1

PERANCANGAN SISTEM PENGENDALIAN LEVEL MINYAK PADA SEPARATOR (PV 9900) PT. JOB PERTAMINA-PETROCHINA TUBAN DENGAN TUNING PARAMATER

KONTROLER PROPORTIONAL INTEGRAL MENGGUNAKAN METODE DIRECT SYNTHESIS

(Muhammad Syauqi, Suyanto, ST., MT.)

Jurusan Teknik Fisika – Fakultas Teknologi Industri

Institut Teknologi Sepuluh Nopember Kampus ITS, Keputih – Sukolilo, Surabaya 60111

(e-mail: mas_ukik_99@yahoo.co.id)

Abstrak Level minyak pada Separator (PV 9900) PT. JOB Pertamina-Petrochina Tuban sangat penting untuk dikontrol. Selama ini respon level minyak tidak dapat mencapai kondisi steady state. Ini disebabkan oleh laju aliran berupa campuran minyak, air dan gas yang masuk ke Separator (PV 9900) volumenya berubah-ubah dan kontroler Proportional Integral (PI) yang diterapkan untuk mengontrol level minyak tersebut belum bekerja dengan optimal karena kurang akurat dalam proses tuning parameter-parameternya berupa Kp dan Ki. Metode Direct Synthesis telah diterapkan untuk merancang tipe kontroler dan tuning parameter-parameter kontrolernya. Tipe kontroler yang didapatkan dari metode ini adalah tipe Proportional Integral (PI) sama dengan kondisi riil plant. Dan tuning parameter-parameter kontrolernya diperoleh nilai Kp = -34,86 dan Ki

= -838,92. Karakteristik respon dengan uji step berupa time constant, settling time, rise time, error steady state, dan ITAE PI Direct Synthesis masing-masing bernilai 15,271 detik, 32,53 detik, 58,5 detik, 0,00535 % dan 0,0915, menunjukkan performansi yang jauh lebih andal dan tahan (robust) dari pada PI Riil yaitu masing-masing 16,34 detik, 40,31 detik, 265,896 detik, 0,102 %, dan 36,05. Kata kunci: level minyak, metode Direct Synthesis, karakteristik respon

I. PENDAHULUAN 1.1 Latar Belakang

Level minyak pada Separator (PV 9900) PT. JOB Pertamina-Petrochina Tuban dikendalikan mempunyai tiga tujuan. Yang pertama, agar minyak tidak sampai terbawa oleh aliran keluaran gas ( gas outlet) yang dikenal dengan istilah carry over. Apabila terjadi carry over maka minyak akan masuk ke plant Scrubber yang bisa menyebabkan beratnya kerja Scrubber. Yang kedua, bertujuan agar minyak tidak sampai masuk ke aliran keluaran air (water outlet) yang bisa menyebabkan berkurangnya produksi minyak dan terganggunya proses selanjutnya yaitu air dialirkan ke plant Sulfure Recovery Unit (SRU). Dan yang ketiga, agar produksi minyak stabil dan lebih optimal.

Kenyataan di lapangan produksi PT. JOB Pertamina-Petrochina East Java Tuban. Respon level minyak pada Separator (PV 9900) sangat fluktuatif dan tidak dapat mencapai kondisi stady state sampai mengalami penyimpangan level minyak sekitar 1,38% dari set point. Hal ini disebabkan oleh input flowrate berupa campuran minyak, air dan gas yang tidak terkontrol dan unsteady dan kurang optimalnya fungsi kontroler Proportional Integral yang bekerja mengendalikan level minyak tersebut karena mungkin tuning parameter-parameter Kp dan Ki

Direct synthesis (DS) adalah metode men-tuning nilai parameter kontroler dengan menghubungkan korelasi parameter plant melalui sistem closed-loop. Targetnya, bentuk karakteristik respon keluaran plant diharapkan sama dengan respon model referensi. Proses tercapainya target tersebut membutuhkan model invers plant, model referensi,

dan kontroler yang diperoleh dari sistem closed-loop. Tercapainya solusi tersebut, maka respon controlled variable pada plant dapat di-trajectory yang disebabkan pengaruh model referensi yang diwakili dari nilai parameter kontroler (Seshagiri, 2009).

