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 : 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

mailto:trb@ep.its.ac.id

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/