7 – PERANCANGAN PENGENDALIAN PROSES PABRIK YDH / INDALPRO / 1
Perancangan PengendalianProses Pabrik07
Mempelajari perancangan alternatif-alternatif konfigurasipengendalian untuk proses multi-input-multi-output pada pabrik
1. Tinjauan Umum Pengendalian Proses MIMO2. Derajat Kebebasan3. Penentuan Konfigurasi Loop Alternatif4. Pengendalian Proses dengan Interaksi Unit-Unit5. The Nine Steps of Plantwide Process Control Procedure
Tujuan:
Materi:
7 – PERANCANGAN PENGENDALIAN PROSES PABRIK YDH / INDALPRO / 2
7.1 Tinjauan Umum PengendalianProses 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 – PERANCANGAN PENGENDALIAN PROSES PABRIK YDH / INDALPRO / 3
7.1 Tinjauan Umum Pengendalian Proses MIMO
Pertanyaan yang harus dijawab sebelum merancang sistempengendalian:
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 dapatditerapkan adaptive & Inferential Control.
Disturbance: hanya sedikit yang dapat diukur, maka dapatditerapkan FFC-FBC, Ratio Control.
4. MVapa yang harus dipilih?
5. Konfigurasi loop pengendalian apa yang digunakan? Sistem MIMO, menghasilkan banyak alternatif konfigurasipengendalian
7 – PERANCANGAN PENGENDALIAN PROSES PABRIK YDH / INDALPRO / 4
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 V = E
Bermanfaat dalam penentuan jumlah controlled variables (CV) dan jumlah manipulated variables (MV)
Didefinisikan:
7 – PERANCANGAN PENGENDALIAN PROSES PABRIK YDH / INDALPRO / 5
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 menjagaoutput (CV) pada nilai yang diinginkan (setpoint)?
7 – PERANCANGAN PENGENDALIAN PROSES PABRIK YDH / INDALPRO / 6
7.2 Derajat Kebebasan
Tinjau proses dengan spesifikasi sebagai berikut:N : output yang dikendalikan (y1, y2, … , yN)
M : manipulasi bebas (m1, m2, … , mM) dengan M ≥ N
L : jumlah gangguan eksternal (d1, d2, … , dL)
Anggap: N persamaan hubungan y, m, dan d adalah sbb:y1 = f1 (m1, m2, … , mM ; d1, d2, … , dL)
y2 = f2 (m1, m2, … , mM ; d1, d2, … , dL)
yN = fN (m1, m2, … , mM ; d1, d2, … , dL)
… … (7.2.3)
Dengan perubahan d, nilai y harus tetap: hal ini mungkinjika N dari M buah MV dapat diubah secara bebas.
7 – PERANCANGAN PENGENDALIAN PROSES PABRIK YDH / INDALPRO / 7
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 dapatmenyebabkan masalah, namun bila pengaruhnya dapat diterima padaoperasi proses, maka logis untuk mpy CV < pers. (7.2.2).
2. TIDAK MUNGKIN merancang sistem pengendalian yang dapatmengatur CV melebihi CV pada pers. (7.2.2).
3. DOFdinamik ≥ DOFtunak
7.2 Derajat Kebebasan
7 – PERANCANGAN PENGENDALIAN PROSES PABRIK YDH / INDALPRO / 8
Contoh 7.2.1: DOF pada sistem tangki cairan (Gambar 7.2.1)
Neraca Massa:
)()()( tftfdt
tdhA oi −=
Var. bebas = 3 (h , fi , fo)
Persamaan = 1
A adalah parameter yang ditetapkan (dimensi tangki)
DOF = 3 – 1 = 2
Karena fi(t) ditetapkan oleh kondisi eksternal, jumlah CV = 2 – 1 = 1
Feedback loop antara h dan fo
7.2 Derajat Kebebasan
fi(t)
fo(t)h(t)
Gambar 7.2.1. Tangki cairan
7 – PERANCANGAN PENGENDALIAN PROSES PABRIK YDH / INDALPRO / 9
Contoh 7.2.2: Menentukan jumlah CV dan MV untuk flash drum
• Umpan cair t.d.d. N komponenfraksi mol zi i = 1,2,…,N
• Flash dari PF ke P → PF >> P
• Steam → menjaga T tetap
• Masalah:
1. Identifikasi CV
2. Identifikasi MV
3. Konfigurasi loop pengendalian
7.2 Derajat Kebebasan
Steam
T
Condensate
Liquid
Feedzi , PF , TF , FF
xi , FL
ws(t), lb/mntTs(t), oF
Vapor
yi , FV
P , T
Gambar 7.2.2. Flash Drum
7 – PERANCANGAN PENGENDALIAN PROSES PABRIK YDH / INDALPRO / 10
Penyelesaian Soal 7.2.2:7.2 Derajat Kebebasan
Neraca Massa Total (asumsi ρ konstan)
( ) ( )iLiViFi xFyFzF
dtxhdA ....
