SEMINAR TUGAS AKHIR. Oleh : Muhammad Syauqi NRP : Pembimbing: Suyanto, ST., MT.

Transkripsi

1 SEMINAR TUAS AKHIR PERANCANAN SISTEM PENENDALIAN LEVEL MINYAK PADA SEPARATOR PV 9900 PT. JOB PERTAMINA-PETROCHINA TUBAN DENAN TUNIN PARAMETER KONTROLER PROPORTIONAL INTERAL PI MENUNAKAN METODE DIRECT SYNTHESIS Pebibing: Suyanto, ST., MT. Oleh : Muhaad Syauqi NRP :

2 LATAR BELAKAN Repon level inyak pada Separator PV 9900 angat fluktuatif dan tidak dapat encapai kondii teady tate ERROR =,38% dari et point Tuning dilakukan euai panduan dari Vendor dan atau ecara trial error ketika ada perubahan euai pengetahuan operator. 2

3 PERMASALAHAN Bagaiana erancang ite pengendalian level ketinggian inyak pada eparator PV 9900 di PT. JOB Pertaina-Petrochina Tuban Jawa Tiur dengan tuning paraeter kontroler Proportional Integral PI enggunakan etode Direct Synthei? 3

4 Tujuan Tujuan dari penelitian ini adalah erancang ite pengendalian level ketinggian inyak pada eparator PV 9900 di PT. JOB Pertaina-Petrochina Tuban Jawa Tiur dengan tuning paraeter kontroler Proportional Integral PI enggunakan etode Direct Synthei. 4

5 TEORI PENUNJAN I abar. P&ID Separator Tiga Faa Nune. Dkk,

6 Penelitian Sebelunya I Chan Sul Jung, Hyung keun Song dan Jae Chun Hyun tahun 999 telah elakukan penelitian pada ite bio-reactor yang tidak tabil fungi tranfer proe eperti di bawah dengan enerapkan direct ynthei ebagai etode tuning dan dibandingkan dengan IMC internal ode control dan anual obervai. Hailnya perforani kontrol direct ynthei paling handal. Model Fungi Tranfer Plant yang dipakai dala penelitian Chan, dkk. 6

7 HASIL KAJIAN CHAN, DKK TAHUN 999 abar 3. Perbandingan Perforani Kontrol Chan. dkk, 999 7

8 Penelitian Sebelunya II Dala ite kontrol level pada kolo detilai Sehagiri, Hailnya enunjukkan bahwa etode Direct Synthei lebih unggul dari pada etode Sith Predictor yang diuulkan oleh Hang, CC dkk, 2004, decoupling control oleh Liu. dkk, 2004, dan etode analia aturan-aturan untuk ereduki odel dan tuning PID oleh Skogetad,

9 HASIL PENELITIAN SESHAIRI DKK TAHUN 2009 Perbandingan Repon Kontrol antara yang diuulkan Sehagiri, dkk dengan Liu, dkk, dan Lu, dkk Sehagiri dkk,

10 Metode Direct Synthei Metode Direct Synthei DS adalah erancang dan en-tuning untuk endapatkan paraeter controller dengan enghubungkan korelai paraeter plant elalui ite cloed-loop Willi, 999. Targetnya, bentuk karakteritik repon output plant diharapkan aa dengan odel deain. Tujuanya untuk endapatkan gain atau deain controller, ehingga etode ini eolah-olah epunyai internal odel dan repon output plant yang dapat di-trajectory oleh odel deain dari ebuah controller Sehagiri dkk,

11 DIARAM BLOK METODE DIRECT SYNTHESIS abar 4. Diagra Blok Site Cloed-loop dan Open-loop Sehagiri dkk, 2009

12 2 Model Mateati Direct Synthei D R Y c p d c p c p = R Y c p c p + = = R Y R Y p c Y/R Maka: = p c

13 FLOW CHART PENELITIAN Mulai Pengabilan Data Lapangan Peodelan Mateati Plant Validai Ya Tidak Perancangan Site Pengendalian Level Minyak pada Separator PV 9900 dengan Kontroler Proportional Integral PI Direct Synthei Validai Ya Tidak Tuning Paraeter Kontroler Proportional Integral PI Menggunakan Metode Direct Synthei Pengujian Seuai Kriteria Tidak Ya Analia Keipulan Seleai 3

14 Tabel. Data Paraeter Proe pada Separator PV 9900 Variabel Proe pada Separator PV 9900 Q in Q o Q og Q oa Q in Nilai Proe 62 3 /h /h /h 48 3 /h ρ 826,5 kg/ 3 P dan P kpa dan 37 kpa S Cv 04 h 2,2

15 Model Plant Separator PV 9900 Model ateati plant pada tangki eparator dibuat dengan aui bahwa: Pendekatan bangun ruang eparator didekati dengan pendekatan bentuk kotak atau balok. Tekanan dan uhu dianggap kontan. Laju aliran auk inlet pada eparator PV 9900 dianggap kontan. Level air pada eparator PV 9900 tidak dikontrol karena proentae voluenya yang angat kecil ekitar 0,75 % dari volue inyak. Dinaika ketinggian atau level air dala tangki eparator dianggap kontan. Laju aliran keluar untuk air dan ga kontan. 5

