Rancang Pabrik Hidrogen Nizar

PRA RENCANA PABRIK PEMBUATAN HIDROGEN

DENGAN METODE GASIFIKASI KAYU KARET BERTEKANAN RENDAH

SKRIPSI

Dibuat untuk memenuhi salah satu syarat mengikuti Ujian Sarjana pada Jurusan Teknik Kimia Fakultas Teknik

Universitas Sriwijaya

Oleh :

MUHAMAD NIZAR 03023130043

JURUSAN TEKNIK KIMIA FAKULTAS TEKNIK

UNIVERSITAS SRIWIJAYA 2007

PDF created with pdfFactory Pro trial version www.pdffactory.com

http://www.pdffactory.com

LEMBAR PENGESAHAN

JUDUL : PRA RENCANA PABRIK PEMBUATAN HIDROGEN

DENGAN METODE GASIFIKASI KAYU KARET

BERTEKANAN RENDAH

OLEH :

NAMA/NIM : MUHAMAD NIZAR / 03023130043

Telah disidangkan pada tanggal 10 Mei 2007 di Jurusan Teknik Kimia Fakultas

Teknik Universitas Sriwijaya

Inderalaya, Mei 2007

Mengetahui,

Ketua Jurusan Teknik Kimia

Ir. Hj. Farida Ali, DEA NIP. 131 413 941

Menyetujui,

Dosen Pembimbing

Ir. H. Azhary A. Surest, MS NIP. 131 283 773



KATA PENGANTAR

Alhamdulillah, itulah kata yang patut Penyusun ucapkan, karena dengan izin

Allah SWT Penyusun dapat melaksanakan dan merampungkan Tugas Akhir ini dengan

judul “Pra Rencana Pabrik Pembuatan Hidrogen dengan Metode Gasifikasi Kayu

Karet Bertekanan Rendah”.

Tugas akhir ini sebagai salah satu syarat untuk dapat mengikuti ujian sarjana

pada Jurusan Teknik Kimia fakultas Teknik, Universitas Sriwijaya.

Ucapan terima kasih penyusun hanturkan kepada Dosen Pembimbing Tugas

Akhir, bapak Ir. H. Azhary A. Surest, SU yang telah banyak meluangkan waktu dan

membantu membuka cakrawala berfikir penyusun melalui arahan, motivasi, dan

bimbingannya.

Pada kesempatan ini penyusun juga ingin menyampaikan ucapan terima kasih

kepada:

1. Ibu Ir. Farida Ali, DEA., selaku Ketua Jurusan Teknik Kimia Fakultas Teknik

Universitas Sriwijaya.

2. Ibu Tuti Indah Sari,ST, MT , selaku Sekretaris Jurusan Teknik Kimia Fakultas Teknik

Universitas Sriwijaya.

3. Dosen serta seluruh staf Jurusan Teknik Kimia Fakultas Teknik Universitas Sriwijaya

serta kawan-kawan sealmamater dan semua pihak yang telah membantu penyusun

dalam menyelesaikan Tugas Akhir ini.

Akhirnya Penyusun berharap semoga Tugas Akhir ini akan dapat bermanfaat

bagi kita semua. Amiin.

Inderalaya, Mei 2007

Penyusun



INTISARI

Pabrik pembuatan Hidrogen ini direncanakan akan didirikan di daerah Muara

Enim, Sumatera Selatan dengan kapasitas 22.000 Ton/tahun.

Proses pembuatan Hidrogen ini menggunakan metode Gasifikasi. Bahan baku

berupa serbuk kayu karet (diameter partikel 2 inchi) dikontakkan dengan steam

bertekanan rendah di dalam reaktor tipe fluidized bed (R-01). Steam berfungsi sebagai

media gasifikasi. Panas untuk reaksi-reaksi yang terjadi pada gasifier disuplai dengan

mensirkulasikan media pemanas (olivine) yang dibakar bersama char di dalam char

combustor (R-02).

Reaksi gasifikasi yang terjadi :

C(s) + H2O(g) CO(g) + H2(g)

Bentuk Perusahaan ini adalah Perseroan Terbatas (PT) yang dipimpin oleh seorng

Direktur Utama. Sistem organisasi perusahaan adalah line and staff dengan total

karyawan 141 orang.

