdt
dMNTNT
D 1 (4)
Neraca massa komponen:
DNTNTNTDD xDLyV
dt
xMd)(
)(1 (5)
Neraca massa panas:
DNTNTNTNTDD QDhHLHV
dt
hMd 11
)( (6 )
Reboiler dan base kolom
Neraca massa total:
BVLdt
dMRB
n 1 (7)
Neraca massa komponen:
bBRBBB BxyVxL
dt
xMd 11
)( (8)
Neraca massa panas:
(9)
Tray umpan (n = NF)
Neraca massa total:
NFNFNFNFNF VVFLL
dt
dM 11 (10)
Neraca massa komponen:
FzNFNFNFNFNFNFNFNF
NFNF XFYVYVXLXLdt
XMd 1111
)(
(11)
Neraca panas :
FNFNFNFNFNFNFNFNFNFNF FhHVHVhLhL
dt
hMd 1111
)(
(12)
Tray ke-n
Neraca massa total:
nnnn VVLLdt
dMn 11 (13)
Neraca massa komponen:
nnnnnnnnnn yVyVxLxL
dt
xMd 1111
)((14)
Neraca massa panas:
nnnnnnnnnn HVHVhLhL
dt
hMd 1111
)( (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
bbBRBBB QBhHVhL
dt
hMd 11
)(
-
6
t
dtteTi
kptMv
0)()(
])([)( tedt
d
DKtMv
)(])1()([)( neT
Tnene
T
TnMv DD
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
neTi
TnMvie
Ti
TnMv
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
berdasarkan kurva reaksi
-
7
Tuning Ziegler-Nichols metode proses 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
30252015100 5
time
Input
vari
abel
Gambar 3 Kurva step input
model secara umum untuk step output dengan t
adalah
/)(1)(' teKptY (24)
35
0
10
20
50 3025201510
S
time
Ou
tpu
t v
aria
bel
Gambar 4 Kurva reaksi proses
dengan slope untuk respon pada t adalah
/)(/)(1
)('
te
teKp
dt
d
dt
tdY (25)
Maksimum slope yang terjadi pada t =
adalah S = /, jadi parameter model dapat dihitung
dengan;
Kp ,
S
(26)
dengan ,
Kp = gain proporsional = gain output
= time delay = settlingtime
= 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
-
8
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
material stream 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
material stream 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
-
9
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
feed turun menjadi 200 kmol/jam dari mula-mula
-
10
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)
Laju
Ali
ran
(km
ol/
jam
)
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)
Ko
mp
osis
i (m
ol
%)
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)
Ko
mp
osis
i (m
ol
%)
SP Xd
PV Xd
Gambar 8 Grafik 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)
Ko
mp
osis
i (m
ol
%)
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)
Ko
mp
osis
i (m
ol
%)
SP Xb
PV Xb
Gambar 10 Grafik respon Xb oleh adanya
penurunan laju feed pada pengendalian secara
direct
-
11
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)
Laju
Pan
as (
kJ/j
am
)
Qr
Gambar 11 Grafik 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)
Laju
Pan
as (
kJ/j
am
)
Qr
Gambar 12 Grafik 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-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 i-butanal sebesar 0.05 menjadi 0.05 i-
butanal 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.
-
12
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)
Ko
mp
osis
i (m
ol
%)
SP Xd
PV Xd
Gambar 13 Grafik 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
0.987850.9879
0.987950.988
0.988050.9881
0.988150.9882
0.988250.9883
0 1 2 3 4 5
Waktu (jam)
Ko
mp
osis
i (m
ol
%)
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)
Laju
Ali
ran
(km
ol/
jam
)
D
Gambar 15 Grafik 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
setelah adanya gangguan berupa perubahan komposisi
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)
Ko
mp
osis
i (m
ol
%)
SP Xb
PV Xb
Gambar 16 Grafik 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)
Ko
mp
osis
i (m
ol
%)
SP Xb
PV Xb
Gambar 17 Grafik 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
-
13
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)
Ko
mp
osis
i (m
ol
%)
SP Xd
PV Xd
Gambar 18 Grafik respon Xd oleh adanya
kenaikan komposisi feed pada pengendalian secara
inferential
Pengaruh Kenaikan Xf Terhadap Xd -
Pengendalian Secara Direct
0.987650.9877
0.987750.9878
0.987850.9879
0.987950.988
0.988050.9881
0 1 2 3 4 5
Waktu (jam)
Ko
mp
osis
i (m
ol
%)
SP Xd
PV Xd
Gambar 19 Grafik 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)
Ko
mp
osis
i (m
ol
%)
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)
Ko
mp
osis
i (m
ol
%)
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.
-
14
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.
http://csd.newcastle.edu.au/control/simulations/dist_sim.htmlhttp://csd.newcastle.edu.au/control/simulations/dist_sim.html
-
15
[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".
http://www.chemeng.ed.ac.uk/http://www.dprin.go.id/http://www.engr.pitt.edu/http://www.lorien.ncl.ac.uk/ming/distil%20%20Distillationhttp://www.oit.doe.gov/chemicalshttp://www.psenterprise.com/