+−=ρ
( ) ( ) ( )TTUATFCpTFCpTFCpdt
ThdACp SSLLVVFFFL −++−=.
( )LVF FFFdtdhA +−=ρ
Neraca Massa Komponen
Dimana i = 1,2, …, N – 1
Eq. = 1
Eq. = N – 1
Neraca Panas
Eq. = 1
7 – PERANCANGAN PENGENDALIAN PROSES PABRIK YDH / INDALPRO / 11
Penyelesaian Soal 7.2.2 (lanjutan):7.2 Derajat Kebebasan
∑∑==
==N
ii
N
ii ydanx
1111
( ) iii xPTKy ,=
Batasan
Dimana i = 1,2, …, N
Hubungan Kesetimbangan Vapor-Liquid
Eq. = N
Eq. = 2
Jumlah Persamaan:
E = 1 + (N – 1) + 1 + N + 2 = 2N + 3
7 – PERANCANGAN PENGENDALIAN PROSES PABRIK YDH / INDALPRO / 12
Penyelesaian Soal 7.2.2 (lanjutan):7.2 Derajat Kebebasan
• Konstan:
Jumlah Variabel
A , AS , ρ , U , CpF , CpV , CpL = 7
Ki(T,P) = N Subtotal 1 = N + 7
• Eksternal ygditentukan :
TF = 1
zi = N – 1
Subtotal 2 = N
• Eksternal yg tidakditentukan :
FF , FV , FL , P , T , h , Ts (atau wS) = 7
xi , yi (untuk i = 1, 2, …, N) = 2NSubtotal 3 = 2N + 7
Jumlah Variabel: V = N+7 + N + 2N + 7 = 4N + 14
7 – PERANCANGAN PENGENDALIAN PROSES PABRIK YDH / INDALPRO / 13
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”
T dan P untuk mendapatkan pemisahan yang diinginkan
FF untuk mendapatkan produksi tetap
h untuk menjaga level/volume cairan tetap
7 – PERANCANGAN PENGENDALIAN PROSES PABRIK YDH / INDALPRO / 14
Gambar 7.2.3. Konfigurasi Pengendalian Proses Flash Drum (Lengkap dengan sistem sensor/transmitter)
7.2 Derajat Kebebasan
T
FF
FLws
FV
P , T
FT10
FC10
FSP
LT10
LC10 hSP
PT10
PC10
PSP
TT10
TC10
TSP
7 – PERANCANGAN PENGENDALIAN PROSES PABRIK YDH / INDALPRO / 15
Gambar 7.2.4. Penyederhanaan Gambar KonfigurasiPengendalian Proses Flash Drum (Contoh 7.2.2)
7.2 Derajat Kebebasan
T
FF
FLws
FV
P , T
FC
FSP
hSP
PSP
TSP TC
PC
LC
7 – PERANCANGAN PENGENDALIAN PROSES PABRIK YDH / INDALPRO / 16
7.3 Penentuan KonfigurasiLoop Alternatif
Untuk Sistem dengan N CV dan N MV
Terdapat sekitar N! konfigurasi loop yang berbeda
Misal, CV = 2 ; MV = 2 ; Konfigurasi Loop = 2 ! = 2 x 1 = 2
Lihat Gambar Konfigurasi Loop Alternatif untuk proses 2 x 2
Jika N = 3 Konf. Loop = 3 ! = 6
N = 4 Konf. Loop = 4 ! = 24
N = 5 Konf. Loop = 5 ! = 120
MASALAH: memilih konfigurasi yang baik dari semua kemungkinan yang ada
7 – PERANCANGAN PENGENDALIAN PROSES PABRIK YDH / INDALPRO / 17
Gambar 7.3.1. Konfigurasi Loop Alternatif Proses 2 x 2
PROCESS
Controller
Controller
y1
y2
m1
m2PROCESS
Controller
Controller
y1
y2
m1
m2
(a) (b)
7.3 Penentuan Konfigurasi Loop Alternatif
7 – PERANCANGAN PENGENDALIAN PROSES PABRIK YDH / INDALPRO / 18
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(td) 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)3. Penentuan Condition Number (CN)
7 – PERANCANGAN PENGENDALIAN PROSES PABRIK YDH / INDALPRO / 19
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 Konfigurasi Loop = 4 ! = 4 x 3 x 2 x 1 = 24
CV ≡ FF , P , T , h
MV ≡ FF , FL , wS , FV
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 – PERANCANGAN PENGENDALIAN PROSES PABRIK YDH / INDALPRO / 20
7.3 Penentuan Konfigurasi Loop Alternatif
Tabel 7.3.1 Alternatif-alternatif konfigurasi loop untuk Flash Drum
FVFVwSFL12
FFFFwSFL11
wSFFFVFL10
FFwSFVFL9
wSFVFFFL8
FVwSFFFL7
FLFVwSFF6
FVFLwSFF5
wSFLFVFF4
FLwSFVFF3
wSFVFLFF2FVwSFLFF1
h DikontrolOleh
T DikontrolOleh
P DikontrolOleh
FF DikontrolOleh
No. Konf.
