Laporan Tugas Akhir

54
TK 4094 – PERANCANGAN PABRIK KIMIA PABRIK BAHAN BAKAR MESIN DIESEL NABATI MELALUI HIDRODEOKSIGENASI MINYAK JARAK PAGAR LAPORAN II NERACA MASSA DAN ENERGI Joseph Christian Utomo (13007101) DOSEN PEMBIMBING Dr. Subagjo PROGRAM STUDI TEKNIK KIMIA FAKULTAS TEKNOLOGI INDUSTRI INSTITUT TEKNOLOGI BANDUNG 2012

description

TEKNIK KIMIA RANCANGAN

Transcript of Laporan Tugas Akhir

Page 1: Laporan Tugas Akhir

TK 4094 – PERANCANGAN PABRIK KIMIA

PABRIK BAHAN BAKAR MESIN DIESEL NABATI MELALUI

HIDRODEOKSIGENASI MINYAK JARAK PAGAR

LAPORAN II

NERACA MASSA DAN ENERGI

Joseph Christian Utomo (13007101)

DOSEN PEMBIMBING

Dr. Subagjo

PROGRAM STUDI TEKNIK KIMIA

FAKULTAS TEKNOLOGI INDUSTRI

INSTITUT TEKNOLOGI BANDUNG

2012

Page 2: Laporan Tugas Akhir

Joseph - Laporan 2 Neraca Massa dan Energi ii

LEMBAR PENGESAHAN

TK – 4094 Perancangan Pabrik Kimia

Semester II – 2010/2011

LAPORAN II

NERACA MASSA DAN ENERGI

PABRIK BAHAN BAKAR MESIN DIESEL MELALUI

HIDRODEOKSIGENASI MINYAK JARAK PAGAR

Bandung, 2012

Telah diperiksa dan disetujui oleh

Dosen Pembimbing,

Dr. Subagjo

Catatan/Komentar

Page 3: Laporan Tugas Akhir

Joseph - Laporan 2 Neraca Massa dan Energi iii

DAFTAR ISI

LEMBAR PENGESAHAN .................................................................................... ii

DAFTAR ISI.......................................................................................................... iii

DAFTAR GAMBAR ............................................................................................... v

DAFTAR TABEL...................................................................................................vi

BAB I PENDAHULUAN ........................................................................................ 7

1.1 Bahan Baku .................................................................................................... 7

1.2 Produk ....................................................................................................... 8

1.3 Proses ........................................................................................................ 9

BAB II DESKRIPSI PROSES ............................................................................... 11

2.1 Perlakuan Awal (Pre-treatment) .............................................................. 11

2.2 Proses Hidrodeoksigenasi ....................................................................... 12

2.2.1 Reaktor Hidrodeoksigenasi .............................................................. 15

2.2.2 Pemulusan Produk ........................................................................... 16

2.3 Proses Produksi Hidrogen ....................................................................... 19

2.3.1 Absorpsi CO2 .................................................................................. 19

2.3.2 Penyerapan H2.................................................................................. 20

2.3.3 Steam Reforming .............................................................................. 21

2.3.4 HTSC-LTSC .................................................................................... 22

2.3.5 Pemurnian H2 ................................................................................... 22

BAB III NERACA MASSA DAN ENERGI ......................................................... 24

3.1 Penghilangan Getah (Degumming) ......................................................... 24

3.1.1 Tangki Pencampur ........................................................................... 24

3.1.2 Sentrifugasi ...................................................................................... 24

3.2 Proses Reaksi .......................................................................................... 25

3.3 Pemisahan dengan Membran .................................................................. 26

Page 4: Laporan Tugas Akhir

Joseph - Laporan 2 Neraca Massa dan Energi iv

3.4 Steam Reforming ..................................................................................... 27

3.5 Absorpsi dan Stripping ............................................................................ 27

3.6 Neraca Massa dan Energi ........................................................................ 27

DAFTAR PUSTAKA ............................................................................................ 36

LAMPIRAN A CONTOH PERHITUNGAN NERACA MASSA DAN

ENERGI ................................................................................................................. 39

A.1 Proses Degumming .................................................................................. 39

A.2 Proses Hidrodeoksigenasi ....................................................................... 41

A.2.1 Neraca massa reaktor ....................................................................... 41

A.2.1 Neraca energi reaktor ....................................................................... 43

A.3 Isomerisasi .............................................................................................. 46

A.3.1 Neraca massa reaktor ....................................................................... 46

A.3.2 Laju alir energi reaktor .................................................................... 47

A.4 Steam Reforming ..................................................................................... 49

A.4.1 Neraca massa pemurnian hidrogen dengan membran ..................... 49

A.4.2 Neraca massa reaktor steam reforming dan shift conversion .......... 52

A.4.3 Laju alir energi reaktor steam reforming dan shift conversion ........ 53

Page 5: Laporan Tugas Akhir

Joseph - Laporan 2 Neraca Massa dan Energi v

DAFTAR GAMBAR

Gambar 2.1 Diagram Alir Proses Produksi Bahan Bakar Diesel dari Sumber

Nabati (Marker, 2009). ..................................................................... 12

Gambar 2.2 Diagram Proses Rancangan untuk Degumming (Atas) dan Reaksi

serta Pemulusan Produk (Bawah) ..................................................... 13

Gambar 2.3 Diagram Alir Proses Steam Reforming .............................................. 14

Gambar 2.4 Mekanisme reaksi hidrodeoksigenasi ................................................ 15

Gambar 2.5 Diagram Alir dari Membran Multitahap – 1 ...................................... 20

Gambar 2.6 Diagram Alir Proses Membran Multitahap – 2.................................. 23

Gambar A.1 Diagram Alir Tangki Pencampur Degumming ................................. 39

Gambar A.2 Diagram Alir Sederhana Reaktor Hidrodeoksigenasi ....................... 41

Gambar A.3 Struktur Molekul Gliserol pada Trigliserida ..................................... 44

Gambar A.4 Grafik dan Persamaan Cp 3-metiltetradekana Terhadap

Temperatur ........................................................................................ 48

Page 6: Laporan Tugas Akhir

Joseph - Laporan 2 Neraca Massa dan Energi vi

DAFTAR TABEL

Tabel 1.1 Spesifikasi Minyak Jarak Pagar ............................................................... 8

Tabel 3.1 Reaksi yang Terjadi di Reaktor ............................................................. 25

Tabel 3.2 Neraca Massa Proses Degumming Minyak Jarak Mentah ..................... 28

Tabel 3.3 Neraca Massa Proses Reaksi (1) ............................................................ 29

Tabel 3.4 Neraca Massa Proses Reaksi (2) ............................................................ 30

Tabel 3.5 Neraca Massa Proses Reaksi (3) ............................................................ 31

Tabel 3.6 Neraca Massa Proses Reaksi (4) ............................................................ 32

Tabel 3.7 Neraca Massa Proses Steam Reforming (1) ........................................... 33

Tabel 3.8 Neraca Massa Proses Steam Reforming (2) ........................................... 34

Tabel 3.9 Neraaca Massa Proses Steam Reforming (3) ......................................... 35

Tabel A.1 Aliran Neraca Massa Tangki Pencampur Degumming ......................... 39

Tabel A.2 Kapasitas Panas yang Digunakan untuk Proses Degumming ............... 40

Tabel A.3 Produk Keluar Reaktor dan Hidrogen Terkonsumsi............................. 43

Tabel A.4 Jumlah Jenis Gugus yang Terdapat pada Asam Lemak Trigliserida .... 45

Tabel A.5 Laju Alir Masuk dan Keluar Reaktor Isomerisasi ................................ 47

Tabel A.6 Laju Alir Reaksi yang Terjadi pada Reaktor Isomerisasi ..................... 48

Tabel A.7 Kondisi Aliran Masuk Membran Multitahap – 2.................................. 49

Tabel A.8 Data Permeabilitas Senyawa pada Membran Multitahap – 2 ............... 50

Tabel A.9 Fraksi Mol Aliran Permeat Membran Multitahap Kedua ..................... 51

Tabel A.10 Panas Reaksi dan Laju Alir Energi pada Reaktor Steam Reforming

dan Shift Conversion .......................................................................... 54

Page 7: Laporan Tugas Akhir

Joseph - Laporan 2 Neraca Massa dan Energi 7

BAB I

PENDAHULUAN

Pertumbuhan ekonomi Indonesia juga mendorong kenaikan konsumsi BBM

(bahan bakar minyak) di dalam negeri yang pada tahun 2011 mencapai satu juta

barrel/hari. Kenaikan konsumsi solar turut menaikan beban subsidi negara karena

kurangnya kilang pengolah solar sehingga pemerintah menggantungkan sebagian

kebutuhan dalam negeri ke kilang di Singapura. Hal ini berakibat buruk dalam hal

ketahanan energi nasional dan menggerus cadangan devisa negara. Di sisi lain,

berkurangnya produksi minyak bumi di Indonesia juga membuat pemerintah

mencanangkan BBN (bahan bakar nabati) sebagai 20% dari sumber energi

Indonesia pada tahun 2025 melalui Peraturan Presiden No 1 Tahun 2006 tentang

Penyediaan dan Pemanfaatan Bahan Bakar Nabati (Biofuel) sebagai bahan bakar

lain dan Peraturan Kementrian ESDM No 32 Tahun 2008 tentang Mandat

Penggunaan Biofuel. PT Jathropa Global Green Fuel menangkap kedua peluang

tersebut dengan mengembangkan produk biofuel. Biofuel adalah solar kualitas

tinggi (angka setan 66 - 80), dari hidrodeoksigenasi minyak nabati (dalam hal ini

minyak jarak pagar). Pabrik PT Jathropa Global Green Fuel berlokasi di

Balikpapan, Kalimantan Timur dengan mempertimbangkan jarak terhadap pasar

(kilang Pertamina Balikpapan), ketersediaan bahan baku dan infrastruktur. Berikut

ini akan dijelaskan kembali secara singkat mengenai bahan baku, produk dan

proses yang digunakan.

1.1 Bahan Baku

Bahan baku utama dari biofuel adalah minyak jarak pagar dan hidrogen. Minyak

jarak pagar dihasilkan dari biji jarak pagar (Jartropha curcas). Jarak pagar cocok

untuk menjadi tanaman bahan baku BBN selain karena minyak jarak mempunyai

kandungan minyak per biji jarak yang tinggi dan tidak bisa dijadikan minyak

pangan, jarak pagar juga dapat tumbuh di lahan krisi bekas lahan pertambangan di

Page 8: Laporan Tugas Akhir

Joseph - Laporan 2 Neraca Massa dan Energi 8

Kalimantan Timur. Pada Tabel 1.1 ditunjukan spesifikasi dari minyak jarak

pagar.

Tabel 1.1 Spesifikasi Minyak Jarak Pagar

Spesifikasi Nilai Angka asam 38,2

Angka saponifikasi 195,0 Angka iodin 103,62

Viskositas asam lemak pada 310C 40,4 Spesific gravity 0,9186

Flash point 110 Residu karbon 0,64 Angka setan 51,0

Titik distilasi, 0C 295 Viskositas kinematik, cs 50,73

Sulfur, % 0,13 Nilai kalor, kkal/kg 9.470

Titik tuang, 0C 8 Kandungan Asam Lemak

Asam oleat 18:1, % 44,7 Asam linoleat 18:2, % 32,8 Asam palmitat 16:0, % 14,2 Asam stearat, 18:0 % 7,0

Asam lain, % 1,3

1.2 Produk

Produk utama dari pabrik ini adalah bahan bakar mesin diesel berbentuk cairan

jernih. Keunggulan dari produk ini bahan bakar ini adalah angka setana yang

tinggi yaitu antara 66 - 80, sementara produk Pertamina Dex yang merupakan

bahan bakar mesin diesel dengan kualitas paling tinggi yang dijual di Indonesia,

memiliki angka setana 53. Sehingga, kualitas dari produk utama pabrik ini berada

jauh di atas produk bahan bakar mesin diesel yang ada di pasar Indonesia. Karena

itu, produk ini dapat digunakan sebagai pencampur bahan bakar mesin diesel

biasa (Solar), yang memiliki angka setana 48, sehingga dapat menghasilkan

bahan bakar dengan angka setana 53 (Pertamina Dex). Hal ini menguntungkan

karena selama ini untuk proses blending solar, Pertamina harus mengimpor dari

kilang di Singapura lebih dari satu juta barrel per bulan. Dengan menggunakan

produk dari PT. Jathropa Global Green Fuel, pemerintah dapat menyimpan

cadangan devisa dan menciptakan industri BBN di daerah.

Page 9: Laporan Tugas Akhir

Joseph - Laporan 2 Neraca Massa dan Energi 9

1.3 Proses

Proses biodiesel yang paling banyak digunakan saat ini adalah transesterifikasi.

Hidrodeoksigenasi belum banyak digunakan selain karena merupakan teknologi

yang baru, hidrodeoksigenasi juga merupakan teknologi yang mahal karena

menggunakan hidrogen sebagai bahan baku dan kondisi operasi yang sangat

tinggi. Tetapi dalam perancangan pabrik ini, proses yang dipilih adalah

hidrodeoksigenasi karena memiliki keuntungan dibandingkan transesterifikasi.

Keuntungan-keuntungan tersebut adalah sebagai berikut:

• Menghasilkan bahan bakar yang sama seperti bahan bakar dari minyak

bumi, sehingga dapat langsung digunakan pada mesin tanpa harus

dicampur. Sementara pada biodiesel hasil transesterifikasi yang berupa

metil ester (FAME), tidak dapat langsung digunakan karena dapat merusak

mesin yang sudah ada dan harus dicampur dengan bahan bakar fosil.

• Bahan bakar yang dihasilkan bebas sulfur, aromatik, dan oksigen, yang

sering menjadi masalah dari bahan bakar fosil dan dapat merusak mesin.

• Mengurangi emisi karbon monoksida, hidrokarbon, dan nitrogen oksida.

• Stabil pada saat penyimpanan, sementara hasil transesterifikasi sangat

mudah untuk terdegradasi karena adanya oksigen.

• Angka setana yang sangat tinggi (85-99), sehingga sangat baik untuk

performa mesin diesel.

• Memiliki siklus hidup karbon dioksida yang lebih rendah dibandingkan

dengan bahan bakar fosil.