Metode ini telah diterapkan dalam sistem kontrol level pada kolom destilasi (Seshagiri, 2009). Hasilnya menunjukkan bahwa metode Direct Synthesis lebih unggul dari pada metode Smith Predictor yang diusulkan oleh (Hang, CC dkk, 2004), decoupling control oleh (Liu. dkk, 2004), dan metode analisa aturan-aturan untuk mereduksi model dan tuning PID oleh (Skogestad, 2003).

Dalam penelitian ini akan diterapkan metode Direct synthesis untuk perancangan dan tuning parameter kontroler Proportional Integral (PI) dalam pengendalian level (ketinggian) minyak pada separator (PV 9900). Dengan metode ini proses men-tuning parameter PI dilakukan dengan perhitungan matematis dan proses sintesa dari model invers plant separator (PV 9900) dan model referensi yang dinginkan yang sesuai dengan kondisi plant. Dan diharapkan akan terjadi kestabilan level minyak pada separator (PV 9900) dan berdampak baik pada sistem selanjutnya dan kestabilan produksi.

1.2 Permasalahan Permasalahan yang diangkat dalam penelitian ini adalah bagaimana merancang sistem pengendalian level (ketinggian) minyak pada separator (PV 9900) di PT. JOB Pertamina-Petrochina Tuban Jawa Timur dengan tuning parameter kontroler Proportional Integral (PI) menggunakan metode Direct synthesis?

yang kurang akurat. Tuning dilakukan sesuai panduan dari Vendor dan atau secara trial error ketika ada perubahan sesuai pengetahuan operator.

2

1.3 Tujuan dan Manfaat Tujuan dari penelitian ini adalah merancang sistem pengendalian level (ketinggian) minyak pada separator (((PV 9900))) di PT. JOB Pertamina-Petrochina Tuban Jawa Timur dengan tuning parameter kontroler Proportional Integral (PI) menggunakan metode Direct synthesis. Dan manfaat dari penelitian ini adalah akan didapatkan strategi kontrol level minyak pada plant tersebut dengan performansi kontrol yang optimal.

1.4 Batasan Masalah Batasan masalah yang diajukan pada penelitian tugas akhir ini adalah: • 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. • Laju aliran keluar (outlet) air dan gas 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.

• Penerapan perancangan system control level ini sebatas pada simulasi menggunakan software Matlab 7.0.4 dan Simulink.

II. TEORI PENUNJANG

2.1 Separator Separator adalah bejana tekan yang digunakan

untuk memisahkan campuran fluida berdasarkan perbedaan densitasnya. Mengikuti hukum alam tentang pemisahan berdasarkan densitas, maka gas sudah pasti berada di atas cairan. Dan pada umumnya, minyak atau kondensat akan berada di atas air (Rubiandini, 2001). Gambar 2.1. menunjukkan proses pemisahan minyak, air dan gas.

Gambar 2.1. Separator Tiga Fasa (Havard, 2006)

2.2 Persamaan Dinamika Level pada Separator Tiga Fasa Horisontal 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 sebagai berikut:

)()( tQtQdtdhA outin −= (2.1)

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

dtdhA

/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 persamaan (2.1) dapat dikembangkan lagi menjadi persamaan dinamika level menjadi (2.2):

)()()()( tQtQtQtQdtdhA ogoaomin −−−= (2.2)

Qom = flow (aliran) fluida minyak yang keluar dari tangki (m3/h). Qoa = flow (aliran) fluida air yang keluar dari tangki (m3/h). Qog = flow (aliran) fluida gas yang keluar dari tangki (m3

m

mom SG

PtghPtCvVptQ 21 )(7,11

)()( −+=

ρ

/h). Aliran fluida yang keluar dari sistem melewati

komponen yang dinamakan kontrol valve. Dan dalam (Fisher, 2001) Flow minyak, yang melewati valve dapat dimodelkan dengan persamaan (2.3).

(2.3)

Dengan Cv = Koofisien control valve

)(tVpm = Perubahan prosentase open dari valve dengan range (0 - 100%), dalam satuan waktu.

