Laporan Tugas Akhir
-
Upload
soniabdullah -
Category
Documents
-
view
367 -
download
49
description
Transcript of 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
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
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
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
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
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
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
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.
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.
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.
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
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).
Joseph - Laporan 2 Neraca Massa dan Energi 13
Gambar 2.2 Diagram Proses Rancangan untuk Degumming (Atas) dan Reaksi serta Pemulusan Produk (Bawah)
Joseph - Laporan 2 Neraca Massa dan Energi 14
Gambar 2.3 Diagram Alir Proses Steam Reforming
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.
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
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
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.
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
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
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.
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
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.
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.
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
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
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.
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
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
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
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
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
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
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
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
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.
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.
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
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
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:
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
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
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
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],
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,
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:
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
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)
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.
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. ���
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
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,
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,
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