Hasil Evaluasi dari Pra Rencana Pabrik Pembuatan Hidrogen ini adalah:

ù Biaya Produksi : US$ 227.205.284,170

ù Hasil Penjualan : US$ 280.502.759,18

ù Annual Cash Flow : US$ 44.579.538,7

ù Pay Out Time : 4 tahun

ù Break Even Point : 39,955%

ù Rate of Return : 37,32%

ù Service Live : 10 tahun



DAFTAR ISI

Halaman HALAMAN JUDUL............................................................................................................... i LEMBAR PENGESAHAN .................................................................................................. ii KATA PENGANTAR .......................................................................................................... iii INTISARI .............................................................................................................................. iv DAFTAR ISI ...........................................................................................................................v DAFTAR TABEL ...............................................................................................................viii DAFTAR GAMBAR ............................................................................................................ ix DAFTAR LAMPIRAN ..........................................................................................................x BAB 1 PEMBAHASAN UMUM 1.1 Pendahuluan .......................................................................................................... 1 1.2 Sejarah dan Perkembangan .................................................................................. 2 1.3 Macam-macam proses Pembuatan....................................................................... 2 1.3.1 Thermal Decomposition.............................................................................. 3 1.3.2 Elektrolisa air............................................................................................... 3 1.3.3 Oksidasi Besi dengan steam ....................................................................... 3 1.3.4 Partial Oxidation......................................................................................... 4 1.3.5 Steam Reforming.......................................................................................... 4 1.3.6 Pemisahan Hidrogen Sulfida ...................................................................... 4 1.3.7 Gasifikasi Biomassa .................................................................................... 5 1.4 Sifat Fisika dan Sifat Kimia ................................................................................. 6 BAB 2 PERENCANAAN PABRIK 2.1 Alasan Pendirian Pabrik ..................................................................................... 11 2.2 Pemilihan Kapasitas............................................................................................ 12 2.3 Pemilihan Bahan Baku ....................................................................................... 13 2.4 Pemilihan Proses................................................................................................. 13 2.5 Deskripsi Proses.................................................................................................. 14 BAB 3 LOKASI DAN LETAK PABRIK 3.1 Lokasi Pabrik ..................................................................................................... 18 3.2 Tata Letak Pabrik............................................................................................... 19 3.3 Perkiraan Luas Area yang diperlukan .............................................................. 20 BAB 4 NERACA BAHAN DAN NERACA PANAS 4.1 Neraca Massa ...................................................................................................... 24 4.2 Neraca Panas ....................................................................................................... 31



BAB 5 UTILITAS 5.1 Unit Penyediaan Air ........................................................................................... 36 5.1.1 Air Proses................................................................................................... 36 5.1.2 Air Pendingin............................................................................................. 36 5.1.3 Air Umpan Steam Generator .................................................................... 36 5.1.4 Penyediaan air bersih untuk rumah tangga.............................................. 36 5.2 Unit Penyediaan Tenaga listrik.......................................................................... 37 5.2.1 Peralatan yang membutuhkan listrik ........................................................ 37 5.2.2 Penerangan Pabrik, Perkantoran, dan Fasilitas Lainnya ......................... 38 5.2.3 Peralatan yang Menghasilkan Listrik ....................................................... 39 BAB 6 SPESIFIKASI PERALATAN Spesifikasi Peralatan ................................................................................................. 41 BAB 7 ORGANISASI PERUSAHAAN 7.1 Bentuk perusahaan............................................................................................. 80 7.2 Stuktur Organisasi.............................................................................................. 80 7.3 Tugas dan Wewenang........................................................................................ 81 7.3.1 Dewan Komisaris ..................................................................................... 81 7.3.2 Direktur Utama ......................................................................................... 81 7.3.3 Direktur Teknik dan Produksi ................................................................. 81 7.3.4 Direktur Keuangan dan Umum................................................................ 82 7.3.5 Kepala Bagian........................................................................................... 83 7.3.6 Kepala Seksi ............................................................................................. 83 7.3.7 Operator / Karyawan ................................................................................ 84 7.4 Sistem Kerja ....................................................................................................... 84 7.5 Penentuan Jumlah Buruh................................................................................... 85 BAB 8 ANALISA EKONOMI 8.1 Keuntungan (Profitability) ................................................................................. 92 8.2 Lama Pengembalian Hutang .............................................................................. 93 8.2.1 Lama Pengangsuran Hutang ..................................................................... 94 8.2.2 Pay Out Time............................................................................................. 94 8.3 Total Modal Akhir .............................................................................................. 95 8.3.1 Net Profit Over Total Life of Project (NPC) ........................................... 95 8.3.2 Total Capital Sink...................................................................................... 96 8.4 Laju Pengembalian Biaya (Rate Of Return) ..................................................... 97 8.4.1 Rate of Return on Investment (ROR)....................................................... 97 8.4.2 Discount Cash Flow Rate of Return (DCF – ROR)................................ 98 8.5 Break Event Point (BEP).................................................................................... 99