1P = Pressure Upstream ( kPa)

2P = Pressure Downstream ( kPa) SG m

mρ = spesifik Grafity

= Massa jenis minyak (kg/m3) g = Kecepatan gravitasi (m/s2

)(thm

) = Perubahan tinggi fluida minyak dalam tangki

dalam satuan waktu (m)

2.3 Kontroler Proportional Integral (PI) Mode kontroler PI merupakan gabungan dua

kontroler, yaitu proportional (P) dan Integral (I). Kemampuan kontroler Integral dapat menghilangkan offset tetapi menghasilkan respon transient keluaran proses menuju steady state menjadi lambat. Efek tersebut dipengaruhi kecilnya nilai gain kontrol (Ki) atau besarnya nilai integral time (Ti) yang contoh perbandingannya seperti pada Gambar 2.2. Tujuan penggabungan dua kontroler tersebut untuk saling melengkapi dan menutupi kelemahan, sehingga respon keluaran proses yang dihasilkan akan menjadi lebih baik dengan hasil respon transient yang cukup cepat dan menghilangkan offset (Visioli, 2006). Pemilihan nilai Ki yang sangat tinggi pada gain kontroler integral dapat menyebabkan respon keluaran proses menjadi berosilasi yang hasil responnya seperti pada Gambar 2.2. Pada persamaan (2.4) bentuk persamaan kontroler PI dan persamaan (2.5) bentuk fungsi transfer kontrolernya. Bentuk persamaan kontroler PI:

3

∫∫ +=

+=

t

ip

t

ip deKteKde

TteKtu

00

)()()(1)(.)( ττττ (2.4)

Atau persamaan (2.4) menjadi bentuk fungsi transfer kontroler menjadi:

sK

KsEsUsC i

p +==)()()( (2.5)

Dengan Kp merupakan gain kontroler proportional; Ki merupakan gain Integral yang terdiri dari Kp/Ti dengan Ti merupakan integral time constant yang kontroler tersebut (Ki

Gambar 2.2. Hasil Perbandingan Step Respon Pada

Sistem Closed-loop Menggunakan Kontroler PI dengan Gain Proportional = 10 dan Model Plant:

G

) dapat digunakan sebagai automatic reset (Visioli, 2006).

2.4 Metode Direct Synthesis (DS) Metode Direct Synthesis (DS) merupakan

merancang atau men-tuning untuk memperoleh nilai parameter kontroler dengan menghubungkan korelasi parameter plant melalui sistem closed-loop (Willis, 1999). Targetnya, bentuk karakteristik respon keluaran plant diharapkan sama dengan respon model referensi. Proses tercapainya target tersebut membutuhkan model invers plant, model referensi, dan kontroler yang diperoleh dari sistem closed-loop.

p = 1/(s2

)()()(1

)()(

)()(1)()(

)( sDsGsG

sGsR

sGsGsGsG

sYcp

d

cp

cp

++

+=

+ 2s + 4) (Visioli, 2006)

Tercapainya solusi tersebut, maka respon controlled variable pada plant dapat di-trajectory yang disebabkan pengaruh model referensi yang diwakili dari nilai parameter kontroler (Seshagiri dkk, 2009). Pada umumnya, bentuk sistem satu closed- l̀oop dapat dilihat pada Gambar 2.3.

Sistem closed-loop:

(2.6)

Kontroler yang diperoleh dari sistem closed-loop dengan asumsi D = 0:

Gambar 2.3. Diagram Blok Sistem Closed-loop dan Open-

loop (Seshagiri dkk, 2009)

)()(1)()(

)()(

sGsGsGsG

sRsY

cp

cp

+=

−=

)()(1

)()(

)(1)(

sRsY

sRsY

sGsG

pc

(2.7)

Dengan Gc(s) sebagai kontroler, Gp(s) sebagai plant, Gd(s) sebagai gangguan, Gm(s) sebagai model referensi. Cara untuk memperoleh Gc(s) dari sistem closed-loop pada persamaan (2.6) dengan asumsi D ≈ 0, maka diperoleh persamaan (2.7). Tujuan asumsi tersebut untuk memperoleh struktur kontroler dan respon Y(s) untuk menghasilkan bentuk respon yang sama dengan Ym(s). (Y(s) ≈ Ym(s)), meskipun pada akhirnya respon Y(s) masih dipengaruhi oleh gangguan dari D(s).

