STRUKTUR KONTROL KOLOM DISTILASI ALDEHYDE

Transkripsi

1 STRUKTUR KONTROL KOLOM DISTILASI ALDEHYDE Totok R. Biyanto Jurusan Teknik Fisika - FTI ITS Surabaya Kampus ITS Keputih Sukolilo Surabaya Telp : Fax : 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. Kata kunci : Struktur kontrol, kolom distilasi aldehyde, komposisi produk, penghematan energi 1

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]. rectifying Vd,Yd L L,Xd kondensor Reflux drum L n-1,x n-1 Vn,Yn F, X f R D,X D Ln,Xn V n-1,y n-1 V stripping Vb,Yb Qr Lb,Xb reboiler B,Xb Gambar 1. Skema kolom distilasi 2

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 : y n xn 1 ( 1 x n (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 uapcair 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 3

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. suhu A 0 A 1,00 B X n X n -1 Y n -1 Y n Konsentrasi fraksi mol A B 1,00 A 0 B 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 di bi log d j bj Nm log m (2 Penentuan rasio refluk minimum dengan persamaan Underwood L Rm D m X Z LK, D LK, F LK, HK F 1 LK, HK F X Z HK, D HK, F (3 4

5 Perhitungan Rigorous Kondensor dan refluk drum Neraca massa total: dm D VNT LNT 1 D (4 Neraca massa komponen: d( M DxD (5 VNT ynt ( LNT 1 D xd Neraca massa panas: d( M DhD VNT H NT LNT 1H NT 1 Dh Q (6 D Reboiler dan base kolom Neraca massa total: dm n L 1 V B (7 RB Neraca massa komponen: d( M B x B L1 x1 Neraca massa panas: d( M BhB L1h 1 V V Tray umpan (n = NF Neraca massa total: RB y B Bx dm NF LNF LNF F VNF 1 VNF Neraca massa komponen: d( M NF X NF L b (8 (9 1 (10 X L X V NF1 NF1 NF NF NF1 NF1 Y V NF Y NF F X (11 Neraca panas : d( M NFh NF L h RB L H B h Bh V H NF1 NF1 NF NF NF1 NF1 b Q b V NF H NF z Fh (12 F F Tray ke-n Neraca massa total: dmn Ln Ln Vn1 Vn 1 (13 Neraca massa komponen: d( M nxn Ln1xn1 Ln xn Vn1yn1 Vn yn Neraca massa panas: d M nhn Ln1hn 1 Lnhn Vn1H n1 VnHn (14 ( (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 5

6 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: kp t Mv ( t e( t Ti 0 (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: Mv ( n T Ti n i0 e( i Mv ( n 1 T Ti [ e( n] (20 d Mv ( t K D [ e( t] (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: TD TD Mv ( n [ e( n e( n 1] e( n T T (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. 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: 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 6

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. Input variabel time Gambar 3 Kurva step input model secara umum untuk step output dengan t θ adalah ( t / Y '( t Kp 1 e (24 Output variabel S time Gambar 4 Kurva reaksi proses dengan slope untuk respon pada t θ adalah dy' ( t d ( t / ( t / Kp 1 e e (25 Maksimum slope yang terjadi pada t = θ adalah S = Δ/τ, jadi parameter model dapat dihitung dengan; Kp, (26 S 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 = Jumlah tray optional = Letak feed tray = Sedangkan parameter-parameter yang harus diketahui oleh perancang adalah: Laju Feed (kmol/jam = Temperatur Feed (C = 52.8 Tekanan Feed (kpa = Komposisi Feed = 0.9 Light key in bottom (i-butanal = 0.01 Heavy key in distillate (n-butanal = 0.01 Tekanan Kondenser (kpa = Tekanan Reboiler (kpa = 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 7

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. Parameterparameter yang dimasukkan dalam perancangan Aldehyde column secara rigorus adalah: Jumlah tray = 45 Letak feed tray = 32 Laju Feed (kmol/h = Temperatur Feed (C = 52.8 Tekanan Feed (kpa = Komposisi Feed (n-butanal = 0.9 Tekanan Condenser (kpa = Tekanan Reboiler (kpa = 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 8

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 Kc Ti Td Kontroler TIC PIC FIC LIC LIC 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 Kc Ti Td Kontroler TIC PIC FIC LIC LIC 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 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 9

