Task for process control in chemical engineering

1. DEPARTMENT OF CHEMICAL ENGINEERING
UNIVERSITY OF RIAU
REPORT
COURSE: FINAL PROJECT OF PROCESS CONTROL
PROCESS CONTROL OF CSTR FOR ETHYL ACETATE PRODUCTION
SUBMITTED TO
ZULFANSYAH, S.T., M.T. & HARI RIONALDO, S.T., M.T.
SUBMISSION DATE
JUNE, 20th 2012
FITRA DANI
0907121108
CONTENTS
MASS & ENERGY BALANCE
DYNAMIC OF PROCESS
PROCESS CONTROL
SIMULINK MATLAB
ZIEGLER-NICHOLS TUNING

2. Deskripsi Proses
Proses pembuatan etil asetat membutuhkan bahan baku berupa asetaldehid
dengan kemurnian 95% dan katalis yang disimpan dalam tangki penyimpanan
bahan. Asetaldehid dan katalis diumpankan ke dalam reaktor tangki berpengaduk
(CSTR) beserta campuran cairan dari arus recycle. Cairan tersebut akan melewati
pemanas (HE-01 dan HE-02) sehingga kondisi cairan sesuai dengan kondisi
operasi di dalam reaktor yaitu 1000C dan 1,6 atm. Reaksi yang terjadi dalam
reaktor dengan konversi 55% adalah sebagai berikut.
2CH3CHO
CH3COOC2H5
Cairan hasil keluaran reaktor selanjutnya dilewatkan expansion valve dan
pendingin. Cairan akan dimurnikan dari 97% menjadi 99%, maka dipompa
menuju menara distilasi yang sebelumnya dilewatkan pemanas sehingga suhu
menjadi 94,320C. Hasil atas dari menara distilasi yang berupa etil asetat dipompa
menuju tangki penyimpanan produk yang sebelumnya dilewatkan pendingin
sehingga suhu menjadi 500C. Sedangkan hasil bawah langsung dialirkan menuju
unit pengolahan lanjut (UPL). Hasil bawah dari menara distilasi direcycle, dimana
sebesar 25% cairan dialirkan menuju UPL. Sebelum direcycle menuju reaktor,
campuran akan dipompa menjadi satu aliran dengan umpan segar asetaldehid dan
katalis yang kemudian akan dipanaskan di pemanas HE untuk memenuhi kondisi
operasi reaktor.
Data-data Simulasi
F/V
= 1 hour-1
k0
= 14825 x 3600 hour-1
Entalpi = 21903 J/kg mol
Ea
= 49740.6 kJ/kg mol
pcP
= 2100 kJ/m3 0C
Tc
= 250C
CAi0
= 10 kg mol/m3
UA/V
= 1050 kJ/m3 0C hour
Ti0
= 300C

3. Tujuan Pengendalian
Dengan mengendalikan level dan temperatur coolant dalam reaktor diharapkan
reaksi dapat berjalan optimal.
Secara kualitatif
1. Menjaga level cairan dalam CSTR pada suatu nilai
2. Menjaga temperatur reaktor pada nilai tertentu
Secara kuantitatif
1. Menjaga level cairan +5% dari 1,5 meter
2. Menjaga temperatur reaktor pada +5% dari 1000C
Variabel Manipulasi dan Disturbansi
Variabel manipulasi seperti terlihat pada Gambar 1 yaitu laju alir umpan dan laju
alir steam, sedangkan variabel disturbansi dapat berupa temperatur umpan,
komposisi umpan dan temperatur steam. Measured variabel adalah temperatur dan
tinggi level cairan dalam CSTR sedangkan unmeasured variabel berupa
konsentrasi keluaran CSTR.
Gambar 1 Sistem pengendalian CSTR pada produksi etil asetat

4. Neraca Massa dan Neraca Energi
Neraca Massa Total
[accumulation of total mass in tank] [input of total mass in tank] [output of total mass from tank]
=
time
time
time
d(ρV)
=ρi Fi-ρo Fo
dt
(1)
Diasumsikan pengadukan sempurna, sehingga densitas di dalam dan keluaran
reaktor memiliki nilai yang sama.
ρo dV
=ρi Fi-ρo Fo
dt
A
dh
=Fi-Fo
dt
(2)
(3)
Transformasi Laplace menghasilkan
h(s)=
1
1
Fi(s) 
Fo(s)
0.5s
0.5s
(4)
Neraca Massa Komponen A (asetaldehid)
[accumulation of A mass in tank] [input of A mass in tank] [output of A mass from tank]
=
 rA V
time
time
time
d(CAV)
 CAi Fi-CA Fo  rAV
dt
(5)
CA dV V dCA