Pada persamaan (2.7), kontroler yang dihasilkan mengandung invers plant “1/Gp(s)” dan fungsi transfer sistem closed-loop “Y(s)/R(s)”. Jika “Y(s)/R(s)” ditargetkan sama dengan “Ym(s)/R(s)” dan Ym(s)/R(s) = Gm(s) yang sebagai model referensi, maka Y(s)/R(s)→Gm(s), sehingga persamaan (2.7) menjadi persamaan (2.8). Tujuannya, agar bentuk respon yang dihasilkan Y(s) sama dengan respon model referensi Ym(s). Tercapainya target tersebut, disebabkan oleh struktur dan nilai parameter kontroler Gc

−

=)(1

)()(

1)(sG

sGsG

sGm

m

pc

(s) yang akan membuat perubahan manipulated variabel U(s), sehingga berdampak pada hasil respon controlled variable Y(s).

(2.8)

III. PERANCANGAN SISTEM DAN SIMULASI

Perancangan sistem dan simulasi pengendalian level minyak pada Separator (PV 9900) dalam penelitian ini mengikuti metodologi penelitian sesuai dengan tahapan-tahapan dalam Flow chart pada Gambar 3.1

3.1 Rancangan Awal Sistem Kontrol Level Minyak Pada Separator (PV 9900)

Rancangan awal sistem kontrol level minyak dapat dilihat pada Gambar 3.2, dengan Gc(s) merupakan kontroler; Gp(s) merupakan plant proses; Y(s) merupakan controlled variable yang diatur oleh kontroler pada Gc(s); U(s) merupakan keluaran sinyal kontrol yang sebagai set-

4

U(s) )(sE_

+ )(sR Gc(s) Gcv(s) Gp(s)

Gd(s)

)(sY

point untuk mengatur Gcv(s), R(s) merupakan set-point untuk mengatur Y(s). Pada persamaan (3.1) perolehan fungsi transfer closed loop dengan asumsi tidak ada pengaruh gangguan pada D1

(s).

Gambar 3.2. Diagram Blok Rancangan Awal Sistem Kontrol Level Minyak pada Separator (PV 9900)

Fungsi transfer closed-loop dengan asumsi tidak

ada pengaruh dari gangguan D1

)()()(1)()()(

)()(

sGsGsGsGsGsG

sRsY

ccvp

ccvp

+=

(s):

(3.1)

Pada persamaan fungsi transfer (3.1) dengan solusi matematik akan memperoleh persamaan fungsi transfer kontroler (3.2).

Gambar 3.1. Flow Chart Penelitian

−⋅=

)()(1

)()(

)()(1)(

sRsY

sRsY

sGsGsG

cvpc

(3.2)

3.2 Model Referensi Bentuk fungsi transfer sebagai model referensi

yang dipilih menggunakan persamaan (3.3) tipe kontroler Proportional Integral (PI) sama dengan tipe kontroler di riil plant.

11)(+

=s

sGm

m τ (Seshagiri, dkk., 2009) (3.3)

Pada persamaan (3.3) mτ adalah nilai time constant yang diinginkan sesuai model. Pada Y(s)/R(s) merupakan fungsi transfer pada kontroler (3.2) yang akan diganti sebagai model referensi Gm(s), sehingga hasil substitusi persamaan (3.3) ke persamaan kontroler (3.2) menjadi persamaan (3.4) dengan asumsi tercapai Gclosed-

loop(s) ≈ Gm

−

=)(1

)()()(

1)(sG

sGsGsG

sGm

m

cvpc

(s). Fungsi transfer kontroler dengan menyertakan

model referensi:

ssGsGsG

mcvpc τ

1)()(

1)( ⋅= (3.4)

Dari persamaan (3.4) dapat digambarkan diagram blok dalam Simulink 6.03 pada Gambar 3.3:

Gambar 3.3. Diagram Blok Model Referensi Tipe

Kontroler PI 3.3 Model Plant Separator (PV 9900)

Model matematis plant pada tangki separator dibuat dengan asumsi bahwa: a) Pendekatan bangun ruang separator didekati dengan

pendekatan bentuk kotak atau balok. b) Tekanan dan suhu dianggap konstan. c) Laju aliran masuk (inlet) pada separator (PV 9900)

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

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

e) Dinamika ketinggian atau level air dalam tangki separator dianggap konstan.

f) Laju aliran keluar untuk air dan gas konstan. Dan berikut adalah Tabel 3.1. data parameter

proses dan Tabel 3.2 data dimensi Separator (PV 9900) yang akan digunakan dalam pemodelan matematris yang didapatkan dari lapangan.