10 sebesar kmol/jam selama 9.1 jam (Gambar 6. refluk rasio yaitu perbandingan antara laju refluk dan laju distilat semakin besar. Dengan Laju Aliran (kmol/jam Penurunan F Terhadap t Pengendalian Secara Direct Gambar 6 Grafik penurunan laju feed terhadap waktu F bertambahnya nilai refluk rasio ini, komposisi produk atas juga semakin besar atau semakin murni Pengaruh Penurunan F Terhadap Xd - SP Xd PV Xd 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 setpoint walaupun pada setiap penurunan laju feed terjadi overshoort yang kecil, yaitu maksimumnya sebesar dari nilai setpoint. Pada komposisi produk atas ini diperoleh nilai IAE sebesar 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 Pengaruh Penurunan F Terhadap Xd - Pengendalian Secara Direct SP Xd PV Xd Gambar 7 Grafik respon Xd oleh adanya Pengaruh Penurunan F Terhadap Xb - SP Xb PV Xb 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 dengan pengendalian secara inferential dapat dilihat pada Gambar 8. Komposisi produk atas terus naik hingga mencapai nilai dan didapatkan nilai IAE sebesar 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 inferential Pengaruh Penurunan F Terhadap Xb - Pengendalian Secara Direct SP Xb PV Xb Gambar 10 Grafik respon Xb oleh adanya penurunan laju feed pada pengendalian secara direct 10

11 Nilai IAE komposisi produk bawah dengan pengendalian secara inferential sangat jauh bila dibandingkan dengan pengendalian secara direct struktur LV yang hanya sebesar Komposisi produk bawah dengan pengendalian secara direct struktur LV walaupun terlihat berosilasi, namun dalam range yang sangat kecil yaitu sekitar plus minus 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. Laju Panas (kj/jam 3.00E E E E E E E+00 Pengaruh Penurunan F Terhadap Qr - Pengendalian Secara Direct 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 Qr secara direct dengan struktur LV bisa menurunkan laju panas reboiler sebesar %, 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.. Laju Panas (kj/jam 2.55E E E E E+07 Pengaruh Penurunan F Terhadap Qr E+07 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 masingmasing naik sebesar 0.05 dan turun 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. Qr 11

12 Pengaruh Penurunan Xf Terhadap 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 Pengaruh Penurunan Xf Terhadap Xd - Pengendalian Secara Direct Gambar 14. Grafik respon Xd oleh adanya penurunan komposisi feed pada pengendalian secara diect Laju Aliran (kmol/jam Pengaruh Penurunan Xf Terhadap 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 , karena pada pengendalian secara direct struktur LV, komposisi produk atas mampu kembali mendekati setpoint setelah adanya gangguan berupa perubahan komposisi SP Xd PV Xd SP Xd PV Xd D 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 masingmasing respon dari pengendalian secara inferential dan pengendalian secara direct struktur LV dapat dilihat pada Gambar 16 dan Pengaruh Penurunan Xf Terhadap Xb - 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 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 12

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 , sedang dengan pengendalian secara inferential adalah Pengaruh Kenaikan Xf Terhadap Xd - Pengendalian Secara Direct Gambar 19 Grafik respon Xd oleh adanya kenaikan komposisi feed pada pengendalian secara direct SP Xd PV Xd 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 untuk komposisi produk atas, sehingga menyebabkan nilai IAE juga besar yaitu Hal ini tidak dipebolehkan, karena mutu produk akhir berupa iso butyl alcohol tidak konsisten Pengaruh Kenaikan Xf Terhadap Xd - SP Xd PV Xd Gambar 18 Grafik respon Xd oleh adanya kenaikan komposisi feed pada pengendalian secara inferential Pengaruh Kenaikan Xf Terhadap Xb - Pengendalian Secara Direct 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 Pengaruh Kenaikan Xf Terhadap Xb - Gambar 21 Grafik respon Xb oleh adanya kenaikan SP Xb PV Xb komposisi feed pada pengendalian secara inferential Respon komposisi produk bawah pada pengendalian secara direct struktur LV didapatkan nilai IAE sebesar , sedang pada pengendalian secara inferential adalah

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 % 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 (molefraction 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] s/dist_sim.html. 14

15 [5] Luyben, William L, 1990, Process Modelling, simulation and Control for Chemical Engineers, McGraw-Hill Publishing Company, Ney York [6] [7] Laporan utama. [8] Design of a heat- Integrated Distillation Column. [9] Distillation [10] Distillation Column Modeling Tools [11] Heat-integrated Distillation Column". 15