best
7 – PERANCANGAN PENGENDALIAN PROSES PABRIK YDH / INDALPRO / 21
7.3 Penentuan Konfigurasi Loop Alternatif
Tabel 7.3.1 Lanjutan
FFFLFVwS24
FLFFFVwS23
FFFVFLwS22
FVFFFLwS21
FLFVFFwS20
FVFLFFwS19
FFwSFLFV18
wSFFFLFV17
FFFLwSFV16
FLFFwSFV15
FLwSFFFV14wSFLFFFV13
h DikontrolOleh
T DikontrolOleh
P DikontrolOleh
FF DikontrolOleh
No. Konf.
7 – PERANCANGAN PENGENDALIAN PROSES PABRIK YDH / INDALPRO / 22
7.3 Penentuan Konfigurasi Loop Alternatif
Argumentasi kualitatif untuk memilih konfigurasi loop alternatif terbaik:
1. Pengaruh FF, FV, dan FL terhadap T adalah tidak langsung dan lambat, sedangkan wS berpengaruh langsung dan cepat terhadap T.
→ pilih No. konf : 1 , 3 , 7 , 9 , 14 , dan 18
2. Pengaruh wS dan FL terhadap P adalah tidak langsung dan lambat. FFdan FV 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:
FL cepat untuk mengendalikan level (h)
FV dapat mengendalikan P secara langsung dan cepat
7 – PERANCANGAN PENGENDALIAN PROSES PABRIK YDH / INDALPRO / 23
7.3 Penentuan Konfigurasi Loop Alternatif
Berdasarkan argumentasi kualitatif, diperoleh konfigurasi loop:
FFFFFC
FLhLC
FVPPC
wSTTC
MVCVController
Lihat Gambar konfigurasi loop pengendalian flash drum pada Contoh 7.2.2 !
Tabel 7.3.2 Pasangan CV/MV pada konfigurasi pengendalian flash drum
7 – PERANCANGAN PENGENDALIAN PROSES PABRIK YDH / INDALPRO / 24
Tinjau proses yang disusun dari N unit yang berinteraksi satu dengan yang lain melalui aliran massa dan energi.Prosedur sistematik untuk menentukan konfigurasi pengendalian untukkeseluruhan proses:
1. Kelompokkan proses menjadi blok-blok terpisah, dimana tiap blokberisi 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 dariberbagai blok
7.4 Pengendalian Proses denganInteraski Unit-Unit
7 – PERANCANGAN PENGENDALIAN PROSES PABRIK YDH / INDALPRO / 25
7.4 Pengendalian Proses dengan Interaksi Unit-Unit
Contoh 7.4.1: Konflik loop kendali pada unit-unit proses
Unit 1 Unit 2
Gambar 7.4.1. Proses dengan 2 unit seri
7 – PERANCANGAN PENGENDALIAN PROSES PABRIK YDH / INDALPRO / 26
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
(a)
7 – PERANCANGAN PENGENDALIAN PROSES PABRIK YDH / INDALPRO / 27
Gambar 7.4.2. Lanjutan
7.4 Pengendalian Proses dengan Interaksi Unit-Unit
Unit 1
Konflik
Controller
Unit 2
Controller
(b)
7 – PERANCANGAN PENGENDALIAN PROSES PABRIK YDH / INDALPRO / 28
7.4 Pengendalian Proses dengan Interaksi Unit-Unit
Contoh 7.4.2: Membangun konfigurasi loop pengendalian untuk proseskimia sederhana (Lihat Gambar 7.4.2).