1Out1

1

0.004s+1Model refererensi

1In1

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

5

Tabel 3.1 Data Parameter Proses pada Separator (PV 9900)

Parameter Proses Nilai Proses __

inQ 621 m3/h __

omQ 275 m3/h __

ogQ 298 m3/h __

oaQ 48 m3/h

mρ 826,5 kg/m3

__

1mP__

2 mP 92102,11 dan 32341,2 kg/m2

mSG 0.825

mCv 104 __

mh 2,21 m Aliran fluida yang keluar dari sistem melewati

komponen yang dinamakan control valve. Dan dalam (Fisher, 2001) Flow minyak, yang melewati valve dapat dimodelkan dengan persamaan 3.5.

Tabel 3.2. Data Dimensi Separator (PV 9900)

Dimensi Nilai

l 9,144 m

inD 3,6576 m

LLLL (Low Low Liquid Level) 1.749552 m

LLL (Low Liquid Level) 1.947672 m

NLL (Normal Liquid Level) 2.298192 m

HLL (High Liquid Level) 2.49936 m

HHLL (High High Liquid Level) 2.679192 m

m

mom SG

PtghPtCvVptQ 21 )(7,11

)()( −+=

ρ (3.5)

Persamaan (3.5) masih mengandung dua variable )(tVpm dan )(thm yang menjadikan persamaan tersebut

nonlinier. Maka harus dilinierkan terlebih dahulu dengan ekspansi deret taylor Suku yang tidak linier menjadi linier terhadap hm dan Vpm

))((),()(______

mmm

mmom VptVpVp

fhVpftQ −∂∂

=−

pada kondisi tunak dengan perhitungan.

))((__

mmm

hthhf

−∂∂

+ (3.6)

Sehingga melalui perhitungan matematik dengan deret

Taylor dan transformasi Laplace yang panjang.

Didapatkan persamaan (3.7) fungsi transfer plant untuk

level minyak pada Separator (PV 9900).

( ) ( ) )(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 +

−+

−+

+ (3.7)

Dari persamaan (3.7) dapat digambarkan diagram blok model plant Separator PV 9900 dalam Simulink 6.03 untuk pengendalian level minyak sebagaimana pada Gambar 3.4. 3.4 Perancangan Kontroler dan Tuning Parameter

dengan Metode Direct Synthesis Langkah-langkah untuk merancang tipe kontroler dan

tuning parameter-parameternya adalah dengan mensubtitusikan fungsi transfer plant

( ) 10415,0298,0

1)( 2

+−=

+=

ssK

sGp

p τ dan model referensi

1004,01

11)(

+=

+=

sssG

mm τ

ke dalam persamaan gain

kontroler

−

⋅=)(1

)()(

1)(sG

sGsG

sGm

m

pc

Sehingga menjadi:

Gambar 3.4. Blok Diagram Fungsi Transfer Plant

Separator (PV 9900)

⋅+−=

ss

KsG

mpc τ

τ 1)1(1)(2

(3.8)

Bentuk sederhana persamaan (3.8) menghasilkan tipe kontroler Proportional Integral (PI), maka hasil bentuk sederhana untuk perancangan kontroler dari persamaan (3.8) menjadi persamaan (3.9).

⋅+−=

sKKsG ipc

1)( (3.9)

6

Dengan Kp sebagai gain proporsional dan Ki

-34,810,004*0,0415

0,298- =2

=−=m

pp K

Kτ

τ

sebagai gain integral nilai tuningnya adalah sebagai berikut:

dan

92,8380,004*0,0415

1-=1

2

−=−=m

i KK

τ

Dari hasil fungsi transfer kontroler Proportional Integral seperti pada persamaan (3.9) dapat digambarkan diagram blok kontroler dalam Simulink 6.03 seperti pada Gambar 3.5.

Gambar 3.5. Diagram Blok Kontroler Proportional

Integral (PI) Sehingga hasil terakhir rancangan sistem pengendalian level minyak pada Separator (PV 9900) dalam program Simulink dapat dilihat pada Gambar 3.6.