BAB 9 KESIMPULAN Kesimpulan.............................................................................................................. 102 DAFTAR NOTASI ............................................................................................................ 103 DAFTAR PUSTAKA ........................................................................................................ 116 LAMPIRAN........................................................................................................................ 119



DAFTAR TABEL

Halaman

Tabel 2.1 Data Statistik Kebutuhan Hidrogen di Indonesia ............................................... 12 Tabel 2.2 Konversi Reaksi pada Reaktor-03 ....................................................................... 15 Tabel 7.1 Perincian Jumlah Karyawan................................................................................. 87 Tabel 8.1 Lama Pengansuran Hutang................................................................................... 94 Tabel A.1 Komposisi Kayu Karet (Basis Kering)............................................................. 119 Tabel B.1 Parameter Operasi Gasifier, Yield, dan Komposisi Gas Sintesa..................... 123 Tabel E.1 Indeks Harga Terpasang Peralatan.................................................................... 402 Tabel E.2 Daftar Harga Terpasang Peralatan Tahun 2008 ............................................... 404 Tabel E.3 Daftar Gaji Karyawan per Bulan....................................................................... 407



DAFTAR GAMBAR

Halaman

Gambar 2.1 Diagram Alir Proses Pembuatan Hidrogen ..................................................... 17 Gambar 3.1 Peta Lokasi Pabrik ............................................................................................ 21 Gambar 3.2 Tata Letak Pabrik.............................................................................................. 22 Gambar 3.3 Tata Letak Peralatan ......................................................................................... 23 Gambar 5.1 Diagram Alir Utilitas ........................................................................................ 40 Gambar 7.1 Struktur Organisasi Perusahaan ....................................................................... 90 Gambar 8.1 Break Even Point ............................................................................................ 101 Gambar B.1 Overall Mass Balance.................................................................................... 164



DAFTAR LAMPIRAN

Halaman

Lampiran A Estimasi Formula Kayu Karet ....................................................................... 119 Lampiran B Perhitungan Neraca Massa............................................................................. 121 Lampiran C Perhitungan Neraca Panas.............................................................................. 165 Lampiran D Perhitungan Spesifikasi Peralatan ................................................................. 207 Lampiran E Perhitungan Ekonomi ..................................................................................... 402 Lampiran F Tugas Khusus .................................................................................................. 410



BAB 1

PEMBAHASAN UMUM

1.1. Pendahuluan

Seperti kita ketahui, Indonesia saat ini masih dilanda krisis yang berkepanjangan.

Krisis ini membawa pengaruh di seluruh aspek kehidupan kita. Aspek ekonomi, sebagai

aspek yang sangat utama juga mengalami keterpurukan. Ironisnya negara Indonesia

dikenal akan sumber daya alam yang melimpah. Untuk melepaskan diri dari

keterpurukan Indonesia harus melakukan pembangunan dengan pemanfaatan sumber

daya alam dan sumber daya manusia yang dimilikinya.

Salah satu wujud pembangunan itu adalah pembangunan industri kimia di

Indonesia. Pembangunan industri kimia di Indonesia diharapkan dapat mengurangi

ketergantungan impor bahan kimia dari negara lain. Sasaran lain yang ingin dicapai

adalah memperluas kesempatan kerja, meningkatkan produksi dalam negeri dan

menyeimbangkan struktur ekonomi di Indonesia.