Penjelasan proses:
Reaksi A → B eksotermis dilaksanakan dalam CSTR dengan pendinginjaket. Umpan reaktor dipanaskan awal memakai hasil reaksi dan steam. Pendingin dicabang dua, dilengkapi dengan pemanas dan pendingin (Qhdan Qc). 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
3. Menjaga komposisi produk cair dari flash drum tetap
7 – PERANCANGAN PENGENDALIAN PROSES PABRIK YDH / INDALPRO / 29
Reactor
A B
7.4 Pengendalian Proses dengan Interaksi Unit-Unit
Heating
Coolant
Cooling
Coolant system
Feed
Steam
Feed preheating
Flash drum
FC , TCO
Fi , TO
Fi , Ti , CAi
Fi , TR , CA
Vapor
Liquid
Tf , Pf
Cooling water
Gambar 7.4.3 Pabrik kimia (untuk contoh 7.4.2)
7 – PERANCANGAN PENGENDALIAN PROSES PABRIK YDH / INDALPRO / 30
7.4 Pengendalian Proses dengan Interaksi Unit-Unit
Langkah 1Membagi proses ke dalam 4 blok (lihat Gambar):
(1) Coolant system, (2) Reactor, (3) Feed preheating, (4) Flash drum
Langkah 2 & 3Menentukan DOF, MV, dan CV untuk tiap-tiap blok. Pilih konfigurasiterbaik dari tiap-tiap blok
☻ Coolant system
Jml var. = 8 (Pcf , Tcf , Fc1 , Tc1 , Fc2 , Tc2 , Fc , Tco) di luar par. konstan
Jml var. yang ditetapkan = 2 (Pcf , Tcf )
Jml var. yang tidak ditetapkan = 6–
7 – PERANCANGAN PENGENDALIAN PROSES PABRIK YDH / INDALPRO / 31
☻ Coolant System
Jml pers. Model = 4 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
Fc2Fc1 + Fc26Fc1Fc1 + Fc25Fc2Fc14Fc1Fc23
Fc1 / Fc2Fc1 + Fc22Fc1 & Fc2Fc1
Tco dikendalikanoleh
Fc dikendalikanoleh
No. konf.CV = 2
Fc
Tco
MV = 2
Dipilih dari:
Fc , Fc1 , Fc2 , Fc1 + Fc2 , danFc1/Fc2
7 – PERANCANGAN PENGENDALIAN PROSES PABRIK YDH / INDALPRO / 32
Heating
CoolingTC
FC
Qh
QC
PCf , TCf , FC
FC2 , TC2
Coolant
FC1 , TC1
FC , TC0
Gambar 7.4.4 Loop pengendali untuk unit pendingin (cooling system) dalam contoh 7.4.2
7.4 Pengendalian Proses dengan Interaksi Unit-Unit
7 – PERANCANGAN PENGENDALIAN PROSES PABRIK YDH / INDALPRO / 33
☻ Feed Preheating System
Jml var. = 6 (Ws , To , Ti , Tr , Tint , Fi)
Jml var. yang ditetapkan = 3 (To , Tr , Fi )
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
Ti
Ws
Ws berpengaruh langsungdan cepat terhadap Ti
7 – PERANCANGAN PENGENDALIAN PROSES PABRIK YDH / INDALPRO / 34
7.4 Pengendalian Proses dengan Interaksi Unit-Unit
FeedFi , TO
TC
Steam
WS
Ti
To Reactor
Tint
Reactor effluent
Fi , TR
To Flash Drum
Gambar 7.4.5 Loop pengendali untuk feed preheating unitdalam contoh 7.4.2
7 – PERANCANGAN PENGENDALIAN PROSES PABRIK YDH / INDALPRO / 35
☻ Reactor System
Jml var. = 9 (V , Tr , CA , CAi , Ti , Fi , Fc , Tc , Tco)
Jml var. yang ditetapkan = 4 (Fi , CAi , Ti , Tco (atau Fc) )
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
CA , Tr
Fi , Fc (atau Tco)
7 – PERANCANGAN PENGENDALIAN PROSES PABRIK YDH / INDALPRO / 36
Fc (dgn TC sbg pengukuransekunder dalam Cascade
control)Fi3
FiFc (atau Tco)2
Fc (atau Tco)Fi1
Tr dikendalikan olehCA dikendalikan olehNo. konf.