16 Proe Peodelan Mateatik Peraaan Laju Aliran Cv Vpt P P 2 S ρ g ht CvVp t P + gh t P2 Qo t =,7 S = Koofiien control valve Fiher, 200 = Perubahan proentae open dari valve dengan range 0-00%, dala atuan waktu. = Preure Uptrea kpa = Preure Downtrea kpa = Speifik rafity = Maa jeni inyak kg/ 3 = Kecepatan gravitai / 2 = Perubahan tinggi fluida inyak dala tangki dala atuan waktu ρ 6

17 HUKUM KESETIMBANAN Dengan huku keetibangan, ite tangki eparator tiga faa dapat didekati dengan Rate of voluetric Rate of voluetric = Accuulation into the tank out of the tank voluetric in the tank Atau ecara ateati dapat diodelkan dengan peraaan: dh A = Qin t Qout t dt Dengan Q in = flow aliran fluida yang auk ke tangki 3 /h. Q oot = flow aliran fluida yang keluar dari tangki 3 /h. dh A dt = dinaika volue yang terakuulai dala tangki. Karena fluida yang keluar dari tangki eparator terdiri dari tiga aca fluida yaitu inyak, air dan ga ala, aka ; dh A = Qin t Qo t Qoa t Qog t dt 7

18 Linieriai Deret Taylor & Tranforai Laplace Q o t f Vp, h = f Vp Vp t Vp + f h h t h H + Sehingga fungi tranfer level enjadi; 0,0024 0,298 = Q Vp in 0, , ,0024 h 0,0024 0,0024 oa 0, , ,045 + Q Q og 8

19 Diagra Blok Level pada Plant Separator PV

20 Model Refereni Sehingga ain controller enjadi Diagra Blok Model refereni 20 + = τ = cv p c cv p c τ = Out Model Refereni In

21 Perancangan Kontroler dan Tuning Paraeter dengan Metode Direct Synthei 2 Langkah-langkah untuk erancang tipe kontroler dan tuning paraeter-paraeternya adalah: Peraaan dan 2 diubtituikan ke peraaan 3 ehingga enjadi;.4 0,045 0, = + = K p p τ 0,004 + = + = τ = p c + = K p c τ τ 2

22 c = K p + K i 5 Dengan K p ebagai gain proporional dan K i ebagai gain integral nilai tuningnya adalah ebagai berikut: τ K p = K 2 p τ = - 0,298 0,045*0,004 = -34,8 K i = K 2 τ = - Dan 0,045*0,004 = 838, Kp In Out Ki abar Diagra Blok Kontroler PI Direct Synthei Integrator

23 23

24 Pengujian dan Analia Tranding Level Minyak Separator PV Oil Level eter SP VP Riil :00 04:00 6:00 8:00 0:00 2:00 4:00 6:00 8:00 20:00 22:00 00:00 Waktu ja abar 4. rafik Data Riil Tranding Level Minyak pada Separator PV 9900 JOB-PPEJ, 20 24

25 VALIDASI MODEL PLANT rafik Repon tranien Level Hail Peodelan dengan Nilai Paraeter K p dan K i aa dengan Riil Plant 25

26 PERBANDINAN RESPON TRANSIEN RIIL PLANT DENAN MODEL YAN DIBANUN. Repon Repon Tranien Error Waktu Ja Tranien Riil Model % eter eter 02: ,36 04: ,03 6: ,2 8: ,47 0: ,78 2: ,6 4: ,23 6: ,87 8: ,4 20: ,25 22: , 00: ,8 Rata-rata Error % 0,45 26

27 Oil Level eter SP VP Riil VP Model Plant Waktu Ja rafik Perbandingan Repon Tranien Variabel Riil Plant dengan Model yang Dibangun 27

28 PERBANDINAN DAN VALIDASI RESPON TRANSIEN PI DIRECT SYNTHESIS DAN PI RIIL DENAN TARET RESPON MENUNAKAN UJI STEP rafik Perbandingan Repon Tranien Kontroler PI Riil dengan PI Direct Synthei dan Target Repon 28

29 Set Point 2,2 eter Perbandingan Hail Repon Tranien Repon Tranien PI Direct Synthei Tie contant = 5,27 Rie tie = 32,53 Settling tie = 58,5 ESS = 0,00535 % ITAE = 0,095 Repon Tranien PI Riil Tie contant = 6,34 Rie tie = 40,3 Settling tie = 265,896 ESS = 0,02 % ITAE = 36,05 Target repon Tie contant = 5,27 Rie tie = 3,53 Settling tie = 58,5 ESS = 0,00535 % ITAE = 0,095 29

30 rafik Perbandingan Repon Tranien PI Riil dengan PI Direct Synthei dan Target Repon dengan Uji Tracking Set Point 30