Sehubungan dengan hal tersebut diatas maka dibuatlah suatu pra rencana pabrik

pembuatan hidrogen. Salah satu komoditi yang paling banyak permintaannya adalah

hidrogen. Ada juga komoditi-komoditi lain yang masih diimpor yang merupakan produk

dari proses Hidrogenisasi. Hidrogen mempunyai fungsi sebagai bahan baku pembuatan

Amoniak, oxygenated compound, keperluan elektrolisa, start up cracker, perengkahan

fraksi-fraksi minyak bumi, dan bahan baku berbagai zat kimia lainnya.

Dengan alasan kebutuhan hidrogen makin lama makin meningkat, perlu

dipikirkan pendirian suatu pabrik hidrogen. Ada beberapa hal yang menjadi landasan

pemikiran pendirian pabrik hidrogen.

Pertama, keuntungan finansial yang akan didapatkan, karena permintaan pasar

terhadap hidrogen semakin meningkat dari tahun ke tahun.



Kedua, bahan baku pembuatan hidrogen yaitu kayu karet tersedia dalam jumlah

yang banyak di Indonesia, sehingga kelangsungan proses dapat dipertahankan.

Ketiga, hasil samping yang didapatkan dari proses pembuatan hidrogen dapat

menambah keuntungan finansial.

Keempat, meningkatkan nilai guna kayu karet dari sekedar sebagai kayu bakar

menjadi bahan yang bernilai ekonomi tinggi.

Kelima, meningkatkan nilai jual kayu karet dan juga meningkatkan nilai

pendapatan petani karet. Selain itu, diharapkan dengan berdirinya pabrik Hidrogen ini

dapat mendorong berkembangnya perekonomian masyarakat.

1.2. Sejarah dan Perkembangan

Hidrogen pertama kali ditemukan oleh Paracelus pada tahun 1493-1541, dia

mengatakan apabila suatu asam sulfat direaksikan dengan besi akan timbul udara yang

menyembur seperti angin. Pada tahun 1700, Lamery menyimpulkan bahwa pencampuran

antara hidrogen dengan udara akan meledak bila dikenai dengan nyala api.

Pada tahun 1766, Candevish membuktikan bahwa hidrogen yang terbakar pada

udara tidak akan membentuk zat lain selain air. Pada tahun 1783, Lavoiser memberikan

nama kepada hidrogen.

Proses Catalitic Steam Reforming untuk pembuatan hidrogen mulai beroperasi

secara komersial pada tahun 1930, dengan perkembangan lebih dari lima belas tahun.

Pada tahun 1940, sebanyak 90% produksi hidrogen di dunia dibuat dari batubara dan

kokas, kemudian batubara berangsur-angsur digantikan oleh gas alam atau fraksi-fraksi

minyak bumi. Kemudian, pada tahun 1954, perusahaan Texaco mengembangkan proses

non catalitic partial oxidation yang kemudian dikembangkan lagi oleh Shell dengan

proses gasifikasi.

1.3. Macam-macam proses Pembuatan

Ada beberapa macam proses pembuatan hidrogen dengan bahan baku yang

berbeda pula. Proses-proses itu diantaranya :



1.3.1. Thermal Decomposition

Proses ini berlangsung dengan reaksi:

CXHY → XC + ½ H2

Dari reaksi di atas dihasilkan kokas dalam bentuk padatan sebagai reaksi

samping.

1.3.2. Elektrolisa air

Hidrogen yang dihasilkan dari pembuatan secara elektrolisa adalah air murni.

Metode ini baik untuk pabrik-pabrik skala kecil dan menengah, dimana pabrik ini

biasanya menyediakan hidrogen untuk pembuatan zat organik. Jika listrik searah

dialirkan melalui larutan alkali, maka air akan terurai menjadi H2 dan O2.

Reaksi yang terjadi pada proses ini adalah :

2 H2O → 2 H2O + O2

Metode ini membutuhkan biaya yang lebih besar dari produk lain.