 CAi Fi-CA Fo  rAV
dt
dt
(6)
Masukkan persamaan (3) ke persamaan (6) sehingga
V dCA
 CAi Fi-CA Fo  rAV
dt
(7)
Reaksi merupakan irreversible dan orde 1, sehingga
r=k1 CA=k0 e-Ea/RT CA
(8)
Masukkan persamaan (8) ke persamaan (7), menjadi
V dCA
=CAi Fi-CA Fo-V(k0 exp(-Ea/RT) CA)
dt
(9)

5. Dengan cara yang sama diperoleh neraca massa komponen B (etil asetat) sebagai
berikut.
VdCB
=-CB Fo+V(k0 exp(-Ea/RT)CA)
dt
(10)
Persamaan (9) merupakan persamaan non-linear dikarenakan terdapat fungsi
eksponensial pada konstanta laju reaksi. Oleh karena itu, persamaan ini
dilinearisasi terlebih dahulu menggunakan deret Taylor.
e-Ea/RT CA=e -Ea/RTs CAs+(
d(e -Ea1/RT CA )
d(e -Ea1/RT CA )
)Ts,CAs(T-Ts)+(
) Ts,CAs(C A-C As)
dT
dCA
e-Ea/RT CA=e-Ea/RTs CAs+
Ea -Ea/RTs
e
CAs(T-Ts)+e -Ea/RTs (CA-CAs)
2
RTs
(11)
(12)
Persamaan (9) menjadi,
V dCA
Ea -Ea/RTs
=CAi Fi-CA Fo-V(k0 (e-Ea/RTs CAs+
e
CAs(T-Ts)+e-Ea/RTs (CA-CAs)))
2
dt
RTs
(13)
Dengan menggunakan persamaan deviasi, persamaan (13) menjadi
V dCA'
Ea -Ea/RTs
=CAi' Fi-CA' Fo-V(k0 (
e
CAs(T')+e-Ea/RTs (CA'))
dt
RTs 2
(14)
Masukkan data-data simulasi dan transformasi Laplace menghasilkan
CA'(s)=
1
0.012
CAi'(s)T'(s)
s+1.195
s+1.195
(15)
Neraca Panas Total
[accumulation of total energy] [input of energy with feed] [output of energy with outlet]
=
Q
time
time
time
ρFCp (Ti-T)+HRV(k0 exp(-Ea/RT) CA)-UA(T-Tc)=
 VCp dT
dt
(16)
Linearisasi eksponensial seperti pada persamaan (11), sehingga
ρFCp (Ti-T)+HRV(k0(e -Ea/RTs CAs+
Ea -Ea/RTs
VCp dT
e
CAs(T-Ts)+e-Ea/RTs (CA-CAs)))-UA(T-Tc)=
RTs 2
dt
(17)
Ubah ke bentuk persamaan deviasi menjadi
F
 HR
Ea -Ea/RTs
UA
dT'
(Ti'-T')+
(k 0(
e
C As(T')+e-Ea/RTs (C A'))(T'-Tc')=
2
V
 Cp
RTs
 CpV
dt
(18)

6. Masukkan data-data simulasi dan transformasi Laplace menghasilkan
s T'(s)=Ti'(s)-1.371T'(s)+0.5Tc'(s)+2.04CA'(s)
(19)
Substitusi persamaan (15) ke persamaan (19) sehingga
T'(s)=
0.601s  0.719
0.3 s  0.359
1.227
Ti '(s ) 
Tc '(s ) 
CAi '(s )
0.601s 2  1.543s  1
0.601s 2  1.543 s  1
0.601 s 2 1.543 s 1
(20)
Simulink Matlab
Pengendalian Level CSTR
Transfer fungsi untuk masing-masing komponen pada Gambar 2 adalah sebagai
berikut.
Process h(s)=
1
1
Fi(s) 
Fo(s)
0.5s
0.5s
Measuring device hm(s)=
1
h(s)
s s9
2
Controller error=hsp(s)-hm(s)
Control valve Gv = Kv = 1
Gambar 2 Feedback close loop level control