Konfigurasi alternatif untuk Reaktor
☻ Reactor System
No. 1 : Tr dikendalikan dengan FBC konvensional
No. 3 : Tr dikendalikan dengan Cascade Control (Advanced FBC)
7 – PERANCANGAN PENGENDALIAN PROSES PABRIK YDH / INDALPRO / 37
A B
FC , TCO Fi , TR , CA
TC
TC
CC
Fi , CAi , Ti
TR , V , CA
7.4 Pengendalian Proses dengan Interaksi Unit-Unit
Gambar 7.4.6 Loop pengendali untuk reactor unitdalam contoh 7.4.2
A B
FC , TCO Fi , TR , CA
TC
CC
Fi , CAi , Ti
TR , V , CA
(a) Classical FBC in TC (b) Cascade Control in TC
Alternatif (a) atau (b) dapat diterapkan pada reaktor contoh 7.4.2.
7 – PERANCANGAN PENGENDALIAN PROSES PABRIK YDH / INDALPRO / 38
☻ Flash Drum System
CV = 4 (Fi , Pf , Tf , h)
MV = 4 (Fi , FV , FL , FW )
7.4 Pengendalian Proses dengan Interaksi Unit-Unit
Seperti contoh 7.3.1 (steam heating diganti cooling water)
Terbentuk 24 konfigurasi
Pilih yang terbaik
7 – PERANCANGAN PENGENDALIAN PROSES PABRIK YDH / INDALPRO / 39
Vapor
Liquid
Pf
Cooling water
LCh
PCFC
TC Tf
FW
Fi ,, TR , CA
7.4 Pengendalian Proses dengan Interaksi Unit-Unit
Gambar 7.4.7 Loop pengendali untuk flash drumdalam contoh 7.4.2
7 – PERANCANGAN PENGENDALIAN PROSES PABRIK YDH / INDALPRO / 40
7.4 Pengendalian Proses dengan Interaksi Unit-Unit
Langkah 4Menggabungkan kembali keempat blok dengan konfigurasipengendaliannya. Untuk 4 blok secara keseluruhan mempunyai sekitar432 = (6x1x3x24) konfigurasi
7 – PERANCANGAN PENGENDALIAN PROSES PABRIK YDH / INDALPRO / 41
Heating
CoolingTC
FC
Qh
QC
PCf , TCf , FC
FC2 , TC2
Coolant
FC1 , TC1
FC , TC0
A B
Fi , TR , CA
TC
TC
CC
Fi , CAi , Ti
TR , V , CAFeed
Fi , TO
TC
Steam
WS
Tint
Vapor
Liquid
Pf
Cooling water
LCh
PCFC
TC Tf
FW
7.4 Pengendalian Proses dengan Interaksi Unit-Unit
Gambar 7.4.8 Penggabungan konfigurasi pengendalian untukcontoh 7.4.2 sebelum penghilangan konflik
Konflik Konflik
7 – PERANCANGAN PENGENDALIAN PROSES PABRIK YDH / INDALPRO / 42
7.4 Pengendalian Proses dengan Interaksi Unit-Unit
Langkah 5Eliminasi konflik diantara loop-loop pengendali berbagai blok
7 – PERANCANGAN PENGENDALIAN PROSES PABRIK YDH / INDALPRO / 43
TC
Heating
CoolingTC
Qh
QC
PCf , TCf , FC
FC2 , TC2
Coolant
FC1 , TC1
FC , TC0
A B
Fi , TR , CA
TC
TC
CC
Fi , CAi , Ti
TR , V , CAFeed
Fi , TO
Steam
WS
Tint
Vapor
Liquid
Pf
Cooling water
LCh
PC
TC Tf
FW
7.4 Pengendalian Proses dengan Interaksi Unit-Unit
Gambar 7.4.9 Hasil konfigurasi pengendalian untuk contoh 7.4.2 setelah penghilangan konflik
7 – PERANCANGAN PENGENDALIAN PROSES PABRIK YDH / INDALPRO / 44
TUGAS: Perancangan Konfigurasi Pengendalian pada Proses denganInteraksi 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 !