1.3.3. Oksidasi Besi dengan steam

Jika steam berlebihan dialirkan pada songiron pada temperatur 1400°C –

1900°C, maka hidrogen murni dapat dihasilkan. Oksida besi direduksi lagi dengan water

gas atau producer gas dengan reaksi sebagai berikut :

3 Fe + 4 H2O Fe3O4 + 4H2 ……..(1)

Reduksi kembali oksida besi yang menjadi :

Fe3O4 + H2 3FeO + H2O …… (2)

Fe3O4 + CO 3FeO + CO2 ……. (3)

Reaksi ini berlangsung secara intermiten, besi dioksidasi menghasilkan hidrogen

dan kemudian diregenerasikan dengan persamaan (2) dan (3) dengan mengalirkan water

gas. Metode ini cocok untuk operasi berskala menengah atau kecil.



1.3.4. Partial Oxidation

The Texas Company mengembangkan proses yang relatif baru dimana secara

ekonomis lebih unggul dibandingkan dengan metode steam reforming, dimana oksigen

dapat diproduksi dengan lebih murah. Dengan bahan bakar gas alam atau fuel oil, proses

dapat berlangsung tanpa katalis. Reaksi pada proses ini selanjutnya mirip dengan proses

reforming.

Pabrik oksigen diperlukan dalam proses partial oxidation. Oksigen ini diperoleh

dari udara melalui proses pemisahan dari nitrogen. Biaya produksi pabrik hidrogen

banyak dipengaruhi oleh pabrik oksigen.

1.3.5. Steam Reforming

Proses ini merupakan salah satu metode terbaik untuk memproduksi Hidrogen

dari gas alam.

Reaksi utamanya:

CH4 + H2O → CO + 3 H2

Reaksi ini bersifat katalitik, endothermis, dan berlangsung pada temperatur

1000°C.

Banyak panas yang dihasilkan dari produk hasil reforming yang dimanfaatkan

untuk pembangkit steam sebelum diproses lebih lanjut dalam conventer yang sebagian

besar CO diubah menjadi CO2 dengan menggunakan absorber.

Bila terjadi perubahan pada tekanan, temperatur, rasio steam terhadap karbon,

space velocity, tipe katalis, dan komposisi bahan baku maka hasil yang diperoleh akan

bervariasi.

1.3.6. Pemisahan Hidrogen Sulfida

Diperlukan temperatur yang tinggi untuk menjalankan proses ini. Metode ini

digunakan untuk memisahkan secara thermal Hidrogen dan sulfur dari aliran limbah

yang terdiri dari H2S. Pemisahan ini dapat terjadi dalam reaktor thermoelektrika pada



temperatur 1900°C. Energi sisa dari temperatur reaktor direcycle dan digunakan untuk

pemanasan aliran H2S sebelum masuk ke dalam reaktor.

Reaksi yang terjadi:

H2S(g) → H2 (g) + S (l)

CH4 (g) + H2O (g) → CO(g) + 3 H2 (g)

C3H8 (g) + 3 H2O (g) → 3 CO(g) + 7 H2 (g)

3CO(g) + 3 H2O(g) → 3CO2 (g) + 3 H2 (g)

1.3.7. Gasifikasi Biomassa

Gasifikasi biomassa adalah proses perubahan (konversi) biomassa dari fasa solid

menjadi fasa gas (gas sintesa). Pada dasarnya, biomassa dikonversikan menjadi

campuran CO, CO2, H2O, H2, dan hidrokarbon-hidrokarbon ringan. Gasifikasi ini dapat

dilakukan dengan dua metode fluidisasi. Pertama dengan menggunakan fluidisasi

tekanan tinggi pemanasan-langsung yang dikembangkan oleh Institute of Gas

Technology (IGT) dan yang kedua dengan menggunakan fluidisasi tekanan rendah

pemanasan-tidak-langsung yang dikembangkan oleh Battelle Columbus Laboratory

(BCL). Tekanan operasi untuk gasifier dari IGT adalah 24,5 atm dan temperatur

operasinya 920 oC. Di dalam gasifier dari IGT ini, terjadi dua proses, yaitu pertama

pembakaran sebagian char dan biomassa yang mensuplai panas untuk reaksi gasifikasi,

kedua gasifikasi biomassa itu sendiri. Kondisi operasi untuk gasifikasi dengan metode

