SEMINAR TUGAS AKHIR -...

1

SEMINAR TUGAS AKHIR

PERANCANGAN SISTEM PENGENDALIAN LEVEL MINYAK PADA SEPARATOR (PV 9900) PT. JOB PERTAMINA-PETROCHINA TUBAN DENGAN TUNING PARAMETER KONTROLER PROPORTIONAL INTEGRAL (PI) MENGGUNAKAN METODE DIRECT SYNTHESIS

Oleh :Muhammad Syauqi

NRP : 2404 100 081Pembimbing:Suyanto, ST., MT.

2

LATAR BELAKANG

Respon level minyak pada Separator (PV9900) sangat fluktuatif dan tidak dapatmencapai kondisi steady stateERROR = 1,38% dari set point

Tuning dilakukan sesuai panduan dariVendor dan atau secara trial error ketikaada perubahan sesuai pengetahuanoperator.

3

PERMASALAHAN

Bagaimana merancang sistem pengendalian level(ketinggian) minyak pada separator (PV 9900) diPT. JOB Pertamina-Petrochina Tuban Jawa Timurdengan tuning parameter kontroler ProportionalIntegral (PI) menggunakan metode DirectSynthesis?

4

Tujuan

Tujuan dari penelitian ini adalah merancangsistem pengendalian level (ketinggian) minyakpada separator (PV 9900) di PT. JOBPertamina-Petrochina Tuban Jawa Timurdengan tuning parameter kontroler ProportionalIntegral (PI) menggunakan metode DirectSynthesis.

5

Gambar 1. P&ID Separator Tiga Fasa (Nunes. Dkk, 2007)

TEORI PENUNJANG I

6

Penelitian Sebelumnya I

Chan Sul Jung, Hyung keun Song dan Jae Chun Hyun tahun 1999 telah melakukan penelitian pada sistem bio-reactor yang tidak stabil (fungsi transfer proses seperti di bawah) dengan menerapkan direct synthesis sebagai metode tuning dan dibandingkan dengan IMC (internal mode control) dan manual observasi. Hasilnya performansi kontrol direct synthesis paling handal.

Model Fungsi Transfer Plant yang dipakai dalam penelitian Chan, dkk.

7

Gambar 3. Perbandingan Performansi Kontrol (Chan. dkk, 1999)

HASIL KAJIAN CHAN, DKK TAHUN 1999

Penelitian Sebelumnya II

Dalam sistem kontrol level pada kolomdestilasi (Seshagiri, 2009). Hasilnyamenunjukkan bahwa metode DirectSynthesis lebih unggul dari pada metodeSmith Predictor yang diusulkan oleh(Hang, CC dkk, 2004), decoupling controloleh (Liu. dkk, 2004), dan metode analisaaturan-aturan untuk mereduksi model dantuning PID oleh (Skogestad, 2003).

8

9

Perbandingan Respon Kontrol antara yang diusulkan Seshagiri, dkk dengan Liu, dkk, dan Lu, dkk ( Seshagiri dkk, 2009)

HASIL PENELITIAN SESHAGIRI DKK TAHUN 2009

10

Metode Direct Synthesis

Metode Direct Synthesis (DS) adalah merancang danmen-tuning untuk mendapatkan parameter controllerdengan menghubungkan korelasi parameter plantmelalui sistem closed-loop (Willis, 1999). Targetnya,bentuk karakteristik respon output plant diharapkansama dengan model desain.

Tujuanya untuk mendapatkan gain atau desain controller,sehingga metode ini seolah-olah mempunyai internalmodel dan respon output plant yang dapat di-trajectoryoleh model desain dari sebuah controller (Seshagiri dkk,2009).

11

Gambar 4. Diagram Blok Sistem Closed-loop dan Open-loop (Seshagiri dkk, 2009)

DIAGRAM BLOK METODE DIRECT SYNTHESIS

12

Model Matematis Direct Synthesis

)()()(1

)()()()(1

)()()( sD

sGsGsGsR

sGsGsGsG

sYcp

d

cp

cp

++

+=

)()(1)()(

)()(

sGsGsGsG

sRsY

cp

cp

+=

−=

)()(1

)()(

)(1)(

sRsY

sRsY

sGsG

pc

Y(s)/R(s)→Gm(s )

Maka:

−

=)(1

)()(

1)(sG

sGsG

sGm

m

pc

13

FLOW CHART PENELITIAN

Tidak

Ya

Tidak

Tidak

Ya

Ya

Pengujian

Analisa

Kesimpulan

Mulai

Selesai

Sesuai Kriteria

Pengambilan Data Lapangan

Pemodelan Matematis Plant

Perancangan Sistem Pengendalian Level Minyak pada Separator (PV 9900) dengan Kontroler Proportional

Integral (PI) Direct Synthesis

Validasi

Validasi

Tuning Parameter Kontroler Proportional Integral (PI) Menggunakan Metode Direct Synthesis

Tabel 1. Data Parameter Proses pada Separator (PV 9900)

__

inQ

Variabel Prosespada Separator (PV 9900)

Nilai Proses

621 m3/h

275 m3/h

298 m3/h

48 m3/h

826,5 kg/m3

dan 903 kPa dan 317 kPa

0.825

104

2,21 m

__

inQ__

omQ__

ogQ__

oaQ

mρ__

1mP__

2 mP

mSG

mCv__

mh

Model Plant Separator (PV 9900)

Model matematis plant pada tangki separator dibuat dengan asumsi bahwa:

Pendekatan bangun ruang separator didekati dengan pendekatan bentuk kotak atau balok.

Tekanan dan suhu dianggap konstan. Laju aliran masuk (inlet) pada separator (PV 9900)

dianggap konstan. Level air pada separator (PV 9900) tidak dikontrol

karena prosentase volumenya yang sangat kecil sekitar 0,75 % dari volume minyak.

Dinamika ketinggian atau level air dalam tangki separator dianggap konstan.

Laju aliran keluar untuk air dan gas konstan.

15

Proses Pemodelan Matematik

Persamaan Laju Aliran

(Fisher, 2001)

= Koofisien control valve = Perubahan prosentase open dari valve dengan

range (0 - 100%), dalam satuan waktu.= Pressure Upstream ( kPa)= Pressure Downstream ( kPa)= Spesifik Grafity= Massa jenis minyak (kg/m3)= Kecepatan gravitasi (m/s2)

= Perubahan tinggi fluida minyak dalam tangki dalamsatuan waktu (m)

16

m

mom SG

PtghPtCvVptQ 21 )(7,11

)()( −+=

ρ

mCv)(tVp

1P2P

mSGmρ

)(thg

HUKUM KESETIMBANGAN

Dengan hukum kesetimbangan, sistem tangki separator tiga fasa dapat didekati dengan

Rate of volumetric – Rate of volumetric = Accumulation into the tank out of the tank volumetric in the tank

Atau secara matematis dapat dimodelkan dengan persamaan:

Dengan Qin = flow (aliran) fluida yang masuk ke tangki (m3/h).Qoot = flow (aliran) fluida yang keluar dari tangki (m3/h).

= dinamika volume yang terakumulasi dalam tangki.

Karena fluida yang keluar dari tangki separator terdiri dari tiga macam fluida yaitu minyak, air dan gas alam, maka ;

17

)()( tQtQdtdhA outin −=

dtdhA

)()()()( tQtQtQtQdtdhA ogoaomin −−−=

Linierisasi Deret Taylor & Tranformasi Laplace

Sehingga fungsi transfer level menjadi;

18

))((),()(______

mmm

mmom VptVpVp

fhVpftQ −∂∂

=− ))((__

mmm

hthhf

−∂∂

+

( ) ( ) )(10415,0

298,0)(10415,0

00124,0)( sVps

sQs

sH minm +−

+=

( ) ( ) ( ) )(10415,0

00124,0)(10415,0

00124,010415,0

00124,0 __

sQs

sQs

hs ogoam +

−+

−+

+

Diagram Blok Level pada Plant

Separator (PV 9900)

19

Model Referensi

Sehingga Gain controller menjadi

Diagram Blok Model referensi

20

11)(+

=s

sGm

m τ

−

=)(1

)()()(

1)(sG

sGsGsG

sGm

m

cvpc

ssGsGsG

mcvpc τ

1)()(

1)( ⋅=

1Out1

1

0.004s+1Model Referensi

1In1

Perancangan Kontroler dan Tuning Parameter dengan Metode Direct Synthesis

21

Langkah-langkah untuk merancang tipe kontroler dan tuning parameter-parameternya adalah:

…………………(1)

………………....(2)

………………….(3)

Persamaan (1) dan (2) disubtitusikan ke persamaan (3) sehinggamenjadi;