7 – PERANCANGAN PENGENDALIAN PROSES PABRIK YDH / INDALPRO / 45
CSTR
Mixer
Fresh ASteam
HE-1
Cooling water
DT
Recycle A
Condenser
Reboiler
Steam
Steam
HE-2
A B
Product B
Cooling water
Gambar 7.4.10 Diagram alir proses pabrik (untuk TUGAS)
7.4 Pengendalian Proses dengan Interaksi Unit-Unit
7 – PERANCANGAN PENGENDALIAN PROSES PABRIK YDH / INDALPRO / 46
Suatu pabrik mempunyai lima unit operasi (Gambar 7.4.10): TangkiPencampur (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 DTyang 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)
7.4 Pengendalian Proses dengan Interaksi Unit-Unit
7 – PERANCANGAN PENGENDALIAN PROSES PABRIK YDH / INDALPRO / 47
9 steps procedure for plantwide process control
By Luyben et al., 1997
7 – PERANCANGAN PENGENDALIAN PROSES PABRIK YDH / INDALPRO / 48
Plantwide Control Design Procedure(Luyben et al., 1997)
1. Establish control objectives2. Determine control degrees of freedom3. Establish energy management system4. Set production rate5. Control product quality and handle safety6. Control inventories (pressure and liquid level)7. Check component balances8. Control individual unit operations9. Optimize economic and improve dynamic
controllability
7 – PERANCANGAN PENGENDALIAN PROSES PABRIK YDH / INDALPRO / 49
Plantwide control procedure
Step 1. Establish control objectivesAssess steady-state design and dynamic control objectives for the processThese objectives include reactor and separation yields, product quality specifications, product grades and demand determination, environmental restrictions, and the range of operating conditions.
7 – PERANCANGAN PENGENDALIAN PROSES PABRIK YDH / INDALPRO / 50
Plantwide control procedureStep 2. Determine control degrees of freedom• Count the number of control valves available • For example: HDA process has 23 control valves
7 – PERANCANGAN PENGENDALIAN PROSES PABRIK YDH / INDALPRO / 51
Step 3. Establish energy management systemPlantwide control procedure
provide a control system that remove exothermic heats of reaction from the process
provide a control system that prevents propagation of the thermal disturbances
HDA alt. 6 has many mass and heat recycles
7 – PERANCANGAN PENGENDALIAN PROSES PABRIK YDH / INDALPRO / 52
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.
7 – PERANCANGAN PENGENDALIAN PROSES PABRIK YDH / INDALPRO / 53
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
7 – PERANCANGAN PENGENDALIAN PROSES PABRIK YDH / INDALPRO / 54
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
7 – PERANCANGAN PENGENDALIAN PROSES PABRIK YDH / INDALPRO / 55
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
7 – PERANCANGAN PENGENDALIAN PROSES PABRIK YDH / INDALPRO / 56
Plantwide control procedure
Step 8. Control individual unit operations
• Establish the control loops necessary to operate each of the individual unit operationsControl the reactor inlet temperature by manipulating the duty of furnace utilityCooling water flowrate can be used to control the separator temperature
7 – PERANCANGAN PENGENDALIAN PROSES PABRIK YDH / INDALPRO / 57
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
in particular case, a selective controller may be required
7 – PERANCANGAN PENGENDALIAN PROSES PABRIK YDH / INDALPRO / 58
Plantwide Energy Management
reduce cooling and heating utility requirement
install feed-effluent-heat-exchangers (FEHEs) around reactors and distillation columns
However, Energy integration creates a new path of disturbance propagation; thus the control strategy is very important.
7 – PERANCANGAN PENGENDALIAN PROSES PABRIK YDH / INDALPRO / 59
Typical Heat-Integrated Plant
Cold stream
Coolant
FuelFEHE
Hot stream
Furnace
Cooler
Reactor
Hot stream
Fuel
Coolant
Cold stream
Furnace
Cooler
Reboiler
FEHE-1 FEHE-2 Reactor
(a) Single FEHE
(b) Multiple FEHEs
7 – PERANCANGAN PENGENDALIAN PROSES PABRIK YDH / INDALPRO / 60
Heat Pathways in The Process
Qh/c
QdQeEnvironment To
THEnergy sources
Process
T
Path #2Path #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 the cold feed streams that travel back to the reactor
7 – PERANCANGAN PENGENDALIAN PROSES PABRIK YDH / INDALPRO / 61
Control of Process-to-Process Exchangers
• Use of Auxiliary Exchangers
7 – PERANCANGAN PENGENDALIAN PROSES PABRIK YDH / INDALPRO / 62
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.
Top Related