• Proses ini juga dapat dikembangkan menjadi skala kilang minyak saat ini,

bahkan dapat juga digunakan pada unit hydrotreating yang ada di kilang

minyak saat ini dengan katalis yang sama dengan katalis yang digunakan

di kilang minyak saat ini.

• Produk samping yang dihasilkan juga berupa bahan bakar, yaitu propana,

dan air serta karbon dioksida. Sementara produk samping dari

transesterifikasi adalah gliserol yang harga pasar saat ini sudah sangat

turun.

Page 10: Laporan Tugas Akhir

Joseph - Laporan 2 Neraca Massa dan Energi 10

• Dapat menggunakan berbagai macam sumber minyak nabati, baik dari

hewan maupun dari tumbuhan, sehingga sangat fleksibel.

Tanaman yang dipilih sebagai bahan baku untuk proses ini adalah tanaman jarak

pagar. Tanaman ini dipilih karena jumlah kandungan minyak jarak pagar cukup

banyak dan tanaman ini tidak digunakan untuk bahan pangan sehingga tidak

berlomba dengan bahan pangan yang konsumsinya besar. Selain itu tanaman jarak

pagar juga mudah untuk dibudidayakan dan harganya terjangkau.

Page 11: Laporan Tugas Akhir

Joseph - Laporan 2 Neraca Massa dan Energi 11

BAB II

DESKRIPSI PROSES

Reaksi utama dalam proses di pabrik ini adalah reaksi hidrodeoksigenasi. Reaksi

hidrodeoksigenasi merupakan salah satu reaksi dari kategori reaksi hydrotreating

di kilang minyak bumi. Tetapi sebelum reaksi hidrodeoksigenasi di reaktor, perlu

dilakukan beberapa pengondisian bahan baku dan setelah reaksi pun diperlukan

beberapa proses untuk optimasi proses secara keseluruhan. Proses-proses besar

yang terdapat dalam pabrik ini dapat dibagi menjadi tiga bagian yaitu perlakuan

awal (pre-treatment), reaksi hidrodeoksigenasi serta pemurnian produk, dan

pemanfaatan produk samping.

2.1 Perlakuan Awal (Pre-treatment)

Perlakuan awal diperlukan agar minyak jarak mentah sebagai bahan baku utama

bebas dari pengotor-pengotor yang dapat mengganggu proses selanjutnya dan

mengurangi jumlah perolehan bahan bakar diesel yang dihasilkan. Perlakuan awal

yang diperlukan tidak perlu terlalu kompleks seperti perlakuan awal untuk minyak

yang dapat dikonsumsi (edible oil seperti minyak kelapa sawit untuk minyak

goreng, minyak zaitun, minyak wijen, dan lain-lain), karena produk akhir

digunakan untuk bahan bakar mesin diesel, bukan untuk konsumsi manusia,

sehingga tingkat racun tidak terlalu ketat. Tahap perlakuan awal yang dilakukan

merupakan tahap penghilangan getah (degumming).

Tujuan dari proses ini adalah untuk menghilangkan getah yang terutama

mengandung fosfatida dan fosfolipid. Getah perlu dihilangkan karena

mengganggu proses (reaksi samping) dan menimbulkan masalah dalam

penyimpanan (Tapasvi, 2004). Fosfatida yang terdapat dalam getah terdiri dari

dua jenis yaitu yang dapat terhidrasi (larut oleh air) dan yang tidak dapat

terhidrasi (larut oleh asam). Untuk itu, dalam proses degumming ini, minyak jarak

Page 12: Laporan Tugas Akhir

Joseph - Laporan 2 Neraca Massa dan Energi 12

pagar mentah dicampur dengan air (air lunak yang sudah bebas dari ion Ca dan

Mg) dan larutan asam fosfat (phosphoric acid). Proses degumming terjadi pada

temperatur 70 oC dan tekanan pada tekanan atmosfer (lebih dari 100 kPa agar

minyak dapat mengalir), sehingga sebelum memasuki tangki berpengaduk,

minyak jarak pagar mentah perlu dipanaskan. Dengan dilakukannya proses ini, di

dalam tangki berpengaduk, getah akan mengendap menjadi padatan, sehingga

padatan perlu dipisahkan dengan menggunakan sentrifuga setelah keluar dari

tangki pengaduk. Karena jumlah padatan yang sangat sedikit (126 kg per 8600

minyak), maka padatan tersebut (bersama air yang terbawa bersama padatan),

akan masuk ke dalam sistem pembuangan air limbah. Setelah minyak jarak (CJO)

dibersihkan dari getah, minyak jarak tersebut dialirkan ke tangki penyimpanan

(stock tank) untuk kemudian digunakan sebagai bahan baku proses selanjutnya.

2.2 Proses Hidrodeoksigenasi

Proses yang dipakai dalam pabrik ini tidak sama persis dengan proses

hyrdotreating yang ada (walaupun intinya sama), tetapi dirancang dengan model

utama mengacu pada paten dari Terry L. Marker, et.al, tahun 2009, dengan

beberapa modifikasi. Diagram alir yang diberikan dalam paten tersebut dapat

dilihat pada Gambar 2.1, sementara diagram alir hasil rancangan dapat dilihat

pada Gambar 2.2 dan Gambar 2.3.

Gambar 2.1 Diagram Alir Proses Produksi Bahan Bakar Diesel dari Sumber Nabati (Marker, 2009).

Page 13: Laporan Tugas Akhir

Joseph - Laporan 2 Neraca Massa dan Energi 13

Gambar 2.2 Diagram Proses Rancangan untuk Degumming (Atas) dan Reaksi serta Pemulusan Produk (Bawah)

Page 14: Laporan Tugas Akhir

Joseph - Laporan 2 Neraca Massa dan Energi 14

Gambar 2.3 Diagram Alir Proses Steam Reforming

Page 15: Laporan Tugas Akhir

Joseph - Laporan

2.2.1 Reaktor Hidrodeoksigenasi

Seperti telah disebutkan di awal, reaksi hidrodeoksigenasi merupakan salah satu

dari reaksi hydrotreating

Reaksi ini merupakan reaksi penghilangan oksigen dengan menambahkan

hidrogen. Di dalam kilang minyak bumi, reaksi hidrodeoksigenasi dilakukan

untuk menghilangkan oksigen yang merupakan pengotor dalam minyak

menjadi air. Dalam kilang minyak bumi, zat

hidrodeoksigenasi adalah senyawa seperti furan, karboksilat, dan fenol. Senyawa

senyawa tersebut bereaksi dengan hidrogen menjadi benzen

Sementara itu, di dalam proses ini, reaksi hidrodeoksigenasi berfungsi untuk

memutuskan ikatan antara gliserin, asam, dan alkil dari asam lemak bebas pada

trigliserida. Dalam reaksi hidrodeoksigenasi, terjadi dua macam reaksi yaitu

reaksi hidrogenasi dan dekarboksilasi. Perbeda

Dalam reaksi hidrogenasi, dihasilkan propana, air, dan alkana

atom karbon alkana sama dengan jumlah atom karbon pada asam lemak bebas

yang menempel pada gliserin. Sementara pada reaksi dekarboksilasi, dihasilk

propana, karbon dioksida, dan alkana dengan jumlah atom karbon alkana lebih

sedikit satu daripada jumlah atom karbon pada asam lemak bebas yang menempel

pada gliserin. Untuk reaksi tersebut, lebih lengkap dapat dilihat pada

Gambar

Laporan 2 Neraca Massa dan Energi

Reaktor Hidrodeoksigenasi

Seperti telah disebutkan di awal, reaksi hidrodeoksigenasi merupakan salah satu

hydrotreating yang banyak dilakukan dalam kilang minyak bumi.

Reaksi ini merupakan reaksi penghilangan oksigen dengan menambahkan

hidrogen. Di dalam kilang minyak bumi, reaksi hidrodeoksigenasi dilakukan

untuk menghilangkan oksigen yang merupakan pengotor dalam minyak

menjadi air. Dalam kilang minyak bumi, zat-zat yang dihilangkan oleh reaksi

hidrodeoksigenasi adalah senyawa seperti furan, karboksilat, dan fenol. Senyawa

senyawa tersebut bereaksi dengan hidrogen menjadi benzena dengan air.

m proses ini, reaksi hidrodeoksigenasi berfungsi untuk

memutuskan ikatan antara gliserin, asam, dan alkil dari asam lemak bebas pada

trigliserida. Dalam reaksi hidrodeoksigenasi, terjadi dua macam reaksi yaitu

reaksi hidrogenasi dan dekarboksilasi. Perbedaan terdapat pada hasil reaksi

reaksi hidrogenasi, dihasilkan propana, air, dan alkana, dengan jumlah

sama dengan jumlah atom karbon pada asam lemak bebas

yang menempel pada gliserin. Sementara pada reaksi dekarboksilasi, dihasilk

propana, karbon dioksida, dan alkana dengan jumlah atom karbon alkana lebih

sedikit satu daripada jumlah atom karbon pada asam lemak bebas yang menempel

pada gliserin. Untuk reaksi tersebut, lebih lengkap dapat dilihat pada

Gambar 2.4 Mekanisme reaksi hidrodeoksigenasi

15

Seperti telah disebutkan di awal, reaksi hidrodeoksigenasi merupakan salah satu

yang banyak dilakukan dalam kilang minyak bumi.

Reaksi ini merupakan reaksi penghilangan oksigen dengan menambahkan

hidrogen. Di dalam kilang minyak bumi, reaksi hidrodeoksigenasi dilakukan

untuk menghilangkan oksigen yang merupakan pengotor dalam minyak bumi,

zat yang dihilangkan oleh reaksi

hidrodeoksigenasi adalah senyawa seperti furan, karboksilat, dan fenol. Senyawa-

dengan air.

m proses ini, reaksi hidrodeoksigenasi berfungsi untuk

memutuskan ikatan antara gliserin, asam, dan alkil dari asam lemak bebas pada

trigliserida. Dalam reaksi hidrodeoksigenasi, terjadi dua macam reaksi yaitu

terdapat pada hasil reaksi.

dengan jumlah

sama dengan jumlah atom karbon pada asam lemak bebas

yang menempel pada gliserin. Sementara pada reaksi dekarboksilasi, dihasilkan

propana, karbon dioksida, dan alkana dengan jumlah atom karbon alkana lebih

sedikit satu daripada jumlah atom karbon pada asam lemak bebas yang menempel

Gambar 2.4.

Page 16: Laporan Tugas Akhir

Joseph - Laporan 2 Neraca Massa dan Energi 16

Reaksi berlangsung pada tekanan 30 bar dan temperatur 370 oC (Andreoletti,

2010). Untuk mencapai hal tersebut, maka minyak jarak yang berasal dari surge

tank dipompa hingga tekanan operasi, kemudian dicampur dengan hidrogen

tekanan yang sama menjadi satu aliran. Setelah itu, aliran dipanaskan hingga 370 oC sebelum memasuki reaktor. Reaktor yang digunakan adalah reaktor unggun

tetap. Unggun yang digunakan merupakan katalis Ni-Mo. Selain minyak jarak

mentah dan gas hidrogen, zat lain yang perlu ditambahkan ke dalam reaktor

adalah dimetildisulfit (DMDS) sebanyak 1100 ppm berat (Terry L. Marker, dkk,

2009) dari minyak jarak mentah. Setelah dipakai selama beberapa lama, aktivitas

katalis akan berkurang, maka perlu DMDS ditambahkan agar katalis kembali ter-

sulfidasi. Hasil dari ditambahkannya DMDS adalah terdapat gas H2S dalam aliran

hasil reaksi. H2S berasal dari reaksi DMDS dengan hidrogen menghasilkan

metana dan H2S. Namun, karena jumlahnya kecil, maka gas H2S ini tidak menjadi

masalah besar dalam reaksi selanjutnya.

Reaksi hidrodeoksigenasi merupakan reaksi eksotermis dan berlangsung pada

temperatur dan tekanan reaksi yang tinggi, sehingga untuk mencegah temperatur

reaktor naik terlalu tinggi dan tetap berada pada rentang temperatur yang

diinginkan, ditambahkan gas hidrogen dingin diantara unggun tetap yang

digunakan. Aliran keluaran reaktor kemudian didinginkan untuk mengambil panas

yang terdapat dalam aliran, sehingga bahan pemanas yang diperlukan dapat

dikurangi.

2.2.2 Pemulusan Produk

Hasil dari reaksi hidrodeoksigenasi (konversi ≈ 100%) telah mengandung

hidrokarbon yang diinginkan yaitu dalam rentang C15-C18. Tetapi produk reaksi

tidak dapat langsung dijual kepada konsumen karena produk reaksi ini masih

belum memenuhi syarat mutu dari Pertamina untuk produk Pertadex. Produk

reaksi hidrodeoksigenasi masih mengandung air, karbon monoksida, karbon

dioksida, hidrogen sulfida, dan zat lainnya dalam jumlah yang belum memenuhi

Page 17: Laporan Tugas Akhir

Joseph - Laporan 2 Neraca Massa dan Energi 17

syarat. Sifat fisik hidrokarbon dari hasil reaksi juga belum memenuhi syarat mutu

produk. Selain itu, dari hasil reaksi hidrodeoksigenasi terdapat gas propana yang

dapat digunakan untuk bahan bakar bagi kebutuhan energi keseluruhan pabrik.

Oleh karena itu, perlu dilakukan dua tahap pemulusan produk agar memenuhi

syarat mutu produk di pasar. Tahap-tahap pemulusan tersebut mencakup dua

bagian besar yaitu pemisahan air dan gas-gas lain; dan isomerisasi sebagian

hidrokarbon.

Pemisahan air dan gas-gas lain dilakukan secara bertahap. Pada pemisahan tahap

pertama, temperatur dan tekanan hasil reaksi hidrodeoksigenasi diturunkan.