Gambar 3.6 Rancangan Terakhir Sistem Pengendalian

Level Minyak pada Separator (PV 9900) IV. PENGUJIAN DAN ANALISA 4.1 Data Riil Plant Tranding Level Minyak Separator (PV 9900) Pengambilan data tranding level pada riil plant diambil pada awal bulan Pebruari tahun 2011. Data riil tranding level dapat dilihat pada Gambar 4.1.

Dari Gambar 4.1 dapat dicermati bahwa respon transien level bergerak dan berupaya untuk selalu pada nilai set point (2,21 meter) akan tetapi tetap mengalami peyimpangan positif dan negatif atau error sebesar 1,38%. Jadi dapat dikatakan secara riil respon transien level

berflluktuatif tidak dapat mencapai kondisi steady state pada set point 2,21 meter.

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

4.2 Validasi Model Plant

Validasi model plant yang telah dibangun dilakukan dengan cara memasukkan nilai-nilai parameter kontroler yang ada pada riil plant. Grafik respon steady level validasi dapat dilihat pada Gambar 4.2.

Gambar 4.2 . Grafik Respon Steady Level Hasil

Pemodelan Matematis dengan Nilai Parameter Kp dan Ki sama dengan Riil Plant

Dari grafik pada Gambar 4.2 dapat dilihat bahwa

respon steady level hasil pemodelan matematik plant dengan nilai set point, Kp, dan Ki

1Out1

-34.81

Kp1

-838.92

Ki1

1s

Integrator1

1In1

Riil Plant tidak dapat mencapai harga set point sebesar 2,21 meter. Respon steady level mengalami fluktuasi pada ketinggian antara 2,2084 meter sampai 2,2098 meter. Untuk lebih jelasnya dapat dilihat perbandingan respon steady riil plant dan model matematis pada Tabel 4.1 dan Gambar 4.3.

2.19002.19502.20002.20502.21002.21502.22002.22502.23002.23502.2400

Oil

Leve

l (m

eter

)

Waktu (jam)

SP

VP Riil

7

Gambar 4.3 Grafik Perbandingan Respon Steady Variabel Riil Plant dengan Model Matematis

Dari Tabel 4.1 dan grafik pada Gambar 4.3 respon

steady model menunjukan nilai rata-rata penyimpangan atau error sebesar 0,45% dari respon steady riil yang masih di bawah 2% yang diizinkan. Maka dapat dikatakan hasil pemodelan matematis plant valid.

Tabel 4.1 Perbandingan Respon Steady Riil dan Model Matematis

4.3 Perbandingan dan Validasi Respon Transien PI Direct Synthesis dan PI Riil dengan Target Respon Menggunakan Uji Step

Membandingkan respon transien kontroler Proportional Integral riil plant dengan hasil rancangan kontroler Proportional Integral dengan metode Direct Synthesis dan target respon dilakukan bertujuan untuk melihat sejauh mana peningkatan performansi kontrolernya setelah dimasukkan nilai parameter kontroler baru. Grafik perbandingan respon transien transiennya dapat dilihat pada Gambar 4.4 dan Tabel 4.2.

Gambar 4.4 Grafik Perbandingan Respon Transien

Kontroler PI Riil dengan PI Direct Synthesis dan Target Respon

Tabel 4.2 memperlihatkan PI Direct Synthesis lebih andal dari pada PI Riil. Terbukti untuk time constant, rise time, settling time, error steady state (ESS), dan ITAE PI Direct Synthesis masing-masing bernilai 1,069 detik, 7,78 detik, 207,396 detik lebih cepat dan error steady state 0,00535 % dari pada 0,102 % kondisi riil plant. Apalagi dilihat dari nilai ITAE PI Direct Synthesis yang nilainya 0,0915 jauh lebih kecil, sedangkan respon transien riil bernilai 36,05. Ini membuktikan bahwa metode Direct Synthesis mempunyai ketahanan (robust) yang lebih tinggi dan sangat tepat untuk diterapkan.