………………….(4)

( ) 10415,0298,0

1)( 2

+−=

+=

ssK

sGp

p τ

1004,01

11)(

+=

+=

sssG

mm τ

−

⋅=)(1

)()(

1)(sG

sGsG

sGm

m

pc

⋅+−=

ss

KsG

mpc τ

τ 1)1(1)(2

22

…………………(5)

Dengan Kp sebagai gain proporsional dan Ki sebagai gain integral nilaituningnya adalah sebagai berikut:

Dan

Gambar Diagram Blok Kontroler PI Direct Synthesis

⋅+−=

sKKsG ipc

1)(

-34,810,004*0,0415

0,298- =2

=−=m

pp K

Kτ

τ

92,8380,004*0,0415

1-=1

2

−=−=m

i KK

τ

1Out1

-34.81

Kp1

-838.92

Ki1

1s

Integrator1

1 In1

23

Pengujian dan Analisa

Gambar 4.1 Grafik Data Riil Tranding Level Minyakpada Separator (PV 9900) (JOB-PPEJ, 2011) 24

2.1900

2.1950

2.2000

2.2050

2.2100

2.2150

2.2200

2.2250

2.2300

2.2350

2.2400

02:0

004

:00

6:00

8:00

10:0

012

:00

14:0

016

:00

18:0

020

:00

22:0

000

:00

Oil

Leve

l (m

eter

)

Waktu (jam)

SP

VP Riil

Tranding Level Minyak Separator (PV 9900)

VALIDASI MODEL PLANT

25

Grafik Respon transien Level Hasil Pemodelan dengan Nilai Parameter Kp

dan Ki sama dengan Riil Plant

PERBANDINGAN RESPON TRANSIEN RIIL PLANT DENGANMODEL YANG DIBANGUN.

Waktu (Jam)Respon

Transien Riil(meter)

ResponTransien

Model (meter)

Error(%)

02:00 2.2179 2.2098 0,3604:00 2.2089 2.2096 0,036:00 2.2062 2.2089 0,128:00 2.2188 2.2084 0,47

10:00 2.2269 2.2095 0,7812:00 2.2233 2.2098 0,614:00 2.2368 2.2093 1,2316:00 2.2287 2.2093 0,8718:00 2.2188 2.2098 0,420:00 2.2152 2.2095 0,2522:00 2.2062 2.2088 0,1100:00 2.2134 2.2095 0,18

Rata-rata Error (%) 0,45

26

2.1900

2.1950

2.2000

2.2050

2.2100

2.2150

2.2200

2.2250

2.2300

2.2350

2.2400

Oil

Leve

l (m

eter

)

Waktu (Jam)

SP

VP Riil

VP Model Plant

27

Grafik Perbandingan Respon Transien Variabel Riil Plant dengan Model yang Dibangun

PERBANDINGAN DAN VALIDASI RESPON TRANSIEN PIDIRECT SYNTHESIS DAN PI RIIL DENGAN TARGET

RESPON MENGGUNAKANUJI STEP

28

Grafik Perbandingan Respon Transien Kontroler PI Riil dengan PI Direct Synthesis

dan Target Respon

Perbandingan Hasil Respon TransienSet

PointRespon Transien PI Riil

2,21meter

Time constant = 16,34 sRise time = 40,31 s

Settling time = 265,896 sESS = 0,102 %ITAE = 36,05

Respon Transien PI Direct Synthesis

Target respon

Time constant = 15,271 sRise time = 32,53 sSettling time = 58,5 sESS = 0,00535 %ITAE = 0,0915

Time constant = 15,271 sRise time = 31,53 sSettling time = 58,5 sESS = 0,00535 %ITAE = 0,0915

29

30

Grafik Perbandingan Respon Transien PI Riil dengan PI Direct Synthesis dan Target

Respon dengan Uji Tracking Set Point

Perbandingan Respon Transien PI Riil denganPI Direct Synthesis dan Target ResponMenggunakan Uji Tracking Set Point

Perbandingan Hasil Respon TransienSet Point Respon Transien PI Riil

2,21 meter

-2,5 meter

Time constant = 16,92 sRise time = 41,04 s

Settling time = 308,52 sESS = 0,775%ITAE = 368,84

Respon Transien PI Direct Synthesis

Target respon

Time constant = 15,12 sRise time = 34,2 sSettling time = 61,56 sESS = 0,0034 %ITAE = 0,064