Pemisahan tahap pertama dilakukan dengan menggunakan flash drum yang

memanfaatkan gas hidrogen pada tekanan dan temperatur tinggi, maka flash drum

ini disebut hot high pressure hydrogen stripper (HHPHS). Pada flash drum ini,

produk reaksi hidrodeoksigenasi yang telah diturunkan tekanan dan

temperaturnya, masuk ke dalam flash drum bersama dengan aliran lain yaitu

hidrogen dengan temperatur dan tekanan tinggi. Hidrogen digunakan sebagai gas

stripping untuk mempermudah gas-gas (CO2, H2S, metana, propana) pada produk

reaksi terpisah dari cairan bahan bakar hasil reaksi. Pada rancangan ini, HHPHS

beroperasi pada tekanan 1500 kPa dan temperatur 230oC. Produk atas (uap) dari

HHPHS, mengandung gas hidrogen dan air, tetapi hidrokarbon total yang terdapat

dalam produk uap ini masih dalam massa yang hampir sama dengan gas hidrogen

(lihat lampiran neraca massa). Sementara produk bawah (cair) didominasi oleh

hidrokarbon (C15-C18), sementara massa air, gas hidrogen, dan gas H2S sangat

sedikit (≈0,1%-b). Seperti yang telah disampaikan di atas, sifat fisik hidrokarbon

ini masih belum memenuhi standar mutu dari Pertamina untuk Pertadex, terutama

dalam hal ini adalah titik tuang. Standar mutu dari MSDS Pertadex, titik tuang

maksimal adalah 18oC, sementara titik tuang dari hidrokarbon hasil reaksi

hidrodeoksigenasi adalah sekitar 22,7oC (dengan menghitung titik tuang dari tiap

komponen sesuai jumlah komponen yaitu C15-18 dalam produk). Untuk itu, maka

diperlukan tahap isomerisasi untuk hidrokarbon tersebut. Tetapi, tidak semua

hidrokarbon perlu melewati reaksi isomerisasi, karena cukup sebagian

(berdasarkan perhitungan adalah 0,4 dari hasil reaktor) dari hidrokarbon tersebut

Page 18: Laporan Tugas Akhir

Joseph - Laporan 2 Neraca Massa dan Energi 18

yang perlu melewati reaksi isomerisasi sampai titik tuang yang memadai untuk

dicampur dengan hidrokarbon tanpa isomerisasi menghasilkan hidrokarbon

campuran dengan titik tuang yang memenuhi syarat Pertadex.

Pada proses reaksi isomerisasi, hidrokarbon tidak dapat langsung memasuki

reaktor isomerisasi karena katalis reaksi isomerisasi dapat dengan mudah

terdeaktivasi dengan adanya unsur oksigen (seperti CO dan CO2) yang dapat

menghasilkan air dan merusak katalis. Maka, sebelum masuk reaktor isomerisasi,

perlu dilakukan pre-treatment yaitu adsorpsi untuk menyerap air, karbon

monoksida, karbon dioksida, dan H2S. Menurut Scott Graeme, dkk. (dalam

Annual Meeting Axens), syarat komposisi minimal air adalah 100 ppm-berat, CO

+ CO2 adalah 50 ppm-berat, dan Sulfur adalah 30 ppm-berat untuk katalis

berbahan zeolit. (Graeme, Scott, 2004). Hasil perhitungan dalam rancangan ini,

beban total massa dari air, CO, CO2, dan sulfur yang harus diserap adalah 0,986

kg. Setelah melewati adsorpsi, tekanan hidrokarbon dinaikkan dengan pompa

sampai kondisi operasi. Kemudian hidrokarbon dicampur dengan gas hidrogen

yang diperlukan dalam reaksi isomerisasi (rasio hidrogen per hidrokarbon untuk

reaksi isomerisasi adalah 400 Nm3/m3 menurut Kasza, 2010). Setelah itu,

campuran dipanaskan sampai temperatur operasi reaksi isomerisasi sebelum

masuk ke dalam reaktor isomerisasi.

Kondisi operasi reaktor isomerisasi adalah temperatur 330oC dan tekanan 3347

kPa. Reaksi isomerisasi merupakan reaksi untuk memperbaiki sifat fisik dari

produk dengan cara membentuk ulang struktur molekul hidrokarbon dari rantai

lurus, menjadi hidrokarbon dengan rumus molekul yang sama tetapi struktur

berbeda yaitu menjadi bercabang (membentuk isomer-nya). Katalis yang umum

digunakan berbahan zeolit, dengan pusat asam Cl-, sebagai katalis utama

isomerisasi, ditambah silika untuk meningkatkan pusat asam. Katalis komersial

saat ini yang digunakan adalah Pt/Al2O3, tetapi Fatma H. Jassem dari Kuwait

Institute mengusulkan katalis MoO3/TiO2 (Jassem, Fatma, 2010). Reaksi

isomerisasi menghasilkan variasi produk isomerisasi yang sangat beragam,

bahkan tidak jarang terjadi perengkahan produk alkana rantai panjang.

Page 19: Laporan Tugas Akhir

Joseph - Laporan 2 Neraca Massa dan Energi 19

Produk atas dari HHPHS dan produk bawah HHPHS yang tidak masuk reaktor

isomerisasi dicampur dan didinginkan dengan pendingin udara (air cooler)

kemudian masuk ke dalam unit pemisah flash drum PS-1 untuk memisahkan

produk uap dan cair. Produk cair akan dicampur dengan hasil reaksi dari reaktor

isomerisasi kemudian diturunkan tekanannya dan didinginkan. Sementara itu

produk atas dari flash drum PS-1 mengandung banyak air dan hidrogen, tetapi

juga masih mengandung hidrokarbon yang terbawa dan bernilai ekonomis, maka

sekali lagi, produk atas ini didinginkan dan tekanan diturunkan sebelum

memasuki flash drum lain (PS-2). Produk atas dari PS-2 mengandung sedikit

hidrokarbon serta mengandung hidrogen dan uap air yang dominan. Sementara itu

produk bawah dari PS-2 yang mengandung hidrokarbon, dicampur dengan aliran

hasil reaksi isomerisasi untuk masuk kedalam tanki penyimpanan. Dalam tangki

penyimpanan disediakan vent untuk memisahkan hidrogen dan uap air yang

terdapat dalam hidrokarbon. Gas-gas hasil venting ini kemudian dicampur dengan

produk atas PS-2 kemudian didinginkan dan masuk ke dalam unit pemisah tiga

fasa untuk memisahkan gas, hidrokarbon dan air. Gas hasil unit ini masuk ke

dalam steam reforming, sementara air masuk unit pengolahan limbah. Untuk

hidrokarbon, akan dipisahkan melalui flash drum untuk memisahkan gas-gas yang

masih terbawa dengan hidrokarbon. Hidrokarbon yang sudah dipisahkan akan

masuk ke dalam tangki sementara gas-gas masuk ke unit flue gas untuk dibakar.

2.3 Proses Produksi Hidrogen

2.3.1 Absorpsi CO2

Umpan steam reforming perlu dipisahkan dari gas lain yang dapat mengganggu

kesetimbangan reaksi, yaitu gas CO dan CO2. Proses pemisahan yang dilakukan

mengunakan prinsip absorpsi menggunakan larutan MDEA-DEA yang umum

digunakan untuk proses absorbsi gas CO, CO2, maupun H2S dan dikenal memiliki

performa yang baik dalam proses pemisahan ini. Proses absorbsi terhadap gas

CO2 juga dilakukan lagi pada aliran keluaran dari LTSC. Hal ini bertujuan untuk

memurnikan gas hidrogen yang diproduksi dari proses steam reforming, karena

Page 20: Laporan Tugas Akhir

Joseph - Laporan 2 Neraca Massa dan Energi 20

kandungan CO2 dapat menurunkan nilai kalor yang tekandung dalam gas

hidrogen. Simulasi proses dilakukan menggunakan software HYSYS 2006.5

dengan pemilihan fluid package Amine (Zare Aliabad, 2009). Dari hasil

perhitungan dengan menggunakan software ini diperoleh komposisi aliran yang

kaya CO2 dan yang mengandung sedikit CO2. Adapun pelarut yang digunakan

untuk mengabsorbsi gas-gas tersebut adalah campuran 54% MDEA-46% MEA

dengan tekanan operasi 350 kPa dan temperatur 58oC. Kandungan CO2 pada

aliran yang lebih sedikit CO2 adalah 1,5 %-berat.

2.3.2 Penyerapan H2 Proses penyerapan H2 dilakukan untuk mencegah terganggunya kesetimbangan

pada reaksi steam reforming serta memisahkan CO2 yang belum seluruhnya

terserap pada proses sebelumnya. Hidrogen dipisahkan memalui proses membran

yang mengutamakan prinsip perbedaan ukuran partikel. Hidrogen memiliki

ukuran partikel paling kecil, 7,2 Angstrom dibandingkan gas-gas lainnya yang

terkandung (propan, uap air, CO, dan CO2). Untuk memisahkan gas hidrogen

dibutuhkan pemisahan menggunakan membran, dengan material yang dipilih

adalah politetrafluoroetilena karena pemisahan yang cukup efektif dan data yang

didapat cukup mudah. Proses pemisahan dengan membran ini menggunakan

membran dengan beberapa tahap, ilustrasi dari tahapan-tahapan ini dapat dilihat

pada Error! Reference source not found..

Gambar 2.5 Diagram Alir dari Membran Multitahap – 1

E - 1

E-4

E-3

E-2 48

48 R

48 P

48 RP

48 PR

48 PP

48 RPP

48 RR

48 RPR

Compresor

Pump

Compresor

49

5149

51

Page 21: Laporan Tugas Akhir

Joseph - Laporan 2 Neraca Massa dan Energi 21

Tujuan dari membran multitahap ini adalah untuk optimasi pemisahan. Hasil dari

pemisahan dengan membran ini dihitung dengan metode pemisahan membran dari

McCabe. Permeat dari membran ini mengandung hidrogen dengan kemurnian

99,78 %-mol (sisanya CO2 dan propana), sedangkan retentat membran

mengandung hidrogen 63,3 %-mol (15 kmol hidrogen).

2.3.3 Steam Reforming

Tujuan dari steam reforming ini adalah untuk memanfaatkan propana yang

dihasilkan dari reaksi agar dapat menghasilkan gas hidrogen. Setelah melalui

proses penghilangan pengotor, aliran retentat dari membran akan dinaikkan

temperatur dan tekanannya untuk kemudian masuk ke dalam flash drum dan

memisahkan gas dengan cairan MDEA dan DEA. Aliran cair akan masuk ke

dalam tangki amina, sementara aliran gas akan dicampur dengan kukus

(memenuhi steam to carbon ratio = 3, Meyers, 2004) dan gas alam. Aliran gas ini

dinaikkan temperatur dan tekanan untuk mencapai kondisi 24 bar dan 650 oC

(Tominaga, 1997). Keluaran dari reaktor akan memiliki kondisi tekanan 21 bar

(Meyer, 2004) dan temperatur 950oC (Tominaga, 1997), hal ini terjadi karena

reaksi yang sangat endoterm, sehingga semakin tinggi temperatur kesetimbangan,

konversi akan semakin baik. Berikut reaksi yang terjadi:

� Propana : C3H8 + 3 H2O � 7 H2 + 3 CO ∆H = 498,6 kJ/mol

K950C = 2,38x1016 ( sumber : Thermosolver)

� Metana : CH4 + H2O � 3 H2 + CO ∆H = 205,8 kJ/mol

K950C = 3861,16 ( sumber : Tominaga,1997)

� Etana : C2H6 + 2 H2O � 5 H2 + 2 CO ∆H = 346,4 kJ/mol

K950C = 1,45x1010 ( sumber : Thermosolver)

Katalis yang dipilih untuk reaksi ini adalah Ni/Al2O3 karena memiliki kinerja

yang baik dan stabil.

Page 22: Laporan Tugas Akhir

Joseph - Laporan 2 Neraca Massa dan Energi 22

2.3.4 HTSC-LTSC

Keluaran reaktor steam reformer yang telah didinginkan kemudian dimasukkan ke

dalam reaktor shift conversion. Pada tahap ini, CO direaksikan dengan H2O

menghasilkan CO2 dan H2. Reaksi ini merupakan reaksi kesetimbangan yang

bersifat eksoterm, maka, semakin rendah suhu reaksinya, semakin tinggi

konversinya. Reaktor shift conversion ini dibagi menjadi dua, reaktor high

temperature shift converter (HTSC) dan low temperature shift converter (LTSC).

Reaktor HTSC dan LTSC memiliki fungsi yang sedikit berbeda satu sama lain.

Reaktor HTSC lebih berperan dalam mempersingkat waktu reaksi dibandingkan

memperbesar konversi. Hal ini dikarenakan pada suhu tinggi, reaksi shift

conversion berlangsung dengan cepat, tetapi konversi kesetimbangannya kecil.

Sebelum masuk reaktor, aliran terlebih dahulu ditambah kukus untuk menjaga

steam to carbon ratio. Reaktor HTSC ini dioperasikan pada temperatur masuk

315 oC dan keluar 400 °C sementara tekanan masuk 20 bar dan keluar 17 bar.

Katalis yang digunakan adalah katalis Fe-Cr dengan Fe2O3 (min. 85 %-berat)

dengan Cr2O3 ( 7,5-10 % berat).

Keluaran reaktor HTSC ini kemudian didinginkan dan dimasukkan kedalam

reaktor LTSC. Reaktor LTSC ini berfungsi untuk meningkatkan konversi

kesetimbangan dibandingkan mempercepat reaksi. Reaktor LTSC ini memiliki

temperatur masuk 204 °C dan keluar 240 oC sementara tekanan masuk 16 bar dan

keluar 13 bar. Katalis yang digunakan untuk reaktor ini adalah katalis Cu-ZnO

dengan CuO (31-34 %wt) pada ZnO (48-53 %wt) dan Al2O3 (balance).

Berikut mekanisme reaksinya.

CO + H2O ↔ H2 + CO2 ∆H = -41 kJ/mol

K400C = 10,82 K240C = 74,31 ( sumber : Tominaga)

2.3.5 Pemurnian H2

Hasil keluaran reaktor LTSC kemudian dicampur dengan permeat dari membran

multitahap pertama dan didinginkan sampai temperatur 90 oC, kemudian masuk

Page 23: Laporan Tugas Akhir

Joseph - Laporan 2 Neraca Massa dan Energi 23

ke flash drum untuk memisahkan gas dari air. Air akan diproses kembali untuk

membangkitkan kukus. Sementara gas akan masuk ke dalam absorber kedua

untuk memisahkan gas CO2 dengan hidrogen hasil reaksi. Absorber kedua juga

menggunakan absorben MEA dan DEA. Keluaran dari absorber yang sedikit

mengandung CO2 akan masuk ke dalam membran multitahap kedua dengan

tujuan untuk memisahkan hidrogen dari gas CO dan propana serta metana yang

masih ada setelah keluar dari reaktor HTSC. Susunan tahap pada membran

multitahap kedua ini berbeda dari membran pertama dan dapat dilihat pada

Gambar 2.6.