Tabel 4.2 Perbandingan Respon Transien Kontroler PI Riil

dengan Direct Synthesis dan Target Respon

Kemudian dapat dilihat perbandingan karaketeristik respon transien PI Direct Synthesis dengan Target respon berupa time constant, rise time, settling time, error steady state (ESS), dan ITAE yang nilainya sama. Model referensi yang ditentukan dari awal mampu mentrayektori respon transien PI Direct Synthesis. Ini menunjukkan bahwa proses perancangan dan tuning

2.1900

2.2000

2.2100

2.2200

2.2300

2.2400O

il Le

vel (

met

er)

Waktu (Jam)

SP

VP Riil

VP Model Plant

Waktu (Jam)

Respon Steady Riil

(meter)

Respon Steady Model

Matematis (meter)

Error (%)

02:00 2.2179 2.2098 0,36

04:00 2.2089 2.2096 0,03

6:00 2.2062 2.2089 0,12

8:00 2.2188 2.2084 0,47

10:00 2.2269 2.2095 0,78

12:00 2.2233 2.2098 0,6

14:00 2.2368 2.2093 1,23

16:00 2.2287 2.2093 0,87

18:00 2.2188 2.2098 0,4

20:00 2.2152 2.2095 0,25

22:00 2.2062 2.2088 0,11

00:00 2.2134 2.2095 0,18

Rata-rata Error (%) 0,45

Perbandingan Hasil Respon Transien Set Point Respon Transien PI Riil

2,21 meter

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

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

Respon Transien PI Direct Synthesis Time constant = 15,271 s

Rise time = 32,53 s Settling time = 58,5 s

ESS = 0,00535 % ITAE = 0,0915 Target respon

Time constant = 15,271 s Rise time = 31,53 s

Settling time = 58,5 s ESS = 0,00535 %

ITAE = 0,0915

8

parameter Kontroler Proportional Integral (PI) dengan metode Direct Synthesis pada pengendalian level minyak Separator (PV 9900) berhasil dan valid dengan uji step.

4.4 Pengujian dengan Tracking Set Point Pada pengujian tracking set point ini sistem diberi

perubahan set point dari 2,21 meter naik menjadi 2,5 meter ini adalah batas HHH (High Liquid Level) minyak Separator (PV 9900) pada jam ke-5. Kemudian pada jam ke-10 diubah dari 2,5 meter turun menjadi 2 meter yang merupakan batas LLL (Low Level Liquid) minyak Separator (PV 9900). Yang terakhir, dari 2 meter naik ke set point awal menjadi 2,21 meter. Pengujian tracking set point ini berdasar pertimbangan pada kondisi riil plant. Dan diperoleh respon transien seperti pada Gambar 4.5.

Tabel 4.3 Perbandingan Respon Transien PI Riil dengan PI Direct Synthesis dan Target Respon Menggunakan Uji

Tracking Set Point

Gambar 4.5. Grafik Perbandingan Respon Transien PI Riil dengan PI Direct Synthesis dan Target Respon dengan Uji

Tracking Set Point

Dari grafik pada gambar 4.5 dapat dicermati bahwa performansi karakteristik respon transien kontroler PI Direct Synthesis juga lebih andal dari pada PI Riil. Dan PI Direct Synthesis mempunyai karakteristik respon transien yang mendekati sama dengan respon transien model referensi. Rancangan kontroler dengan metode

Melihat pengujian dengan tracking set point dengan tiga tahapan naik dan turun. Nilai ITAE dan ESS PI Direct Synthesis jauh lebih kecil dari pada kontroler PI riil plant. Sehingga dapat dikatakan pengujian dengan tracking set point berhasil dan membuktikan bahwa hasil rancangan kontroler dan proses men-tuning dengan metode Direct Synthesis memiliki ketahanan (robust) yang tinggi.

4.5 Validasi dan Kestabilan Sistem Close Loop dan Model Referensi dengan Nilai Pole

Hasil respon transien yang dihasilkan oleh proses untuk mencapai target respon dapat dianalisa dari nilai pole pada sistem closed-loop. Bentuk sistem closed-loop-nya adalah persamaan fungsi transfer dan model referensinya seperti di bawah ini.