Time constant = 15,12 sRise time = 34,2 sSettling time = 61,56 sESS = 0,0034 %ITAE = 0,064

Respon Transien PI Riil

2,5 meter-

2 meter

Time constant = 15,84 sRise time = 38,88 s

Settling time = 282,6 sESS = 0,428%ITAE = 170,9

Respon Transien PI Direct Synthesis

Target respon

Time constant = 14,4 sRise time = 33,84 sSettling time = 57,6 sESS = 0,002 %ITAE = 0,033

Time constant = 14,4 sRise time = 33,84 sSettling time = 57,6 sESS = 0,002 %ITAE = 0,033

31

Uji Disturbance

32

Grafik Perbandingan Respon Transien PI Rill dengan PI Direct Synthesis dan Target respon

Menggunakan Uji Disturbance 688 m3/h

Perbandingan Respon Transien PI Rill dengan PI Direct Synthesis dan Target respon Menggunakan Uji

Disturbance 688 m3/h

Perbandingan Hasil Respon TransienSebelum (621 m3/h)

Set Point Respon Transien PI Riil

2,21meter

Time constant = 16,34 sRise time = 40,31 s

Settling time = 265,896 sESS = 0,102 %ITAE = 36,05

Respon Transien PI Direct Synthesis

Target respon

Time constant = 15,271 sRise time = 32,53 sSettling time = 58,5 sESS = 0,00535 %ITAE = 0,0915

Time constant = 15,271 sRise time = 31,53 sSettling time = 58,5 sESS = 0,00535 %ITAE = 0,0915

Sesudah (688 m3/h)Set Point Respon Transien PI Riil

2,21meter

Time constant = 16,272 sRise time = 39,806 s

Settling time = 246,384 sESS = 0,065 %ITAE = 19,72

33

Respon Transien PI Direct Synthesis

Target respon

Time constant = 15,202 sRise time = 32,07 sSettling time = 57,204 sESS = 0,00535 %ITAE = 0,0875

Time constant = 15,271 sRise time = 31,53 sSettling time = 58,5 sESS = 0,00535 %ITAE = 0,0915

Kesimpulan

Rancangan kontroler level minyak pada Separator (PV9900) dengan metode Direct Synthesis menghasilkantipe yang sama dengan kondisi riil plant yaituProportional Intergral. Dan untuk tuning parameter-parameter kontrolernya masing-masing didapatkan nilaigain Kp = -34,86 dan Ki = -838,92.

Dengan uji step, uji tracking set point dan uji disturbancePI Direct Synthesis lebih andal dan tahan (robust) daripada PI Riil. Terbukti dari nilai time constant, rise time,settling time, error steady state (ESS), dan ITAE yangjauh lebih cepat dan lebih kecil.

34

Saran

menerapkan Adaptable Direct Synthesis Control,yaitu metode perancangan kontroler dan tuningparameter-parameternya yang mampumengadaptasi terhadap perubahan parameter-paramter prosesnya. Khususnya parametertekanan, apabila ada perubahan tekanan makanilai gain Kp dan Ki dapat berubah secaraotomatis.

35

36

DAFTAR PUSTAKA

Ahusda, P, 2010. Metode Direct synthesis pada Cascade Control Untuk Pengendalian Temperatur Steam di Superheater pada Power Plant PT. KDM, Tesis Magíster Teknik Elektro ITS Surabaya.

Chan Sul Jung, Hyung keun Song, Jae Chun Hyun, 1999. A Direct Synthesis Tuning Methode of Unstable First-Order-Plus-Time Delay Processes, Jounal of Process Control 9 Hal. 265-269

Nunes, G. C dkk,. 2007. A Practical Strategy For Controlling Flow Oscillations in Surge Tanks, Latin American Applied Research Vol.37 n.3.

Seshagiri R, V.S.R. dan Chidambaram, M. 2009, Direct synthesis-Based Controller Design for Integrating Process With Time Delay, Journal of the Franklin Institute, Vol. 346, hal. 38-56.

Shamsuzzoha, Md. dan Lee, M. 2008, PID Controller Design for Integrating Processes With Time Delay, Korean J. Chem. Eng., Vol. 25, No. 4, hal. 637-645.

Steawart, M. and Arnold, K. 2008, Gas Liquid and Liquid-Liquid Separator, Elseiver, USA.

Visioli, A. (2006), Advances in Industrial Control, Springer, London.

37

TERIMA KASIH