Gambar 2.6 Diagram Alir Proses Membran Multitahap – 2.

Permeat dari membran akan masuk ke tangki hidrogen, sementara retentat akan

masuk ke flash drum untuk memisahkan gas alam yang tersisa dan CO dengan

MEA-DEA (yang akan masuk ke tangki amina).

Sementara itu, keluaran absorber kedua yang kaya akan CO2 akan dicampur

dengan keluaran absorber pertama yang juga kaya akan CO2. Campuran ini akan

masuk ke dalam kolom distilasi yang berfungsi sebagai stripper. Produk atas dari

stripper adalah gas CO2 yang keluar sebagai flue gas. Sementara produk bawah

dari stripper adalah MEA-DEA yang akan masuk ke dalam tangki amina.

Page 24: Laporan Tugas Akhir

Joseph - Laporan 2 Neraca Massa dan Energi 24

BAB III

NERACA MASSA DAN ENERGI

Basis perhitungan neraca massa dibuat dengan asumsi produksi biofuel sekitar

7000 kg/jam dan dengan asumsi pabrik beroperasi selam 350 hari/tahun, maka

kapasitas pabrik ini adalah 50400 ton/tahun. Satuan laju alir massa adalah kg/jam,

satuan laju alir molar adalah kmol/jam, satuan tekanan adalah kPa, satuan

temperatur adalah oC, dan satuan laju alir panas adalah kJ/jam. Data fisik dan

termodinamika, mayoritas diambil dari Perry’s Handbook of Chemical

Engineering, sementara data sifat fisik hidrokarbon hasil isomerisasi diambil dari

buku Thermophysical Properties of Chemicals and Hydrocarbons dan program

simulasi HYSYS 2006.5. Untuk data sifat fisik minyak jarak mentah, diasumsikan

sama dengan data triolein yang ada di Hysys (karena komposisi utama minyak

jarak mentah adalah triolein), sementara Cp minyak jarak dan MDEA diambil dari

jurnal tertentu. Data getah diasumsikan sama dengan data triolein.

3.1 Penghilangan Getah (Degumming)

Dasar perancangan untuk perlakuan awal mengikuti jurnal dari Tapasvi, 2004,

dengan beberapa modifikasi.

3.1.1 Tangki Pencampur

Minyak jarak mentah dipanaskan sampai 70 oC, dicampur dengan 0.1%-vol

larutan asam fosfat 0,85%-berat, diikuti dengan penambahan air lunak setara

dengan 75%-mol kandungan fosfatida dalam minyak mentah. Kandungan getah

adalah 1,45% mol dari minyak jarak (Rao, 2009).

3.1.2 Sentrifugasi

Semua fosfatida dalam bentuk getah, semua asam fosfat yang tidak bereaksi, dan

99,5% dari air lunak yang ditambahkan di tangki pencampur terpisah sebagai

produk slurry (yang mengandung padatan) dari sentrifuga.

Page 25: Laporan Tugas Akhir

Joseph - Laporan 2 Neraca Massa dan Energi 25

3.2 Proses Reaksi

Untuk proses reaksi, dilakukan simulasi dengan menggunakan program simulasi

Hysys 2006.5 berdasarkan paten dengan nomor US 2009/0193709 A1 oleh Terry

L. Marker, dkk, tetapi dengan beberapa perubahan yang diperlukan. Asumsi

umum untuk Hysys 2006.5 adalah minyak jarak dianggap sebagai triolein. Fluid

packages yang digunakan untuk simulasi ini adalah NRTL. Beberapa asumsi yang

digunakan sebelum umpan memasuki reaktor HDO adalah sebagai berikut:

• penambahan dimetil disulfit (DMDS) sebesar 1100 ppm berat,

• gas hidrogen yang ditambahkan disesuaikan dengan rasio gas hidrogen

dengan umpan minyak jarak yaitu 728 Nml/ml (Subagjo, 2002) atau 57,34

mol H2/mol minyak jarak. Dalam hal ini, rasio gas hidrogen terhadap

minyak jarak dianggap sama dengan rasio gas hidrogen terhadap minyak

kelapa sawit mentah (CPO),

• reaksi yang terjadi dalam reaktor HDO dianggap 57% reaksi

dekarboksilasi dan 43% reaksi hidrodeoksigenasi,

• produk keluaran reaktor dihitung dengan menggunakan reaksi seperti pada

Tabel 3.1.

Tabel 3.1 Reaksi yang Terjadi di Reaktor

Reaksi yang terjadi

Dekarboksilasi

C16 jenuh

1 Trigliserid + 3 H2 ===> 3 C15 + 3 CO2 + 1 C3H8

C18 jenuh

1 Trigliserid + 3 H2 ===> 3 C17 + 3 CO2 + 1 C3H8

C18:1

1 Trigliserid + 6 H2 ===> 3 C17 + 3 CO2 + 1 C3H8

C18:2

1 Trigliserid + 9 H2 ===> 3 C17 + 3 CO2 + 1 C3H8

HDO

C16 jenuh

1 Trigliserid + 12 H2 ===> 3 C16 + 6 H2O + 1 C3H8

C18 jenuh

1 Trigliserid + 12 H2 ===> 3 C18 + 6 H2O + 1 C3H8

C18:1

1 Trigliserid + 15 H2 ===> 3 C18 + 6 H2O + 1 C3H8

C18:2

1 Trigliserid + 18 H2 ===> 3 C18 + 6 H2O + 1 C3H8

DMDS

1 C2H6S2 + 3 H2 ===> 2 CH4 + 2 H2S

Page 26: Laporan Tugas Akhir

Joseph - Laporan 2 Neraca Massa dan Energi 26

• hasil keluaran HHPHS dibagi menjadi dua aliran dengan perbandingan 0,6

dan 0,4 basis massa. Aliran dengan 0,4 basis massa menjadi aliran yang

diproses untuk reaksi isomerisasi. Reaksi ini mengakibatkan titik tuang

menjadi 17oC.

• hasil keluaran proses adsorpsi sebelum reaktor isomerisasi, dianggap

terjadi sampai memenuhi syarat umpan reaktor isomerisasi yaitu maksimal

100 ppm berat air, CO + CO2 adalah 50 ppm-berat, dan Sulfur adalah 30

ppm-berat,

• reaksi isomerisasi yang terjadi memiliki konversi menjadi produk isomer

sebesar 75% dan selektivitas sebesar 95% untuk temperatur 360oC dan

LHSV 0,4 jam-1 (Jassem, 2010),

• rasio hidrogen terhadap karbon dalam reaktor isomerisasi adalah sebesar

400 Nm3/m3 (Kasza, 2010) atau 17,79 mol H2/mol hidrokarbon, dan

• produk keluaran reaktor isomerisasi dianggap mengikuti pola yaitu

masing-masing alkana rantai lurus hasil reaksi HDO, akan membentuk dua

macam produk isomer yaitu cabang satu dan cabang dua. Produk cabang

satu memiliki cabang metil di karbon nomor tiga, sehingga produk ini

akan memiliki nama 3-metil Cn-1. Sementara produk cabang dua memiliki

cabang metil dua buah di karbon nomor 2 dan 4, sehingga produk ini akan

memiliki nama 2,4-dimetil Cn-2. Misalnya, alkana C15 akan membentuk 3-

metiltetradekana dan 2,4-dimetiltridekana, dan seterusnya. Selektivitas

sebesar 95% dari poin sebelumnya dianggap terjadi untuk produk dengan

satu cabang (berarti 95% dari alkana rantai lurus akan menjadi

hidrokarbon isomernya dengan satu cabang metil di karbon nomor 3).

Alasan dari asumsi ini adalah karena data dari hidrokarbon 2,4 dimetil Cn-2

dan 3-metil Cn-1 mudah didapat, sementara bentuk isomer lain cukup sulit.

3.3 Pemisahan dengan Membran

Pemisahan dengan membran dilakukan dengan langkah perhitungan yang terdapat

pada McCabe halaman 845-850. Asumsi yang diambil adalah

Page 27: Laporan Tugas Akhir

Joseph - Laporan 2 Neraca Massa dan Energi 27

• gas-gas yang masuk dalam perhitungan pemisahan membran adalah

hidrogen, karbon dioksida, metana, dan propana (untuk membran

multitahap pertama) serta hidrogen, karbon monoksida, metana, propana

dan nitrogen (untuk membran multitahap kedua), sementara komponen

lain dianggap keluar dari retentat,

• tekanan keluar dari kedua membran multitahap dianggap sama yaitu 50

kPa, dan

• membran multitahap pertama dianggap menggunakan bahan

politetrafluoroetilena, sementara membran multitahap kedua menggunakan

polietilena.

Data permebilitas setiap komponen yang terlibat dalam setiap membran

menggunakan data dari Polymer Handbook, Brandrup, 1999.

3.4 Steam Reforming

Perhitungan proses steam reforming, menggunakan beberapa asumsi yaitu:

• reaktan yang digunakan merupakan propana hasil reaksi HDO dicampur

dengan gas alam,

• tidak terjadi pembentukan kokas karena jumlah kukus yang sangat

berlebih, dan

• reaksi steam reforming setimbang pada temperatur 950oC, tekanan 21 bar,

rasio kukus terhadap karbon (S/C) adalah 3, dan terjadi secara isotermal.

3.5 Absorpsi dan Stripping

Simulasi proses dilakukan menggunakan software HYSYS 2006.5 dengan

pemilihan fluid package Amine. Dari hasil perhitungan dengan menggunakan

software ini diperoleh komposisi keluaran absorber dan stripper. Adapun pelarut

yang digunakan untuk mengabsorbsi gas-gas tersebut adalah campuran 54%

MDEA-46% MEA dengan tekanan operasi 350 kPa dan temperatur 60oC.

3.6 Neraca Massa dan Energi

Neraca massa dan energi yang dihasilkan dari perhitungan disampaikan pada

gambar dan tabel di halaman selanjutnya.

Page 28: Laporan Tugas Akhir

Joseph - Laporan 2 Neraca Massa dan Energi 28

Tabel 3.2 Neraca Massa Proses Degumming Minyak Jarak Mentah

Comp.

1 2 3 4 5 6 7 10

kg/h frac-

mol kg/h

frac-

mol kg/h

frac-

mol kg/h

frac-

mol kg/h

frac-

mol kg/h

frac-

mol kg/h

frac-

mol kg/h

frac-

mol

CJO 8583.71 0.99 8583.71 0.99 - - - - 8583.71 0.97 - - 8583.71 1.00 8583.71 1.00

Water - - - - 0.18 1.00 1.96 1.00 2.14 0.01 1.95 0.43 0.19 0.00 - -

Gums 126.30 0.01 126.30 0.01 - - - - 126.30 0.01 126.30 0.57 - - - -

H3PO4 - - - - 0.00 0.00 - - 0.00 0.00 0.00 0.00 - - - -

Total Flow (kg/h) 8710.000 8710.000 0.180 1.960 8712.141 128.246 8583.895 8583.705

Mol flow (kmol/h) 10.000 10.000 0.010 0.109 10.119 0.253 9.866 9.855

Phase liquid liquid liquid liquid slurry slurry liquid liquid

P (kPa) 120 120 120 120 120 120 120 120

T (oC) 30 70 30 30 70 70 70 30

Page 29: Laporan Tugas Akhir

Joseph - Laporan 2 Neraca Massa dan Energi 29

Tabel 3.3 Neraca Massa Proses Reaksi (1)

Comp.

10 11 12 13 14 15 16 17 18 19 20 21 22 23

kg/h frac-

mol kg/h

frac-

mol kg/h

frac-

mol kg/h

frac-

mol kg/h

frac-

mol kg/h

frac-

mol kg/h

frac-

mol kg/h

frac-

mol kg/h

frac-

mol kg/h

frac-

mol kg/h

frac-

mol kg/h

frac-

mol kg/h

frac-

mol kg/h

frac-

mol

CJO 8583.71 1.00 8583.71 1.00 - - 8583.71 0.97 - - 8583.71 0.02 8583.71 0.05 8583.71 0.05 - - - - - - - - - - - -

H2 - - - - - - - - 1135.17 1.00 1135.17 0.98 1135.17 0.94 1135.17 0.94 933.01 0.85 933.01 0.85 400.00 1.00 189.40 1.00 1120.94 0.90 1.43 0.03

CO2 - - - - - - - - - - - - - - - - 739.48 0.03 739.48 0.03 - - - - 737.52 0.03 1.95 0.00

C3H8 - - - - - - - - - - - - - - - - 433.62 0.02 433.62 0.02 - - - - 432.56 0.02 1.06 0.00

H2O - - - - - - - - - - - - - - - - 459.31 0.05 459.31 0.05 - - - - 458.55 0.04 0.77 0.00

DMDS - - - - 9.44 1.00 9.44 0.03 - - 9.44 0.00 9.44 0.00 9.44 0.00 - - - - - - - - - - - -

CH4 - - - - - - - - - - - - - - - - 3.21 0.00 3.21 0.00 - - - - 3.21 0.00 0.01 0.00

n-C15 - - - - - - - - - - - - - - - - 520.19 0.00 520.19 0.00 - - - - 204.10 0.00 316.09 0.06

n-C16 - - - - - - - - - - - - - - - - 420.99 0.00 420.99 0.00 - - - - 127.72 0.00 293.27 0.05

n-C17 - - - - - - - - - - - - - - - - 3444.63 0.03 3444.63 0.03 - - - - 759.80 0.01 2684.83 0.47

n-C18 - - - - - - - - - - - - - - - - 2767.56 0.02 2767.56 0.02 - - - - 445.92 0.00 2321.64 0.38

H2S - - - - - - - - - - - - - - - - 6.83 0.00 6.83 0.00 - - - - 6.80 0.00 0.03 0.00

Total flow

(kg/h) 8583.71 8583.71 9.44 8593.15 1135.17 9728.32 9728.32 9728.32 9728.83 9728.83 400.00 189.40 4297.11 5621.07

Mol Flow

(kmol/h) 9.86 9.86 0.10 9.96 563.08 572.87 572.87 572.87 544.84 544.84 198.40 93.93 614.90 23.90