fluidisasi tekanan rendah adalah pada temperatur 870°C dan tekanan 23 psia. Gasifier

dari BCL ini terdiri dari dua kolom terpisah. Satu kolom untuk gasifikasi biomassa, satu

kolom lagi untuk pembakaran char. Abu, char, dan pasir terbawa keluar bersama gas

sintesa dari kolom gasifikasi. Ketiganya dipisahkan dengan cyclone dan dialirkan ke

kolom pembakaran char untuk memanasi pasir. Panas untuk reaksi gasifikasi ditransfer

antara dua kolom dengan mensirkulasikan pasir yang telah panas kembali ke kolom

gasifikasi.



1.4 Sifat Fisika dan Sifat Kimia

a. Hidrogen

Wujud : Gas

Rumus : H2

Berat Molekul : 2,02

Titik Didih, oC : -252,60

Temperatur Kriris, oC : -229,92

Tekanan kritis, atm : 19,85

Cp, Joule/mol oC : 28,84 + (0,00765*10-2)T + (0,3288*10-5)T2 – (0,8698*10-9) T3

b. Air

Wujud : Gas, Liquid

Rumus : H2O


Titik Didih, oC : 100

Temperatur Kriris, oC : 374,15


Cp(l), Joule/mol oC : 75,4

Cp(g), Joule/mol oC : 33,46 + (0,688*10-2)T + (0,7604*10-5)T2

– (3,593*10-9) T3

∆Hf : - 285,84 kJ/mol (l) ; - 241,83 kJ/mol (g)

c. Oksigen

Wujud : Gas

Rumus : O2

Berat Molekul : 32,






Cp, Joule/mol oC : 29,1 + (1,158*10-2)T - (0,6076*10-5)T2

+ (1,311*10-9) T3

d. Nitrogen

Wujud : Gas

Rumus : N2





Cp, Joule/mol oC : 29 + (0,2199*10-2)T + (0,5723*10-5)T2 - (2,871*10-9) T3

e. Karbon Monoksida

Wujud : Gas

Rumus : CO

Berat Molekul : 28.01




Cp, Joule/mol oC : 28,95 + (0,411*10-2)T + (0,3548*10-5)T2

- (2,220*10-9) T3

∆Hf : -110,52 kJ/mol

f. Karbon Dioksida

Wujud : Gas, Liquid

Rumus : CO2







Cp, Joule/mol oC : 36,11 + (4,233*10-2)T - (2,887*10-5)T2

+ (7,464*10-9) T3

∆Hf : - 412,9 kJ/mol (l) ; - 393,5 kJ/mol (g)

g. Metana

Wujud : Gas

Rumus : CH4





Cp, Joule/mol oC : 34,31 + (5,469*10-2)T + (0,3661*10-5)T2

- (11*10-9) T3

∆Hf (g) : -74,85 kJ/mol

h. Etana

Wujud : Gas

Rumus : C2H6





Cp, Joule/mol oC : 49,37 + (13,92*10-2)T - (5,816*10-5)T2

+ (7,28*10-9) T3

∆Hf (g) : -84,67 kJ/mol



i. Etilen

Wujud : Gas

Rumus : C2H4





Cp, Joule/mol oC : 40,75 + (11,47*10-2)T - (6,891*10-5)T2

+ (17,66*10-9) T3

∆Hf (g) : + 52,28 kJ/mol

j. Olivine1

Wujud : Solid

Rumus : Tidak Diketahui


∆Hf (s) : - 0,86865 kJ/mol

Cp, kJ/kg oK : 1,036

1 Berat molekul dihitung berdasarkan komposisi dari Fuel Processing Technology 86,

Tabel 3 hal. 717, (dalam % berat) MgO=49, SiO2=41, Fe2O3=7, Al2O3=0,5, Cr2O3=0,3,