7. Pengendalian Temperatur CSTR
Transfer fungsi untuk masing-masing komponen pada Gambar 3 adalah sebagai
berikut.
Process
T'(s)=
0.601s  0.719
0.3 s  0.359
1.227
Ti '(s ) 
Tc '(s ) 
CAi '(s )
2
2
0.601s  1.543s  1
0.601s  1.543 s  1
0.601 s 2 1.543 s 1
Measuring device Tm(s)=
1
T(s)
s9
Controller error=Tsp(s)-Tm(s)
Control valve Gv =
1
s2
Gambar 3 Feedback close loop temperature control
Ziegler-Nichols (ZN) Tuning
Tuning menggunakan metode ZN dilakukan dengan trial-error sehingga kurva
membentuk osilasi yang beraturan. Tuning dilakukan dengan mengubah setpoint
tanpa adanya gangguan. Dalam tuning ZN, nilai gain (Kcu) divariasikan
sedangkan nilai  I dan  D sama dengan nol. Dengan mengetahui nilai Kcu dan
Pu (jarak antara dua puncak osilasi) maka nilai  I dan  D dapat diketahui seperti

8. pada Tabel 1 berikut. Gambar 4 menunjukkan tuning pada pengendalian level,
nilai Kcu dan Pu yang diperoleh adalah 4.5 dan 2.67. Tuning pengendalian suhu
pada Gambar 5 menghasilkan Kcu dan Pu masing-masing 770 dan 1.47.
Tabel 1 Kriteria ZN tuning
Controller
Proportional (P)
ProportionalIntegral (PI)
ProportionalIntegral-Derivatif
(PID)
Kc
0.5Kcu
I
-
D
-
0.45Kcu
Pu/1.2
-
0.8Kcu
Pu/2
Pu/8
Gambar 4 Tuning pengendalian h
Gambar 5 Tuning pengendalian T
Tabel 2 Hasil ZN tuning
Controller
Proportional (P)
Proportional-Integral (PI)
Proportional-IntegralDerivatif (PID)
Controller
Proportional (P)
Proportional-Integral (PI)
Proportional-IntegralDerivatif (PID)
Level control
Kc
2.25
2.025
3.6
I
2.225
D
-
1.335
0.33375
Temperature control
Kc
I
385
346.5
1.225
616
0.735
D
-
0.18375

9. Pada Gambar 6a terlihat berbagai respon dari controller pada kasus servo
(perubahan setpoint). Mode P tampak baik digunakan ketika setpoint diubah, hal
ini ditunjukkan dengan kurva yang tidak berosilasi serta tidak memiliki overshoot
sedangkan respon mode PI dan PID berosilasi sebelum mencapai nilai setpoint
baru. Gambar 6b menunjukkan ketika sistem diberikan gangguan (step) dari luar
maka mode P tidak dapat mengatasi load tersebut. Tampak pada gambar, kurva
mode P turun dan tidak mampu kembali pada setpoint awal. Mode PID
memberikan respon terbaik terhadap gangguan, hal ini ditunjukkan dengan waktu
respon yang lebih cepat daripada mode PI serta berosilasi lebih pendek.
Gambar 7 menunjukkan gangguan yang diberikan oleh C Ai lebih kecil
daripada gangguan yang diberikan Ti. Hal ini dapat terlihat dari overshoot yang
ditimbulkan oleh Ti lebih besar daripada CAi. Pada Gambar 7a, mode P dan PI
lebih stabil ketika sistem diberikan perlakuan servo sedangkan mode PID terlihat
berosilasi lebih panjang. Gambar 7b dan 7c menunjukkan respon controller yang
buruk. Hal ini ditandai dengan tidak satupun mode yang dapat mempertahankan
setpoint ketika diberi gangguan. Pemilihan fungsi transfer yang keliru pada Gv
dan Gm dapat menyebabkan hal ini terjadi.
(a)
(b)
Gambar 6 Pengendalian level dengan controller P (kuning), PI (merah) dan PID
(biru) (a) servo (b) regulatory

10. (a)
(b)
(c)
Gambar 7 Pengendalian temperatur dengan controller P (biru), PI (merah) dan
PID (kuning) (a) servo (b) gangguan CAi (c) gangguan Ti