Phase liquid liquid liquid liquid vapour 98,15% vapour 98,13 % vapor 98,13% vapor vapor 94.77% vapor vapor vapor vapor liquid

P (kPa) 120 3100 3100 3100 3100 3100 3050 3000 3000 1500 100 1500 1500 1500

T (oC) 30 49.62 30 49.32 300 284.40 340 370 370 198.2 30 738.4 229.8 229.8

Page 30: Laporan Tugas Akhir

Joseph - Laporan 2 Neraca Massa dan Energi 30

Tabel 3.4 Neraca Massa Proses Reaksi (2)

Comp. 24 25 26 27 28 29

kg/h frac-mol kg/h frac-mol kg/h frac-mol kg/h frac-mol kg/h frac-mol kg/h frac-mol

CJO - - - - - - - - - - - -

H2 0.86 0.03 0.57 0.03 0.57 0.03 0.57 0.03 211.21 0.92 211.21 0.92

CO2 1.17 0.00 0.78 0.00 0.07 0.00 0.07 0.00 0.07 0.00 0.07 0.00

C3H8 0.64 0.00 0.42 0.00 0.42 0.00 0.42 0.00 0.42 0.00 0.42 0.00

H2O 0.46 0.00 0.31 0.00 0.03 0.00 0.03 0.00 0.03 0.00 0.03 0.00

DMDS - - - - - - - - - - - -

CH4 0.00 0.00 0.00 0.00 0.00 0.00 0.00 0.00 0.00 0.00 0.00 0.00

n-C15 189.65 0.06 126.44 0.06 126.44 0.06 126.44 0.06 126.44 0.01 31.61 0.00

n-C16 175.96 0.05 117.31 0.05 117.31 0.05 117.31 0.05 117.31 0.00 29.33 0.00

n-C17 1610.90 0.47 1073.93 0.47 1073.93 0.47 1073.93 0.47 1073.93 0.04 268.48 0.01

n-C18 1392.98 0.38 928.66 0.38 928.66 0.38 928.66 0.38 928.66 0.03 232.16 0.01

3-metil C14 - - - - - - - - - - 90.09 0.00

2,4-dimetil C13 - - - - - - - - - - 4.74 0.00

3-metil C15 - - - - - - - - - - 83.58 0.00

2,4-dimetil C14 - - - - - - - - - - 4.40 0.00

3-metil C16 - - - - - - - - - - 765.18 0.03

2,4-dimetil C15 - - - - - - - - - - 40.27 0.00

3-metil C17 - - - - - - - - - - 661.67 0.02

2,4-dimetil C16 - - - - - - - - - - 34.82 0.00

H2S 0.02 0.00 0.01 0.00 0.01 0.00 0.01 0.00 0.01 0.00 0.01 0.00

Total flow (kg/h) 3372.64 2248.43 2247.44 2247.44 2458.08 2458.08

MolFlow (kmol/h) 14.34 9.56 9.53 9.53 114.01 114.01

Phase liquid liquid liquid liquid 95,71% vapor 96% vapor

P (kPa) 1500 1500 1500 3500 3447 3447

T (oC) 229.8 229.8 229.8 231.3 330.00 330.00

23

H-2Isomer RX

24

25

Adsorption26

E-18

27

28

29

Page 31: Laporan Tugas Akhir

Joseph - Laporan 2 Neraca Massa dan Energi 31

Tabel 3.5 Neraca Massa Proses Reaksi (3)

Comp.

24 29 30 31 32 33 34 35 36 37 38 39 40

kg/h frac-

mol kg/h

frac-

mol kg/h

frac-

mol kg/h

frac-

mol kg/h

frac-

mol kg/h

frac-

mol kg/h

frac-

mol kg/h

frac-

mol kg/h

frac-

mol kg/h

frac-

mol kg/h

frac-

mol kg/h

frac-

mol kg/h

frac-

mol

CJO - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - -

H2 0.86 0.03 211.21 0.92 1121.80 0.88 1120.82 0.91 0.98 0.03 1120.82 0.91 1120.81 0.91 0.01 0.00 212.19 0.81 212.21 0.78 0.08 0.00 212.13 1.00 1332.93 0.93

CO2 1.17 0.00 0.07 0.00 738.70 0.03 737.32 0.03 1.38 0.00 737.32 0.03 737.25 0.03 0.07 0.00 1.45 0.00 1.52 0.00 0.01 0.00 1.51 0.00 738.76 0.02

Propane 0.64 0.00 0.42 0.00 433.20 0.02 432.38 0.02 0.82 0.00 432.38 0.02 432.18 0.02 0.20 0.00 1.24 0.00 1.44 0.00 0.04 0.00 1.40 0.00 433.58 0.01

H2O 0.46 0.00 0.03 0.00 459.01 0.04 458.37 0.04 0.64 0.00 458.37 0.04 457.02 0.04 1.35 0.04 0.66 0.00 2.01 0.00 1.01 0.00 1.03 0.00 458.05 0.04

DMDS - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - -

CH4 0.00 0.00 0.00 0.00 3.21 0.00 3.21 0.00 0.00 0.00 3.21 0.00 3.21 0.00 0.00 0.00 0.01 0.00 0.01 0.00 0.00 0.00 0.01 0.00 3.21 0.00

n-C15 189.65 0.06 31.61 0.00 393.75 0.00 162.07 0.00 231.68 0.07 162.07 0.00 1.92 0.00 160.15 0.16 263.29 0.01 423.44 0.01 425.25 0.07 0.03 0.00 1.95 0.00

n-C16 175.96 0.05 29.33 0.00 303.68 0.00 96.83 0.00 206.85 0.06 96.83 0.00 0.50 0.00 96.33 0.09 236.18 0.01 332.50 0.01 332.99 0.05 0.01 0.00 0.51 0.00

n-C17 1610.90 0.47 268.48 0.01 2370.70 0.02 544.62 0.00 1826.08 0.47 544.62 0.00 1.45 0.00 543.17 0.46 2094.56 0.07 2637.73 0.08 2639.16 0.37 0.03 0.00 1.48 0.00

n-C18 1392.98 0.38 232.16 0.01 1838.90 0.01 305.86 0.00 1533.05 0.36 305.86 0.00 0.41 0.00 305.45 0.24 1765.21 0.05 2070.66 0.06 2071.06 0.27 0.01 0.00 0.42 0.00

3-metil C14 - - 90.09 0.00 - - - - - - - - - - - - 90.09 0.00 90.09 0.00 90.05 0.01 0.03 0.00 0.03 0.00

2,4-dimetil C13 - - 4.74 0.00 - - - - - - - - - - - - 4.74 0.00 4.74 0.00 4.74 0.00 0.00 0.00 0.00 0.00

3-metil C15 - - 83.58 0.00 - - - - - - - - - - - - 83.58 0.00 83.58 0.00 83.57 0.01 0.02 0.00 0.02 0.00

2,4-dimetil C14 - - 4.40 0.00 - - - - - - - - - - - - 4.40 0.00 4.40 0.00 4.40 0.00 0.00 0.00 0.00 0.00

3-metil C16 - - 765.18 0.03 - - - - - - - - - - - - 765.18 0.02 765.18 0.02 765.10 0.11 0.07 0.00 0.07 0.00

2,4-dimetil C15 - - 40.27 0.00 - - - - - - - - - - - - 40.27 0.00 40.27 0.00 40.26 0.01 0.01 0.00 0.01 0.00

3-metil C17 - - 661.67 0.02 - - - - - - - - - - - - 661.67 0.02 661.67 0.02 661.63 0.09 0.03 0.00 0.03 0.00

2,4-dimetil C16 - - 34.82 0.00 - - - - - - - - - - - - 34.82 0.00 34.82 0.00 34.82 0.00 0.00 0.00 0.00 0.00

H2S 0.02 0.00 0.01 0.00 6.82 0.00 6.79 0.00 0.05 0.00 6.79 0.00 6.79 0.00 0.00 0.00 0.03 0.00 0.04 0.00 0.00 0.00 0.04 0.00 6.83 0.00

Total flow (kg/h) 3372.64 2458.08 7669.76 3868.27 3801.52 3868.27 2761.54 1106.73 6259.57 7366.30 7154.17 216.36 2977.90

Mol Flow

(kmol/h) 14.34 114.01 629.20 613.02 16.18 613.02 608.29 4.73 130.20 134.93 29.60 105.33 713.60 Phase liquid 96% vapor 97.43% vapor vapor liquid 99,23% vapor vapor liquid 80,87% vapor 78.08% vapor liquid vapor vapor

P (kPa) 1500 3447 1550 1550 1550 120 120 120 120 120 120 120 120

T (

oC) 229.8 330.00 220 220 220 55 55 55 30 33.3 33.3 33.3 51.9

22

AC-1

30

PS-1

31

V-3

24

29 C-3

C-2

33

PS-2

34

35

32

V-2

V-1

36

Tank

39

40

37

Page 32: Laporan Tugas Akhir

Joseph - Laporan 2 Neraca Massa dan Energi 32

Tabel 3.6 Neraca Massa Proses Reaksi (4)

E-24

3 phase Separator

40 41

Waste water

42

Flue Gas

43

Comp. 40 41 42 43

kg/h frac-mol kg/h frac-mol kg/h frac-mol kg/h frac-mol

CJO - - - - - - - -

H2 1332.93 0.93 1332.93 0.93 - - - -

CO2 738.76 0.02 738.75 0.04 - - - -

Propane 433.58 0.01 433.57 0.02 - - - -

H2O 458.05 0.04 63.35 0.01 3.74 0.92 0.02 0.06

DMDS - - - - - - - -

CH4 3.21 0.00 3.21 0.00 - - - -

n-C15 1.95 0.00 0.01 0.00 1.93 0.04 1.83 0.44

n-C16 0.51 0.00 - - 0.51 0.01 0.49 0.11

n-C17 1.48 0.00 - - 1.48 0.03 1.46 0.31

n-C18 0.42 0.00 - - 0.42 0.01 0.41 0.08

3-metil C14 0.03 0.00 - - - - - -

2,4-dimetil C13 0.00 0.00 - - - - - -

3-metil C15 0.02 0.00 - - - - - -

2,4-dimetil C14 0.00 0.00 - - - - - -

3-metil C16 0.07 0.00 - - - - - -

2,4-dimetil C15 0.01 0.00 - - - - - -

3-metil C17 0.03 0.00 - - - - - -

2,4-dimetil C16 0.00 0.00 - - - - - -

H2S 6.83 0.00 6.83 0.00 - - - -

Total flow (kg/h) 2977.90 2578.65 8.08 4.22

Mol Flow (kmol/h) 713.60 691.70 0.23 0.02

Phase vapor Vapor vapor vapor

P (kPa) 120 120 120 120

T (oC) 51.9 0.0 0.0 120.0

Page 33: Laporan Tugas Akhir

Joseph - Laporan 2 Neraca Massa dan Energi 33

Tabel 3.7 Neraca Massa Proses Steam Reforming (1)

Comp.

44 45 46 48 52 53 55 56 57 58 61

kg/h frac-

mol kg/h

frac-

mol kg/h

frac-

mol kg/h

frac-

mol kg/h

frac-

mol kg/h

frac-

mol kg/h

frac-

mol kg/h

frac-

mol kg/h

frac-

mol kg/h

frac-

mol kg/h

frac-

mol

H2 1332.93 0.96 - - 0.04 0.00 1332.89 0.98 1300.87 1.00 - - 32.02 0.63 32.02 0.63 0.00 0.00 - - 32.02 0.01

CO - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - -

CO2 738.75 0.02 - - 711.80 0.02 26.95 0.00 26.89 0.00 - - 0.03 0.00 0.03 0.00 0.00 0.00 - - 0.03 0.00

CH4 3.21 0.00 - - - - 3.21 0.00 0.89 0.00 4215.86 0.88 2.32 0.01 2.32 0.01 0.00 - - - 4218.17 0.19

C2H6 - - - - - - - - - - 550.80 0.06 - - - - - - - - 550.80 0.01

C3H8 433.57 0.01 - - 0.01 0.00 433.56 0.01 33.81 0.00 303.24 0.02 399.74 0.36 399.70 0.36 0.05 0.07 - - 702.94 0.01

H2O 63.35 0.01 - - 63.35 0.01 - - - - - - - - - - - 0.00 19276.16 1.00 19276.16 0.77

H2S 6.83 0.00 - - 6.83 0.00 0.00 0.00 0.00 0.00 - - - - 0.00 0.00 - 0.00 - - 0.00 0.00

MDEA - - 36400.00 0.46 36397.91 0.44 2.09 0.00 - - - - 2.09 0.00 0.02 0.00 2.07 0.88 - - 0.02 0.00

DEA - - 38325.00 0.54 38324.85 0.53 0.15 0.00 - - - - 0.15 0.00 0.00 0.00 0.15 0.05 - - 0.00 0.00

N2 - - - - - - - - - - 336.71 0.04 - - - - - - - - 336.71 0.01

Total flow

(kg/h) 2578.63 74725.00 75504.80 1798.84 1362.47 5406.60 436.35 434.09 2.27 19276.16 25116.85

Mol Flow

(kmol/h) 691.71 670 689.9 671.8 646.7 300 25.11 25.09 0.02 1070 1395

Phase vapor liquid liquid vapor vapor vapor 99.92 %

vapor vapor liquid vapor vapor

P (kPa) 200 350 250 120 1000 120 120 120 120 120 2400

T (oC) 56.7 50.1 62.5 50.2 410.9 30.0 30.0 30.0 30.0 150.0 650.0

41

E-21

44

Amine 1

E-22

45

Absorber

46

48 Membrane

Cooler E-27 Heater

55

56

57

5358

3 Stage Compressor

61

Heater

E-38

52

Page 34: Laporan Tugas Akhir

Joseph - Laporan 2 Neraca Massa dan Energi 34

Tabel 3.8 Neraca Massa Proses Steam Reforming (2)

Comp. 62 63 64 65 66 67 68 69 70 71 72 73 74

kg/h frac-

mol kg/h

frac-

mol kg/h

frac-

mol kg/h

frac-

mol kg/h

frac-

mol kg/h

frac-

mol kg/h

frac-

mol kg/h

frac-

mol kg/h

frac-

mol kg/h

frac-

mol kg/h

frac-

mol kg/h

frac-

mol kg/h

frac-

mol

H2 857.02 0.25 - - 857.02 0.23 1148.64 0.31 1148.64 0.31 1163.09 0.32 2463.96 0.49 2463.96 0.49 2463.82 0.75 0.14 0.00 2463.82 0.75 - - 2455.30 0.85