31 Perbandingan Repon Tranien PI Riil dengan PI Direct Synthei dan Target Repon Menggunakan Uji Tracking Set Point Perbandingan Hail Repon Tranien Set Point Repon Tranien PI Riil Tie contant = 6,92 Rie tie = 4,04 Settling tie = 308,52 ESS = 0,775% 2,2 ITAE = 368,84 eter Repon Tranien PI Target repon - Direct Synthei 2,5 eter Tie contant = 5,2 Tie contant = 5,2 Rie tie = 34,2 Rie tie = 34,2 Settling tie = 6,56 Settling tie = 6,56 ESS = 0,0034 % ESS = 0,0034 % ITAE = 0,064 ITAE = 0,064 Repon Tranien PI Riil Tie contant = 5,84 Rie tie = 38,88 Settling tie = 282,6 ESS = 0,428% ITAE = 70,9 2,5 eter - 2 eter Repon Tranien PI Direct Synthei Tie contant = 4,4 Rie tie = 33,84 Settling tie = 57,6 ESS = 0,002 % ITAE = 0,033 Target repon Tie contant = 4,4 Rie tie = 33,84 Settling tie = 57,6 ESS = 0,002 % ITAE = 0,033 3

32 Uji Diturbance rafik Perbandingan Repon Tranien PI Rill dengan PI Direct Synthei dan Target repon Menggunakan Uji Diturbance /h 32

33 Perbandingan Repon Tranien PI Rill dengan PI Direct Synthei dan Target repon Menggunakan Uji Diturbance /h Set Point 2,2 eter Set Point 2,2 eter Perbandingan Hail Repon Tranien Sebelu 62 3 /h Repon Tranien PI Riil Tie contant = 6,34 Rie tie = 40,3 Settling tie = 265,896 ESS = 0,02 % ITAE = 36,05 Repon Tranien PI Direct Target repon Synthei Tie contant = 5,27 Tie contant = 5,27 Rie tie = 32,53 Rie tie = 3,53 Settling tie = 58,5 Settling tie = 58,5 ESS = 0,00535 % ESS = 0,00535 % ITAE = 0,095 ITAE = 0,095 Seudah /h Repon Tranien PI Riil Tie contant = 6,272 Rie tie = 39,806 Settling tie = 246,384 Repon Tranien PI Direct ESS = 0,065 % Target repon Synthei ITAE = 9,72 Tie contant = 5,202 Rie tie = 32,07 Settling tie = 57,204 ESS = 0,00535 % ITAE = 0,0875 Tie contant = 5,27 Rie tie = 3,53 Settling tie = 58,5 ESS = 0,00535 % ITAE = 0,095 33

34 Keipulan Rancangan kontroler level inyak pada Separator PV 9900 dengan etode Direct Synthei enghailkan tipe yang aa dengan kondii riil plant yaitu Proportional Intergral. Dan untuk tuning paraeterparaeter kontrolernya aing-aing didapatkan nilai gain K p = -34,86 dan K i = -838,92. Dengan uji tep, uji tracking et point dan uji diturbance PI Direct Synthei lebih andal dan tahan robut dari pada PI Riil. Terbukti dari nilai tie contant, rie tie, ettling tie, error teady tate ESS, dan ITAE yang jauh lebih cepat dan lebih kecil. 34

35 Saran enerapkan Adaptable Direct Synthei Control, yaitu etode perancangan kontroler dan tuning paraeter-paraeternya yang apu engadaptai terhadap perubahan paraeterparater proenya. Khuunya paraeter tekanan, apabila ada perubahan tekanan aka nilai gain K p dan Ki dapat berubah ecara otoati. 35

36 DAFTAR PUSTAKA Ahuda, P, 200. Metode Direct ynthei pada Cacade Control Untuk Pengendalian Teperatur Stea di Superheater pada Power Plant PT. KDM, Tei Magíter Teknik Elektro ITS Surabaya. Chan Sul Jung, Hyung keun Song, Jae Chun Hyun, 999. A Direct Synthei Tuning Methode of Untable Firt-Order-Plu- Tie Delay Procee, Jounal of Proce Control 9 Hal Nune,. C dkk, A Practical Strategy For Controlling Flow Ocillation in Surge Tank, Latin Aerican Applied Reearch Vol.37 n.3. Sehagiri R, V.S.R. dan Chidabara, M. 2009, Direct ynthei-baed Controller Deign for Integrating Proce With Tie Delay, Journal of the Franklin Intitute, Vol. 346, hal Shauzzoha, Md. dan Lee, M. 2008, PID Controller Deign for Integrating Procee With Tie Delay, Korean J. Che. Eng., Vol. 25, No. 4, hal Steawart, M. and Arnold, K. 2008, a Liquid and Liquid-Liquid Separator, Eleiver, USA. Viioli, A. 2006, Advance in Indutrial Control, Springer, London. 36

37 TERIMA KASIH 37