dan NiO=0,3 Cp dari Subcontract Report NREL/SR-510-39945 May 2006

∆Hf (s) dari estimasi dengan menggunakan program simulasi proses HYSYS



k. Magnesium Oksida2

Wujud : Solid

Rumus : MgO


∆Hf (s) : - 0,601 kJ/mol

Cp, J/kg oK : 877 2 Wikipedia, free encyclopedia

l. Kayu Karet3

Wujud : Solid

Rumus : C5,9H8,42O3,94N0,03S0,004Abu0,04


Cp, kJ/kg oK : 1,2

∆Hf (s) : - 801,121 kJ/mol 3 Berdasarkan hasil perhitungan pada lampiran 1

m. Char (Arang) Kayu Karet yang Terbentuk

Wujud : Solid

Rumus4 : C9,4H9,76O3,07N0,08S0,002Abu0,224

Berat Molekul4 : 179,732

Cp5, kJ/kg oK : 4,1816

Ket :4 Berdasarkan hasil perhitungan neraca bahan pada Char Combustor 01 (CR-01)

5 Berdasarkan hasil estimasi dengan menggunakan program simulasi proses

HYSYS.



BAB 2

PERENCANAAN PABRIK

2.1. Alasan Pendirian Pabrik

Hidrogen adalah salah satu bahan baku yang diperlukan secara luas oleh pabrik-

pabrik yang berdiri di Indonesia. Pabrik-pabrik hidrogen yang ada asaat ini belum

mampu memenuhi kebutuhan dalam negeri, sehingga kebutuhan hidrogen di dalam

negeri masih dipenuhi dengan cara mengimpor dari luar negeri. Dengan adanya

pendirian pabrik baru di Indonesia, diharapkan dapat mampu memenuhi kebutuhan

hidrogen dalam negeri. Disamping itu, pendirian pabrik ini dapat meningkatkan devisa

negara dengan adanya investor yang menanamkan modalnya. Dari segi sosial, pabrik ini

diharapkan dapat menyerap tenaga kerjadan menambah lapangan pekerjaan bagi

masyarakat luas.

Sehubungan dengan rencana pengembangan industri di Indonesia, maka perlu

didirikan pabrik hidrogen. Adapun faktor-faktor yang menjadi pertimbangan pendirian

pabrik pembuatan hidrogen di Indonesia adalah sebagai berikut:

1. Sebagian kebutuhan dalam negeri akan hidrogen saat ini masih diimpor dari luar

negeri. Keuntungan akan diapatkan dari biaya transportasi dan pemasaran apabila

pabrik hidrogen dapat dibangun di Indonesia.

2. Proses pembuatan hidrogen cukup sederhana karena bahan baku untuk membuat

hidrogen yaitu kayu karet mudah diperoleh dan tersedia dalam jumlah yang banyak.

3. Tersedianya tenaga ahli yang memenuhi persyaratan dalam mengelola pabrik

hidrogen. Karena tenaga-tenaga ahli tersebut sudah cukup berpengalaman dalam

proses pembuatan hidrogen.

4. Adanya produk samping yang dapat digunakan pada proses selanjutnya..

5. Menciptakan lapangan kerja baru bagi masyarakat luas dan secara tidak langsung

mengurangi jumlah pengangguran yang semakin lama semakin meningkat.



6. Sebagai lahan investasi bagi para investor baik dari dalam maupun luar negeri,

sehingga dapat menambah devisa negara.

2.2 Pemilihan Kapasitas

Besarnya kapasitas untuk pabrik pembuatan hidrogen ini berdasarkan banyaknya

kebutuhan dalam negeri dan kapasitas ekspor, selain itu juga ditentukan dengan jumlah

produksi kayu karet tua pertahunnya. Berdasarkan data dari Biro Pusat Statistik (BPS)

kebutuhan akan hidrogen di dalam negeri meningkat setiap tahunnya.

Data kebutuhan hidrogen di Indonesia dari tahun ketahun dapat dilihat pada tabel 2.1

berikut :

Tabel 2.1. Data Statistik Kebutuhan Hidrogen di Indonesia Tahun Kebutuhan (Ton)

1994

1995

1996

1997

2001

2003

21.663

23.681

26.405

28.522

36.430

38.605

Sumber : Data Impor bahan kimia Badan Pusat Statistik

Sedangkan berdasarkan data dari Departemen Kehutanan propinsi Sumatera

Selatan, tiap tahunnya dihasilkan kayu karet tua sebanyak 1.700.000 ton. Berdasarkan

data dari kedua sumber tesebut, maka ditentukan kapasitas Pabrik Hidrogen ini sebesar

22.000 Ton per tahun.

2.3 Pemilihan Bahan Baku

Proses pembuatan hidrogen dapat dibuat dengan berbagai macam cara tergantung

dengan jenis bahan baku yang dipakai, kondisi operasi, dan hasil yang ingin didapatkan.