CO 4289.59 0.09 - - 4289.59 0.08 237.81 0.00 237.81 0.00 36.97 0.00 36.97 0.00 36.97 0.00 36.92 0.00 0.05 0.00 36.92 0.00 - - 36.79 0.00

CO2 - - - - - - 6366.00 0.08 6366.00 0.08 6681.55 0.08 6708.44 0.06 6708.44 0.06 6698.92 0.09 9.52 0.00 6698.92 0.09 - - 0.12 0.00

CH4 3116.17 0.11 - - 3116.17 0.11 3116.17 0.11 3116.17 0.11 3116.17 0.11 3117.07 0.08 3117.07 0.08 3116.84 0.12 0.23 0.00 3116.84 0.12 - - 3101.24 0.14

C2H6 - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - -

C3H8 - - - - - - - - - - - - 33.81 0.00 33.81 0.00 33.77 0.00 0.04 0.00 33.77 0.00 - - 33.63 0.00

H2O 16517.33 0.54 2252.00 1.00 18769.21 0.57 16163.33 0.49 16163.33 0.49 16034.16 0.49 16034.16 0.36 16034.16 0.36 646.12 0.02 15388.04 1.00 646.12 0.02 - - - -

H2S - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - -

MDEA - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - 10400000.00 0.54 5.32 0.00

DEA - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - 7665000.00 0.46 0.27 0.00

N2 342.44 0.01 - - 342.44 0.01 342.32 0.01 342.32 0.01 342.32 0.01 342.32 0.00 342.32 0.00 342.17 0.01 0.15 0.00 342.17 0.01 - - 341.36 0.01

Total flow

(kg/h) 25122.55 2252.00 27374.44 27374.27 27374.27 27374.27 28736.74 28736.74 13338.56 15398.17 13338.56 18065000.00 5974.03

Mol Flow

(kmol/h) 1702 125 1827 1827 1827 1827 2473 2473 1619 854 1619 160181.8 1426

Phase vapor vapor vapor vapor vapor vapor vapor 65.45% vapor vapor liquid vapor vapor vapor

P (kPa) 2100 2100 2000 1700 1600 1300 1000 900 900 900 300 300 200

T (oC) 950.0 450.0 315.0 400.0 205.0 240.0 276.8 60.0 60.0 60.0 60.0 50.1 50.1

61

Reformer

62

63 Cooler

64

HTSC

65

Cooler

66

LTSC

67

52

68

Cooler

69

70

71

72

Amine 2

E-41

73

Absorber

74

Page 35: Laporan Tugas Akhir

Joseph - Laporan 2 Neraca Massa dan Energi 35

Tabel 3.9 Neraaca Massa Proses Steam Reforming (3)

Comp.

75 76 77 78 79 80 81 82 83 84

kg/h frac-

mol kg/h

frac-

mol kg/h

frac-

mol kg/h

frac-

mol kg/h

frac-

mol kg/h

frac-

mol kg/h

frac-

mol kg/h

frac-

mol kg/h

frac-

mol kg/h

frac-

mol

H2 8.52 0.00 2455.30 0.85 2455.30 1.00 - - 2455.30 1.00 8.56 0.00 8.56 0.02 - - - - - -

CO 0.13 0.00 36.79 0.00 0.04 0.00 36.76 0.01 0.04 0.00 0.13 0.00 0.13 0.00 - - 36.76 0.01 - -

CO2 6698.80 0.00 0.12 0.00 - - 0.12 0.00 - - 7410.61 0.00 7410.61 0.79 - - 0.12 0.00 - -

CH4 15.60 0.00 3101.24 0.14 43.23 0.00 3058.01 0.93 43.23 0.00 15.60 0.00 15.60 0.00 - - 3058.01 0.93 - -

C2H6 - - - - - - - - - - - - - - - - - - - -

C3H8 0.14 0.00 33.63 0.00 29.48 0.00 4.15 0.00 29.48 0.00 0.16 0.00 0.16 0.00 - - 4.15 0.00 - -

H2O 646.12 0.00 - - - - - - - - 709.47 0.00 709.46 0.18 0.01 0.00 - - - -

H2S - - - - - - - - - - 6.83 0.00 6.83 0.00 - - - - - -

MDEA 10399994.68 0.54 5.32 0.00 - - 5.28 0.00 - - 10436392.59 0.54 - - 10436392.59 0.54 0.31 0.00 4.97 0.94

DEA 7664999.73 0.45 0.27 0.00 - - 0.27 0.00 - - 7703324.58 0.45 - - 7703324.58 0.46 0.00 0.00 0.26 0.06

N2 0.81 0.00 341.36 0.01 0.07 0.00 341.28 0.06 0.07 0.00 0.81 0.00 0.81 0.00 - - 341.28 0.06 - -

Total

flow

(kg/h) 18072364.53 5974.03 2528.11 3445.86 2528.11 18147869.33 8152.15 18139717.18 3440.63 5.23

Mol

Flow

(kmol/h) 160375.1 1426 1221 205 1221 161064.9 213.2 160851.7 204.2 0.04

Phase liquid vapor vapor vapor vapor liquid vapor liquid vapor liquid

P (kPa) 250 150 50 50 100 250 200 200 50 120

T (oC) 50.3 25.0 25.0 25.0 113.8 50.4 74.0 280.1 25.0 25.0

Page 36: Laporan Tugas Akhir

Joseph - Laporan 2 Neraca Massa dan Energi 36

DAFTAR PUSTAKA

Akbar, Emil et al. 2009. Characteristic and Composition of Jatropha Curcas Oil

Seed from Malaysia and its Potential as Biodiesel Feedstock. European

Journal of Scientific Research Vol. 29 No. 3, pp. 396 - 403.

Andreoletti, Oliver et.al. 2010. Scientific Opinion on the Neste Oil Application for

a new alternative method of disposal or use of Animal By-Products.

European Food Safety Authority Journal 2010;8(10):1825.

Brandrup, J.; Immergut, E. H.; dan Grulke E. A. 1997. Polymer Handbook 4th

Edition. Canada: John Wiley and Sons.

Chiu, Li-Feng, dan Li, Meng-Hui. 1999. Heat Capacity of Alkanolamine Aqueous

Solutions. Journal of Chemical Engineering Data 1999, 44 (6), 1396 –

1401. ACS.

Chopey, Nicholas P. Handbook of Chemical Engineering Calculations 3rd

Edition. McGraw-Hill.

Direktorat Pemasaran Niaga Pertamina. 2007. Lembar Data Keselamatan Bahan

PERTAMINA DEX. Pertamina.

Graeme, Scott. et al. 2004. Advanced Solutions for Paraffin Isomerization:

Introducing ATIS-2L. Slide pada AXENS Annual Meeting.

Green, Don W., dan Perry, Robert H. 2008. Perry’s Chemical Engineers’

Handbook 8th Edition. McGraw-Hill Companies.

Guo, Boyun dan Ghalambor, Ali. 2005. Natural Gas Engineering Handbook.

Texas: Gulf Publishing Company.

Hsieh, H.P. 1996. Inorganic Membranes for Separation and Reaction.

Amsterdam: Elsevier Science B.V.

Jassem, Fatma H. 2010. Catalyst for Naphtha Isomerization. Kuwait Institute for

Scientific Research.

Page 37: Laporan Tugas Akhir

Joseph - Laporan 2 Neraca Massa dan Energi 37

Kasza, Tamas; Solymosi, Peter; et al. 2010. Investigation of Isoparaffin Rich

Alternative Fuel Production. MOL Institutional Department of

Hydrocarbon and Coal Processing.

Marker, Terry L.; Kokayeff, Peter; Abdo, Suheil F.; Baldiraghi, Franco; dan

Sabatino, Luigina M.F. 2009. Production of Diesel Fuel From

Biorenewable Feedstocks with Lower Hydrogen Consumption. U.S.A

Patent Publication.

McCabe, Warren L.; Smith, Julian C.; dan Harriott, Peter. 1993. Unit Operations

of Chemical Engineering 5th Edition. Singapore: McGraw-Hill Book.

Meyers, Robert A. 2004. Handbook of Petroleum Refining Process 3rd Edition.

McGraw-Hill Company.

Rao, K.S, et. al. 2009. Phospholipid Composition of Jatropha Curcas Seed Lipids.

Journal of the American Oil Chemists 39.

Sundarapandian, S., dan Devaradjane, G. 2007. Performance and Emission

Analysis of Bio Diesel Operated CI Engine. Journal of Engineering,

Computing and Architecture (ISSN 1934 -7197), Vol. 1, Issue 2, 2007.

Tapasvi, Dhruv; Wiesenborn, Dennis; dan Gustafson, Cole. 2004. Process

Modeling Approach for Evaluating the Economic Feasibility of Biodiesel

Production. ASAE/CSAE Conference.

Tominaga, Hiroo, dan Tamaki, Masakazu. 1997. Chemical Reaction and Reactor

Design. Sussex: John Wiley and Sons.

Traore, S. dan Thiam, M. Characterisation of a Biodiesel from an Alkali

Transesterification of Jatropha curcas Oil.

van Ness, H.C.; Smith, J.M.; dan Abbott, M.M. 2005. Introduction to Chemical

Engineering Thermodynamics. New York: McGraw-Hill.

Yaws, Carl L. 2008. Thermophysical Properties of Chemicals and Hydrocarbons.

William Andrew.

Page 38: Laporan Tugas Akhir

Joseph - Laporan 2 Neraca Massa dan Energi 38

Zare Aliabad, H., dan Mirzaei, S. 2009. Removal of CO2 and H2S using Aqueous

Alkanolamine Solutions. World Academy of Science, Engineering and

Technology 49.

Sumber Internet

www.wolframaplha.com

Page 39: Laporan Tugas Akhir

Joseph - Laporan 2 Neraca Massa dan Energi 39

LAMPIRAN A

CONTOH PERHITUNGAN NERACA MASSA DAN ENERGI

A.1 Proses Degumming

Pada mixing tank, terjadi proses pencampuran antara minyak jarak mentah yang

telah dipanaskan dengan larutan asam fosfat dan soft water (aqua dm). Setelah

melalui reaktor ini, maka getah dan air akan dapat dipisahkan sehingga minyak

jarak dapat memenuhi syarat untuk proses hidrodeoksigenasi. Berikut langkah

perhitungannya.

Gambar A.1 Diagram Alir Tangki Pencampur Degumming

Tabel A.1 Aliran Neraca Massa Tangki Pencampur Degumming

Comp.

2 3 4 5

kg/h frac-

mol kg/h

frac-

mol kg/h

frac-

mol kg/h

frac-

mol

CJO 8583.71 0.99 - - - - 8583.71 0.97

Water - - 0.18 1.00 1.96 1.00 2.14 0.01

Gums 126.30 0.01 - - - - 126.30 0.01

H3PO4 - - 0.00 0.00 - - 0.00 0.00

Total Flow (kg/h) 8710.000 0.180 1.960 8712.141

Mol flow (kmol/h) 10.000 0.010 0.109 10.119

Phase liquid liquid liquid slurry

P (kPa) 120 120 120 120

T (oC) 70 30 30 70

Prinsip neraca massa : jumlah massa aliran masuk = jumlah massa aliran keluar.

Mixing Tank 2

3 4

5

Page 40: Laporan Tugas Akhir

Joseph - Laporan 2 Neraca Massa dan Energi 40

Aliran masuk = aliran 2, 3, dan 4 sedangkan aliran keluar = aliran 5. Neraca

massa total:

aliran 2 + aliran 3 + aliran 4 = aliran 5

8710 + 0,18 + 1,96 = 8712,14 kg/jam

Untuk neraca komponen seperti CJO, air, getah, dan asam fosfat, perhitungannya

pun sama. Air misalnya, laju alir massa air pada aliran 3 + laju alir massa air pada

aliran 4 = laju alir massa air pada aliran 5.

0,179 + 1,96 = 2,139 kg/jam

Prinsip neraca energi: jumlah energi yang masuk = jumlah energi yang keluar.

Energi dalam kasus ini dapat berupa energi yang terkandung dalam aliran, energi

yang dimasukkan (seperti untuk pompa, pemanasan, pendinginan, dan energi

reaksi), energi untuk berubah fasa, dst. Untuk menghitung kandungan energi

aliran, rumus yang digunakan adalah � � �. � ��. ��

(untuk kapasitas panas

spesifik (Cp yang bergantung kepada temperatur) dan Q = m.Cp.∆T (untuk

kapasitas panas yang dianggap tetap). Tanda m pada kedua rumus tersebut dapat

berupa massa atau jumlah mol, tergantung satuan Cp yang digunakan. Kapasitas

panas spesifik (Cp) tiap komponen dalam proses degumming dapat dilihat pada

Tabel A.2.

Tabel A.2 Kapasitas Panas yang Digunakan untuk Proses Degumming

Komp Sumber Rumus Cp Satuan

CJO Jurnal

2 kJ/(kg.oC)

H2O* Perry A+B.T+C.T2+D.T

3+E.T

4 J/(kmol.K)

Gums = CJO 2 kJ/(kg.oC)

H3PO4 Perry 4.14 kJ/(kg.oC)

A B C D E

276370 -2090.1 8.125 -0.014116 9.37E-06

*konstanta untuk rumus Cp air

Contoh perhitungan

Temperatur referensi = 0 oC = 273,16 K.

Laju alir energi pada aliran 2 (Cp gums dianggap sama dengan minyak jarak):

� � �. ��. ∆ � 8710 ����� � 2 ��

��. �.� � �70�� � 0��� � ���� !! �����

Laju alir energi pada aliran 3:

Page 41: Laporan Tugas Akhir

Joseph - Laporan 2 Neraca Massa dan Energi 41

Qasam fosfat + Qair = Q aliran 3

Qasam fosfat =�. ��. ∆ � 0,0015 $%&'( � 4,14 $*

$%. +., � �30�� � 0��� � 0,183 $*&'(

Qair = �. � ��. �,

� 0,01 � � �276370 � 2090,1 0 8,1251 �233

0,014116309,374�06 4.� �22657,6�����22,66�����.

Q aliran 3 = ��, 56 $*&'(

Laju alir energi pada aliran 4:

� � �. � ��. �,

� 0,109 � � �276370 � 2090,1 0 8,1251 �233

0,014116309,374�06 4.� �246787,12��������� 7777,,,,8888���������.

