07 perancangan pengendalian proses pabrik · 7 – perancangan pengendalian proses pabrik ydh /...

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:


7.1 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)


7.1 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


7.2 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:


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)


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)?



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.


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



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


fi(t)

fo(t)h(t)

Gambar 7.2.1. Tangki cairan


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


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


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


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



• 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



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


Gambar 7.2.3. Konfigurasi Pengendalian Proses Flash Drum (Lengkap dengan sistem sensor/transmitter)


T

FF

FLws

FV

P , T

FT10

FC10

FSP

LT10

LC10 hSP

PT10

PC10

PSP

TT10

TC10

TSP


Gambar 7.2.4. Penyederhanaan Gambar KonfigurasiPengendalian Proses Flash Drum (Contoh 7.2.2)


T

FF

FLws

FV

P , T

FC

FSP

hSP

PSP

TSP TC

PC

LC


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


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



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)



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)



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



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.



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



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


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


7.4 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


Unit 1 Unit 2

Konflik

Controller

Controller

Gambar 7.4.2. Konflik loop pengendalian pada 2 unit-proses-seri


(a)


Gambar 7.4.2. Lanjutan


Unit 1

Konflik

Controller

Unit 2

Controller

(b)



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


Reactor

A B


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)



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–


☻ Coolant System

Jml pers. Model = 4 NE pemanas ; NE pendingin ;

NE pencampuran arus ; NM pencampuran arus


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


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



☻ Feed Preheating System

Jml var. = 6 (Ws , To , Ti , Tr , Tint , Fi)

Jml var. yang ditetapkan = 3 (To , Tr , Fi )



Jml pers. (model) = 2 : NE steam heater & NE FEHE

DOF = 6 – 2 = 4


CV = 1

MV = 1

Ti

Ws

Ws berpengaruh langsungdan cepat terhadap Ti



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


☻ 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 pers. (model) = 3 : NM komp. A ; NE camp. reaksi & NE jaket pendingin

DOF = 9 – 3 = 6


CV = 2

MV = 2

CA , Tr

Fi , Fc (atau Tco)


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)


A B

FC , TCO Fi , TR , CA

TC

TC

CC

Fi , CAi , Ti

TR , V , CA


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.


☻ Flash Drum System

CV = 4 (Fi , Pf , Tf , h)

MV = 4 (Fi , FV , FL , FW )


Seperti contoh 7.3.1 (steam heating diganti cooling water)

Terbentuk 24 konfigurasi

Pilih yang terbaik


Vapor

Liquid

Pf

Cooling water

LCh

PCFC

TC Tf

FW

Fi ,, TR , CA


Gambar 7.4.7 Loop pengendali untuk flash drumdalam contoh 7.4.2



Langkah 4Menggabungkan kembali keempat blok dengan konfigurasipengendaliannya. Untuk 4 blok secara keseluruhan mempunyai sekitar432 = (6x1x3x24) konfigurasi


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


Gambar 7.4.8 Penggabungan konfigurasi pengendalian untukcontoh 7.4.2 sebelum penghilangan konflik

Konflik Konflik



Langkah 5Eliminasi konflik diantara loop-loop pengendali berbagai blok


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


Gambar 7.4.9 Hasil konfigurasi pengendalian untuk contoh 7.4.2 setelah penghilangan konflik


TUGAS: Perancangan Konfigurasi Pengendalian pada Proses denganInteraksi Unit-Unit (Gambar 7.4.10)


• 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 !


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)



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)



9 steps procedure for plantwide process control

By Luyben et al., 1997


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


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.


Plantwide control procedureStep 2. Determine control degrees of freedom• Count the number of control valves available • For example: HDA process has 23 control valves


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



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.



Step 5. Control product quality and handle safety

• Select the best valves to control each of the product-quality, safety, and environmental variables



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



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



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



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


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.


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


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


Control of Process-to-Process Exchangers

• Use of Auxiliary Exchangers


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.

07 perancangan pengendalian proses pabrik · 7 – perancangan pengendalian proses pabrik ydh /...

Documents