)()(1)()(

)(_)(

sGsGsGsG

sHSetPointsH

cp

cp

om

om

+=

99,249373,110415,099,249373,10

)(_)(

2 +++

=ss

ssHSetPoint

sH

om

om (4.1)

1004,01

11)(

+=

+=

sssG

mm τ

(4.2)

Tabel 4.4 Perbandingan Nilai Pole Fungsi Transfer Sistem

Close-loop Pengendalian Level Minyak dengan Model Referensi

Pole Close Loop Pole Model Referensi

-249.9477 -250

Dari Tabel 4.4 tampak bahwa nilai pole close loop dan model referensi hampir sama, selisih hanya -0,0523 dan

Perbandingan Hasil Respon Transien Set

Point Respon Transien PI Riil

2,5 meter

- 2

meter

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

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

Respon Transien PI Direct Synthesis Time constant = 14,4 s

Rise time = 33,84 s Settling time = 57,6 s

ESS = 0,002 % ITAE = 0,033 Target respon

Time constant = 14,4 s Rise time = 33,84 s

Settling time = 57,6 s ESS = 0,002 % ITAE = 0,033

2

meter -

2,21 meter

Respon Transien PI Riil Time constant = 14,4 s

Rise time = 43,2 s Settling time = 316,8 s

ESS = 0,643 % ITAE = 322,66

Respon Transien PI Direct Synthesis Time constant = 14,4 s

Rise time = 36 s Settling time = 61,2 s

ESS = 0,00476 % ITAE = 0,089 Target respon

Time constant = 14,4 s Rise time = 36 s

Settling time = 61,2 s ESS = 0,00476 %

ITAE = 0,089

9

kedua nilai pole ini berharga negatif. Ini menunjukkan bahwa bentuk respon transien pada keluaran proses dapat mencapai respon transien yang diharapkan (model referensi). Dan sistem ini dapat berjalan stabil.

V. PENUTUP 5.1 Kesimpulan

Beberapa kesimpulan dari penelitian ini yang dapat diambil adalah sebagai berikut: 1. Rancangan kontroler level minyak pada Separator

(PV 9900) dengan metode Direct Synthesis menghasilkan tipe yang sama dengan kondisi riil plant yaitu Proportional Intergral. Dan untuk tuning parameter-parameter kontrolernya masing-masing didapatkan nilai gain Kp = -34,86 dan Ki

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

= -838,92.

3. Analisa Pole sistem closed loop dengan model referensi menghasilkan nilai yang hampir sama masing-masing -249,947 dan -250. Sehingga dapat dikatakan respon transien pada keluaran proses dapat mencapai respon transien yang diharapkan. Dan sistem ini dapat berjalan dengan stabil.

5.2 Saran Saran yang diajukan untuk penelitian selanjutnya

adalah menerapkan Adaptable Direct Synthesis Control, yaitu metode perancangan kontroler dan tuning parameter-parameternya yang mampu mengadaptasi terhadap perubahan parameter-paramter prosesnya. Khususnya parameter tekanan, apabila ada perubahan tekanan maka nilai gain Kp dan Ki

dapat berubah secara otomatis.

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.

Chen, D. dan Seborg, E. 2002, PI/PID Controller Design Based on Direct synthesis and Disturbance Rejection, American Chemical Society, Vol. 41, hal. 4807-4822.

Gunterus, Frans. 1994, Falsafah Dasar Sistem Pengendalian Proses; Elex Media Komputindo, Jakarta.

Guo, B, Lyon, W, dan Ghalambor, A. 2007, Petroleum Production Engineering-A Computer Assited Approach, Elseiver, USA.

Johnson, M.A. dan Moradi, M.H. 2005, PID Control-New Identification and Design Methods, Springer, USA.

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

O’Dwyer, A. 2006, Handbook of PI and PID Controller Tuning Rules (2nd Edition), Imperial College Press, 57 Shelton Street, Covent Garden, London WC2H 9HE.

Rubiandini, R. 2001, Peralatan Eksploitasi Migas, Press ITB, Bandung.

Seshagiri R, dkk,. 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.

Muhammad Syauqi lahir di Pekalongan Jawa Tengah, 16 September 1986 yang bertempat tinggal di Perumahan Manukan Jl. Manukan Tama 21K/32, Surabaya Jawa Timur. Riwayat pendidikan MI Nurul Islam Krapyak Pekalongan lulus tahun 1999, MTs S Simbang Kulon Buaran Pekalongan lulus tahun 2002, SMU Negeri 3 Pekalongan lulus tahun 2004. Kemudian

melanjutkan kuliah di Jurusan Teknik Fisika, Institut Teknologi Sepuluh Nopember. Bidang yang pernah ditekuni adalah Spektroskopi, Instrumentasi, dan Kontrol.