Laju alir energi pada aliran 5 sama dengan total laju alir energi 2, 3, dan 4.

�9 � �1 0 �2 0 �: � 1219400 0 22,85 0 246,79 � ����77�, 7 $*&'(.

A.2 Proses Hidrodeoksigenasi

A.2.1 Neraca massa reaktor

Gambar A.2 Diagram Alir Sederhana Reaktor Hidrodeoksigenasi

Aliran 17 memiliki laju alir massa sebesar 9728,32 kg/jam dengan komponen:

minyak jarak (8583,71 kg/jam; 9,69 kmol/jam), hidrogen (1135,17 kg/jam; 563,08

kmol/jam), dan dimetildisulfit (9,44 kg/jam; 0,1 kmol/jam). Perhitungan keluaran

reaktor menggunakan reaksi yang ada pada Tabel 3.1. Maka, untuk perhitungan

keluaran reaktor adalah sebagai berikut:

• Perhitungan minyak jarak

Asam lemak yang terikat pada minyak jarak dapat dibagi menjadi 4

komponen besar yaitu palmitat (C16 jenuh), stearat (C18 jenuh), oleat (C18:1,

1 ikatan rangkap), dan linoleat (C18:2, 2 ikatan rangkap), dengan komposisi

Reaktor 17 18

Page 42: Laporan Tugas Akhir

Joseph - Laporan 2 Neraca Massa dan Energi 42

masing-masing secara berurutan (sudah dibulatkan hanya menjadi 4

komponen ini, sehingga berbeda dari Tabel 1.1) adalah 0,146; 0,07; 0,454;

dan 0,33. Dengan perhitungan setiap reaksi dianggap semua asam lemak

yang terikat pada trigliserida adalah sama. Reaksi yang terjadi juga terdiri

dua jenis yaitu dekarboksilasi dan hidrodeoksigenasi dengan pembagian

0,57 dekarboksilasi dan 0,43 hidrodeoksigenasi. Maka, perhitungan reaksi

adalah dengan menghitung mol produk yang dihasilkan dari tiap jenis

trigliserida dalam kedua reaksi tersebut. Contoh akan diberikan untuk

trigliserida dengan asam lemak palmitat (C16 jenuh).

Reaksi yang terdjadi untuk trigliserida dengan asam lemak palmitat adalah

Dekarboksilasi: ;<�=<>?;<�� 0 3@1 A 3 �B9@21 0 3 �C1 0 �2@D dan

Hidrodeoksigenasi: ;<�=<>?;<�� 0 12@1 A 3 �BE@2: 0 6 @1C 0 �2@D

Maka, untuk setiap 1 mol trigliserida C16, akan dihasilkan:

� C15H32 dengan jumlah 0,57 x 3 = 1,71 mol

� CO2 dengan jumlah 0,57 x 3 = 1,71 mol

� C3H8 dengan jumlah 0,57 x 1 + 0,43 x 1 = 1 mol

� C16H34 dengan jumlah 0,43 x 3 = 1,29 mol

� H2O dengan jumlah 0,43 x 6 = 2,58 mol

Sementara itu, hidrogen yang dikonsumsi adalah 0,57 x 3 + 0,43 x 12 =

6,87 mol.

Tetapi harus diingat bahwa perhitungan ini adalah untuk 1 mol trigliserida

C16, sedangkan jumlah trigliserida dengan semua asam lemak C16 adalah

0,146 x 9,69 kmol/jam = 1,415 kmol/jam. Sehingga, hidrogen yang

dikonsumsi adalah 1,415 x 6,87 = 9,719 kmol/jam, dan produk yang

dihasilkan adalah:

� C15H32 = 1,71 x 1,415 = 2,42 kmol/jam

� CO2 = 1,71 x 1,415 = 2,42 kmol/jam

� C3H8 = 1 x 1,415 = 1,415 kmol/jam

� C16H34 = 1,29 x 1,415 = 1,825 kmol/jam

� H2O = 2,58 x 1,415 = 3,651 kmol/jam

Perhitungan ini dilakukan untuk semua jenis trigliserida yang terlibat dan

DMDS yang juga ikut bereaksi. Semua produk yang dihasilkan dan

Page 43: Laporan Tugas Akhir

Joseph - Laporan 2 Neraca Massa dan Energi 43

hidrogen yang dikonsumsi dapat dilihat pada Tabel A.3 (konversi ≈

100%).

Tabel A.3 Produk Keluar Reaktor dan Hidrogen Terkonsumsi

Komponen kmol/jam

CH4 0.201

C3H8 9.855

CO2 16.806

C15H32 2.454

C16H34 1.863

C17H36 14.353

C18H38 10.896

H2O 25.517

H2S 0.201

H2 (terkonsumsi) 101.078

• Perhitungan hidrogen

Perhitungan sisa hidrogen dilakukan dengan menggunakan jumlah

hidrogen masuk reaktor dikurangi jumlah hidrogen yang terkonsumsi yaitu

563,08 kmol/jam – 101,078 kmol/jam = 462,002 kmol/jam x 2 kg/kmol =

924, 004 kg/jam.

A.2.1 Neraca energi reaktor

Untuk menghitung energi reaksi, langkah pertama adalah menghitung panas

reaksi. Panas reaksi sendiri bergantung kepada temperatur seperti pada rumus:

Untuk menghitung panas reaksi pada temperatur tertentu, diperlukan dua jenis

data yang penting yaitu panas reaksi pada temperatur referensi (T0) dan kapasitas

panas dari masing-masing komponen. Sementara itu, untuk menghitung panas

reaksi pada T0 menggunakan rumus:

∆@F � G @HIF�JK$ � G @HFL'$M'N

Page 44: Laporan Tugas Akhir

Joseph - Laporan 2 Neraca Massa dan Energi 44

Hf merupakan energi pembentukan dari masing-masing komponen yang terlibat

dalam reaksi. Data Hf yang tersedia biasanya adalah energi pembentukan pada

temperatur 25 oC, maka T0 yang digunakan adalah 25 oC. Mayoritas data energi

pembentukan setiap komponen pada reaksi hidrodeoksigenasi yang digunakan,

diambil dari buku Introduction to Chemical Engineering Thermodynamics, van

Ness, et.al. Tetapi untuk trigliserida dan alkana rantai panjang (pentadekana,

heksadekana, heptadekana, dan oktadekana), energi pembentukan dapat

diperkirakan menggunakan model Domalski-Hearing.

Model Domalski-Hearing merupakan model yang memperkirakan energi

pembentukan zat-zat kimia dengan menggunakan kontribusi gugus. Data yang

diperlukan adalah struktur molekul dari zat kimia. Karena struktur molekul dari

setiap zat kimia yang terlibat dalam reaksi di reaktor diketahui, maka model ini

digunakan. Ketidakpastian untuk model ini adalah 3 % (Perry, 2008). Contoh

perhitungan yang dilakukan adalah memperkirakan energi pembentukan dari

trigliserida.

Untuk memperkirakan energi pembentukan dari trigliserida, perhitungan dari

gliserol dan asam lemak dipisahkan. Gliserol pada trigliserida memiliki struktur

molekul seperti pada Gambar A.3.

Gambar A.3 Struktur Molekul Gliserol pada Trigliseri da

Keterangan: Garis Merah menyatakan batas struktur molekul gliserol, karbon yang ada di luar

garis merah merupakan karbon dari asam lemak yang mengikat gliserol.

Dari Gambar A.3, dapat dilihat bahwa gliserol memiliki 3 gugus CO – (C)(O)

[yaitu gugus C yang berikatan rangkap dengan O (C = O) serta berikatan tunggal

dengan C lain dan O, garis warna biru], 3 gugus O – (C)(CO) [garis warna hijau],

Page 45: Laporan Tugas Akhir

Joseph - Laporan 2 Neraca Massa dan Energi 45

2 gugus C – (2H)(O)(C) [garis warna oranye], dan 1 gugus C – (H)(O)(2C),ester

[garis warna biru muda]. Dengan cara yang sama, gugus asam lemak dari

trigliserida (yang merupakan alkana rantai lurus) dapat diperkirakan, jumlah

gugus dari tiap asam lemak trigliserida dapat dilihat pada Tabel A.4.

Tabel A.4 Jumlah Jenis Gugus yang Terdapat pada Asam Lemak Trigliserida

Asam Lemak Jenis Gugus

C-(2H)(CO)(C) C-(3H)(C) C-(2H)(2C) Cd-(H)(C)

C16 jenuh 1 1 13 -

C18 jenuh 1 1 15 -

C18:1 1 1 13 2

C18:2 1 1 11 4

Setelah jenis gugus diketahui, energi pembentukan (tersedia dalam fasa gas dan

cair) dari setiap gugus dapat dilihat pada handbook yang memuat mengenai

metode Domalski-Hearing, seperti pada handbook Perry. Maka, untuk energi

pembentukan gliserol pada 25 oC = {3 x (-149,37)} + {3 x (-196,02)} + {2 x (-

35,8)} + {1 x (-21)} = -1128,77 kJ/mol. Sementara untuk energi pembentukan

asam lemak – asam lemak pada trigliserida, masing-masing jenis asam lemak

dihitung energi pembentukannya dengan cara yang sama seperti perhitungan

energi pembentukan gliserol. Setelah itu, dengan komposisi asam lemak C16

jenuh, C18 jenuh, C18:1, dan C18:2 yang sama seperti sebelumnya (0,146; 0,07;

0,454; dan 0,33), dihitung energi pembentukan untuk satu gugus asam lemak pada

trigliserida pada 25 oC = {0,146 x (-406,24)} + {0,07 x (-457,7)} + {0,454 x (-

344,14)} + {0,33 x (-230,58)} = -323,681 kJ/mol. Sehingga, energi pembentukan

total trigliserida = -1128,77 kJ/mol + 3 x -323,681 kJ/mol = -2099,81 kJ/mol.

Dengan cara yang sama, energi pembentukan standar untuk pentadekana,

heksadekana, heptadekana, dan oktadekana juga dihitung. Kemudian, panas reaksi

hidrodeoksigenasi pada temperatur 25 oC dapat dihitung dengan cara:

∆@F � G @HIF�JK$ � G @HFL'$M'N

Untuk produk, jumlah mol yang digunakan adalah jumlah mol hasil reaksi

dekarboksilasi dan hidrodeoksigenasi jika trigliserida yang digunakan 1 mol

(seperti pada perhitungan neraca massa reaksi). Maka,

Page 46: Laporan Tugas Akhir

Joseph - Laporan 2 Neraca Massa dan Energi 46

∆@F,1ODP � Q1,71 @H+RS0 @H+TUV

0 2,59@HUSR 0 0,25@H+WXUTS0 0,19@H+WYUTZ

0 1,46 @H+W[UTY0 1,1@H+WVUTV\ – Q@HMF^%_^`LF^J'a

= {1,71 x (-393,51) + (-104,68) + 2,59 x (-285,83) + 0,25 x (-352,71) + 0,19 x (-

373,34) + 1,46 x (-393,97) + 1,1 x (-414,6)} – {-2099,81} = -492,62 kJ/mol.

Untuk menghitung panas reaksi pada temperatur operasi yaitu 370 oC, dihitung

dengan cara:

Persamaan Cp didapat dari handbook Perry. ∆Cp merupakan (Cpproduk x molproduk)

– (Cpreaktan x molreaktan) untuk komponen-komponen yang terlibat dalam reaksi. Cp

yang digunakan menggunakan Cp gas atau cair yang cocok dengan persamaan

hiperbolik, dengan persamaan umum , untuk

C1,2,3,4, dan 5 didapat dari data di handbook. Dengan perhitungan seperti rumus

di atas, maka didapat panas reaksi hidrodeoksigenasi pada temperatur 370 oC

adalah -486837,15 kJ/kmol. Sementara panas reaksi hidrogenasi DMDS pada

temperatur 370 oC (dengan cara yang sama) adalah -198551,39 kJ/kmol.

Maka, laju alir energi pada reaktor = {-486837,15 x 9,86} + {-198551,39 x 0,1}=

-4817677,72 kJ/jam.

A.3 Isomerisasi

A.3.1 Neraca massa reaktor

Perhitungan keluaran reaktor isomerisasi dilakukan dengan asumsi bahwa

konversi reaktan menjadi produk total adalah 75% dan dari jumlah tersebut, 95 %

menjadi produk dengan 1 cabang (3 metil Cn) [Jassem,2010]. Dengan begitu,

untuk reaksi isomerisasi pentadekana (C15H32) menjadi 3-metiltetradekana dan

2,4-dimetiltridekana dapat dihitung seperti berikut:

Page 47: Laporan Tugas Akhir

Joseph - Laporan 2 Neraca Massa dan Energi 47

Laju alir pentadekana masuk reaktor = 126,44 kg/jam

Pentadekana yang bereaksi = 0,75 x 126,44 kg/jam = 94,83 kg/jam

Sisa pentadekana = 126,44 – 94,83 = 31,61 kg/jam

3-metiltetradekana yang terbentuk = 0,95 x 94,83 kg/jam = 90,09 kg/jam

2,4-dimetiltridekana yang terbentuk = 0,05 x 94,83 kg/jam = 4,74 kg/jam

Dengan cara yang sama, perhitungan untuk reaksi isomerisasi heksadekana,

heptadekana, dan oktadekana juga dilakukan. Sementara itu, zat lain yang masuk

reakor tidak bereaksi (termasuk hidrogen) maka laju alir massa zat-zat tersebut

pada saat masuk reaktor sama dengan pada saat keluar reaktor. Laju alir massa

masuk dan keluar reaktor dapat dilihat pada Tabel A.5.

Tabel A.5 Laju Alir Masuk dan Keluar Reaktor Isomerisasi

Comp. Masuk Keluar

Mass Flow (kg/h) Mass Flow (kg/h)

H2 211.21 211.21

CO2 0.07 0.07

Propane 0.42 0.42

H2O 0.03 0.03

DMDS - -

CH4 0.00 0.00

n-C15 126.44 31.61

n-C16 117.31 29.33

n-C17 1073.93 268.48

n-C18 928.66 232.16

3-metiltetradecane - 90.09

2,4-dimetiltridecane - 4.74

3-metilpentadecane - 83.58

2,4-dimetiltetradecane - 4.40

3-metilhexadecane - 765.18

2,4-dimetilpentadecane - 40.27

3-metilheptadecane - 661.67

2,4-dimetilhexadecane - 34.82

H2S 0.01 0.01

A.3.2 Laju alir energi reaktor

Laju alir energi reaktor isomerisasi dihitung dengan cara yang sama dengan

perhitungan laju energi reaktor hidrodeoksigenasi. Perbedaannya adalah pada

Page 48: Laporan Tugas Akhir

Joseph - Laporan 2 Neraca Massa dan Energi 48

persamaan Cp. Persamaan Cp produk reaksi isomerisasi (3-metil Cn dan 2,4-

dimetil Cn) didapat dengan mengalurkan grafik Cp terhadap temperatur (dari 0oC

sampai yang dihitung dengan menggunakan HYSYS 2006.5 dan persamaan garis

didapat dengan menggunakan trendline. Contoh grafik dan persamaan yang

dihasilkan untuk 3-metiltetradekana dapat dilihat pada Gambar A.4.

Gambar A.4 Grafik dan Persamaan Cp 3-metiltetradekana Terhadap Temperatur

Tetapi karena hal tersebut pula, diduga menjadi penyebab panas reaksi pada

temperatur 25 oC menunjukkan reaksi eksotermik, namun pada temperatur 330oC

menjadi reaksi endotermik. Hal ini tetap harus dilakukan karena tidak adanya data

kapasitas panas untuk produk-produk isomerisasi. Dari perhitungan seperti reaktor

hidrodeoksigenasi, diperoleh laju alir reaksi isomerisasi dalam reaktor yang dapat

dilihat pada.

Tabel A.6 Laju Alir Reaksi yang Terjadi pada Reaktor Isomerisasi

Reaktan Laju alir reaksi (kJ/jam)

C15H32 19416.27

C16H34 18270.33

C17H36 169813.3

C18H38 225530.2

y = -2E-06x3 + 0.001x2 + 0.291x + 382.2

R² = 0.999

300

350

400

450

500

550

600

650

700

0 100 200 300 400 500

Cp

(k

J/k

mo

l.C

)

T (oC)

Series1

Poly. (Series1)

Page 49: Laporan Tugas Akhir

Joseph - Laporan 2 Neraca Massa dan Energi 49

A.4 Steam Reforming

A.4.1 Neraca massa pemurnian hidrogen dengan membran

Dalam perancangan pabrik ini, pemisahan hidrogen dari gas-gas lain seperti

propana, kukus, metana, dan CO2, dilakukan dengan menggunakan membran.

Penggunaan membran dilakukan karena pemisahan membran lebih hemat energi

dan lebih murni. Pemisahan ini dilakukan dengan prinsip perbedaan ukuran

molekul dari setiap senyawa. Data penting dalam pemisahan membran adalah

permeabilitas, yaitu ukuran kemudahan suatu senyawa melewati pori-pori

membran dengan bahan tertentu. Dalam contoh perhitungan, contoh yang

digunakan adalah untuk menghitung komponen keluaran membran multitahap

kedua. Kondisi aliran masuk membran multitahap dapat dilihat pada Tabel A.7.

Tabel A.7 Kondisi Aliran Masuk Membran Multitahap – 2

Comp.

76

kmol/jam frac-

mol

H2 1217.91 0.85

CO 1.31 0.00

CO2 0.00 0.00

Methane 193.31 0.14

Propane 0.76 0.00

MDEA 0.04 0.00

DEA 0.00 0.00

Nitrogen 12.19 0.01

Total flow (kg/h) 5974.03

Mol Flow (kmol/h) 1426

Phase vapor

P (kPa) 150

T (oC) 25.0

Langkah pertama perhitungan adalah menentukan tekanan keluar membran. Pada

membran multitahap kedua, ditentukan keluaran membran adalah 50 kPa, sama

seperti keluaran membran multitahap pertama. Selanjutnya, menentukan bahan

membran. Bahan yang digunakan adalah LDPE (low density polyethylene) karena

data yang didapat mudah dan harga yang relatif murah. Data permeabilitas yang

dicari adalah untuk gas hidrogen, CO, metana, propana, dan nitrogen, karena

kelima gas tersebut yang dominan pada aliran masuk membran. Data tersebut

dapat dilihat pada Tabel A.8. Sementara senyawa lain dianggap keluar di retentat.

Page 50: Laporan Tugas Akhir

Joseph - Laporan 2 Neraca Massa dan Energi 50

Tabel A.8 Data Permeabilitas Senyawa pada Membran Multitahap – 2

Senyawa Permeabilitas (Barrers) Permeabilitas (kmol/m.s.Pa)

H2 7.4E-13 2.47752E-31

CO 1.1E-13 3.6828E-32

CH4 2.2E-13 7.3656E-32

C3H8 7.1E-13 2.37708E-31

N2 7.3E-14 2.44404E-32

Sumber: Polymer Handbook 4th Edition (Brandrup,1999)

Untuk menghitung keluaran permeat, pertama harus dihitung fluks dari setiap

senyawa, dengan rumus

�b � �b�cB� � c1d�

dengan J menyatakan fluks, Q menyatakan permeabilitas zat, P1 menyatakan

tekanan masuk membran, P2 menyatakan tekanan keluar membran, x menyatakan

fraksi mol senyawa ketika masuk membran, dan y menyatakan fraksi mol

senyawa ketika keluar membran di permeat. Untuk membran dengan aliran masuk

berupa senyawa multikomponen, maka untuk tebakan pertama, dianggap x = y.

Setelah diketahui fluks untuk setiap senyawa, maka fraksi mol senyawa di

permeat dapat diketahui dengan menghitung fraksi fluks senyawa per fluks total.

Contoh perhitungan untuk hidrogen,

Fluks hidrogen tebakan pertama,

�US � �US�cB � c1� � � 2,48 4 � 31 . �150000 � 50000�. 0,85

� 2,12 4 � 26 ���1. ���

Fluks senyawa lain dihitung dengan cara yang sama dan dijumlah, diperoleh fluks

total = 2,22 E-26 kg/m2.jam. Maka, fraksi mol hidrogen pada permeat,

dUS � �US�M�M'_

� 2,12 4 � 262,22 4 � 26 � 0,954

Untuk perhitungan selanjutnya, fluks hidrogen dihitung dengan cara,

�US � �US�cB� � c1d� � 2,48 4 � 31 . �150000.0,85 � 50000.0,954�

� 1,99 4 � 26 ���1. ���

Page 51: Laporan Tugas Akhir

Joseph - Laporan 2 Neraca Massa dan Energi 51

Fluks senyawa lain dihitung dengan cara yang sama dan dijumlah, diperoleh fluks

total = 2,13 E-26 kg/m2.jam. Maka, fraksi mol hidrogen pada permeat untuk

perhitungan kedua,

dUS � �US�M�M'_

� 1,99 4 � 262,13 4 � 26 � 0,935

Perhitungan dilanjutkan sampai angka fraksi mol hidrogen pada permeat

cenderung konstan. Pada perhitungan ke enam, fraksi mol hidrogen (dan senyawa

lain) di permeat sudah konstan. Karena merupakan membran multitahap seperti

pada Gambar 2.6, maka permeat akan masuk sebagai umpan untuk membran

kedua, sehingga perhitungan tahap per tahap seperti di atas diulang, begitu juga

untuk membran ketiga dan keempat, sehingga didapat fraksi mol permeat pada

aliran keluar membran multitahap kedua adalah seperti pada Tabel A.9.

Tabel A.9 Fraksi Mol Aliran Permeat Membran Multitah ap Kedua

Senyawa Fraksi mol

H2 0.997

CO 0.000

CH4 0.002

C3H8 0.001

N2 0.000

Setelah diketahui fraksi mol permeat membran, maka harus ditentukan goal

recovery untuk membran. Dalam hal ini, senyawa yang dijadikan parameter goal

recovery adalah hidrogen. Bila goal recovery 100% berarti semua hidrogen masuk

ke permeat, sementara bila goal recovery 0 % berarti semua hidrogen masuk ke

retentat. Untuk menentukan goal recovery, maka total laju alir molar pada

permeat dihitung dahulu dengan asumsi goal recovery 100%,

e��f �=<; �g=�; �?;�?�h � 10,997 � 1217,91 ��g=

��� � 1221,27 ��g=���

dengan diketahui laju alir molar permeat, maka laju alir molar untuk setiap

senyawa selain hidrogen dapat dihitung dari Tabel A.9. Dengan diketahui laju alir

molar setiap senyawa di permeat, maka laju alir molar setiap senyawa di retentat

dapat dihitung dengan mengurangi laju alir molar setiap senyawa di umpan

Page 52: Laporan Tugas Akhir

Joseph - Laporan 2 Neraca Massa dan Energi 52

dengan laju alir molar setiap senyawa di permeat. Setelah dihitung, tidak ada laju

alir senyawa yang negatif di aliran permeat maupun retentat, sehingga goal

recovery 100% dapat diterima. Hal yang sama dilakukan untuk perhitungan

membran multitahap pertama.

A.4.2 Neraca massa reaktor steam reforming dan shift conversion

Perhitungan laju alir keluar reaktor steam reforming dan shift conversion

dilakukan dengan cara yang sama hanya saja reaksi yang terjadi berbeda. Pada

reaktor steam reforming, reaksi yang berlangsung adalah metana, etana, dan

propana bereaksi dengan kukus menjadi gas CO dan hidrogen, sementara pada

kedua reaktor shift conversion (temperatur tinggi dan temperatur yang lebih

rendah), reaksi yang berlangsung adalah gas CO bereaksi dengan kukus menjadi

gas CO2 dan hidrogen. Contoh perhitungan untuk reaksi propana dengan kukus

pada reaktor steam reforming:

Laju alir mol propana masuk reaktor (aliran 61) adalah 15,94 kmol/jam.

Sementara laju alir molar kukus adalah 1070 kmol/jam. Maka, disusun reaksi,

C3H8 + 3H2O >>> 3 CO + 7 H2

masuk 15.941 1070.000

0.000 15.881

reaksi -10.000 -30.000

30.000 70.000

setimbang 5.941 1040.000

30.000 85.881

Jumlah propana yang bereaksi untuk pertama ditebak 10 kmol, sementara untuk

senyawa lain berlangsung secara stoikiometrik. Setelah itu, konstanta

kesetimbangan dapat dihitung,

�FL'$`^ � i�Cj2. i@1jk

i�2@Dj. i@1Cj2 � 302�85,881k

5,941 � 10402 � 139218292

Sementara itu, dengan menggunakan program Thermosolver versi 1.0 dari John

Wiley and Sons, dapat diperoleh konstanta kesetimbangan reaksi yang sama pada

temperatur yang sama pula, hasilnya adalah 2,38 E+16. Galat dari konstanta hasil

perhitungan dengan konstanta dari software, dihitung,

Page 53: Laporan Tugas Akhir

Joseph - Laporan 2 Neraca Massa dan Energi 53

��=�h � lm>g=fh n�`�HMo'FL � �p^MKN%q�`�HMo'FL

� 2,38 4 0 16 � 1392182922,38 4 0 16 � 1

Dari perhitungan tersebut diperoleh galat yang sangat besar yaitu 100%, maka

dengan menggunakan solver pada program Microsoft Excel, dicari galat terkecil.

Sehingga dihasilkan hampir semua propana bereaksi (pada keadaan setimbang

hampir nol), pada saat tersebut, galat yang diperoleh 0,03%. Dengan cara yang

sama, reaksi steam reforming untuk metana dan etana juga dihitung, begitu pula

dengan shift conversion. Khusus untuk reaksi metana dan shift conversion, data

konstanta kesetimbangan diperoleh dari rumus Rostrup-Nielsen dalam buku

Tominaga, Chemical Reaction and Reactor Design yang dapat menghitung

konstanta kesetimbangan kedua reaksi tersebut bergantung pada temperatur.

Dengan perhitungan yang dilakukan, diperoleh keluaran reaktor seperti pada tabel

neraca massa yang telah diberikan.

A.4.3 Laju alir energi reaktor steam reforming dan shift conversion

Perhitungan laju energi ini sama dengan perhitungan laju energi reaktor

hidrodeoksigenasi yaitu menggunakan energi pembentukan untuk menentukan

panas reaksi pada 25 oC serta menggunakan panas reaksi tersebut dengan integral

persamaan kapasitas panas untuk menentukan panas reaksi pada temperatur

operasi. Contoh perhitungan untuk reaktor low temperature shift conversion

(LTSC).

Reaksi,

�C 0 @1C r �C1 0 @1

∆@F,1ODP � Q @H+RSa – Q@H+R 0 @HUSRa

� s�393,509t � s��110,525� 0 ��241,818�t � �41,166 ���g=

Untuk panas reaksi pada temperatur 240oC,

Page 54: Laporan Tugas Akhir

Joseph - Laporan 2 Neraca Massa dan Energi 54

dengan ∆Cp merupakan (Cpproduk x molproduk) – (Cpreaktan x molreaktan) untuk

komponen-komponen yang terlibat dalam reaksi. Cp yang digunakan

menggunakan Cp gas atau cair yang cocok dengan persamaan hiperbolik, dengan

persamaan umum , untuk C1,2,3,4, dan 5

didapat dari data di handbook. Dengan perhitungan seperti rumus di atas, maka

didapat panas reaksi hidrodeoksigenasi pada temperatur 240 oC adalah -38945,82

kJ/kmol. Dengan cara yang sama, diperoleh panas reaksi pada temperatur operasi

masing-masing reaktor dan dengan mengalikan panas reaksi dengan jumlah

reaktan yang bereaksi, diperoleh laju alir energi seperti pada Tabel A.10.

Tabel A.10 Panas Reaksi dan Laju Alir Energi pada Reaktor Steam Reforming dan Shift Conversion

Reaksi

∆ H reaksi pada

temperatur reaktor

(kJ/kmol)

Laju alir energi

(kJ/jam)

CH4 + H2O = CO +3 H2 223819.175 15374139.11

C2H6 + 2 H2O = 2 CO + 5 H2 352322.176 6453132.968

C3H8 + 3 H2O = 3 CO + 7 H2 553404.479 8821267.402

HTSC; CO + H2O = CO2 + H2 -35941.069 -5198875.688

LTSC; CO + H2O = CO2 + H2 -38945.816 -278852.0458