Dalam pembuatan hidrogen yang direncanakan ini, bahan baku yang digunakan pada



proses gasifikasi tekanan tinggi adalah kayu karet yang didapatkan dari perkebunan kayu

karet milik pemerintah dan milik rakyat yang tersebar di daerah Muara Enim. Bahan

baku tersebut dapat ditentukan berdasarkan beberapa pertimbangan-pertimbangan

berikut:

• Bahan baku tersebut mudah didapatkan dan tersedia dalam jumlah yang besar untuk

memenuhi kebutuhan pabrik, sehingga proses dapat berlangsung secara kontinyu

• Harga bahan baku lebih murah dibandingkan dengan harga bahan baku yang lain

• Sesuai dengan proses yang ada

2.4 Pemilihan Proses

Dari beberapa jenis proses pembuatan hidrogen yang ada, dapat dipilih proses

yang akan dipakai berdasarkan bahan baku, jenis produksi maupun kemurnian produk.

Berdasarkan pertimbangan-pertimbangan di atas dipilihlah proses Gasifikasi

Biomassa bertekanan tinggi.

Alasan dipilihnya proses itu adalah:

a. Merupakan proses yang efisien untuk mengubah kayu karet menjadi hidrogen.

b. Panas yang digunkan dapat diperoleh dari panas yang sebelumnya.

c. Proses lebih mudah untuk dilakukan.

d. Pemisahan produk dari zat yang tidak diinginkan lebih mudah dilakukan sehingga

dapat mengurangi biaya peralatan.

e. Secara komersial dan ekonomis dapat bersaing dengan proses lain.

2.5 Deskripsi Proses

Balok-balok kayu karet disuplai ke pabrik dengan menggunakan truk-truk.

Balok-balok kayu ini dihancurkan dengan menggunakan Chipper (CP-01) sampai

membentuk serbuk berukuran 2 inch (50 mm). Serbuk ini kemudian dikirim ke Bin (B-

01). Karena besarnya kapasitas serbuk kayu ini, bin penampung serbuk kayu dibagi

menjadi dua aliran (paralel). Serbuk kayu yang masih basah (aliran 1) dikirim ke Rotary



Dryer (RD-01) dengan menggunakan Screw Conveyor (SCY-01B), serbuk kayu ini

dikeringkan di dalam RD-01 menggunakan gas panas hingga kadar airnya 12% berat.

Serbuk kayu karet yang sudah kering ini dialirkan menuju Gasifier (R-01), sedangkan

hasil pembakaran yang berupa char dikirim ke char combustor (R-02).

Gasifier ini didesain sebanyak 2 buah dengan struktur yang identik. Gasifier

yang digunakan untuk pabrik ini adalah gasifier dengan pemanasan tidak langsung yang

bertekanan rendah (BCL). Suhu operasi diatur pada 870°C dan tekanan operasi 23 psia.

Panas untuk reaksi-reaksi yang terjadi pada gasifier disuplai dengan

mensirkulasikan media pemanas (olivine) yang dibakar bersama char di dalam char

combustor (R-02). Olivine adalah sejenis pasir sintetik yang terbuat dari Mg silikat

(MgSiO3) dan Hematik (Fe2O3).

Sejumlah kecil MgO (aliran 10) harus ditambahkan bersama olivine untuk

mencegah terbentuknya gumpalan mirip kaca yang bisa terjadi jika potassium dari

biomassa berinteraksi dengan senyawa silikat. MgO mentitrasi potassium di dalam abu

hasil pembakaran. Diasumsikan kandungan Potassium di dalam abu sebesar 0,2 wt%.

MgO ditambahkan sebanyak 2 kali aliran mol dari potassium ini.

Steam bertekanan rendah digunakan sebagai media gasifikasi (aliran 5). Steam

ini diproduksi dengan memanfaatkan panas (heat recovery) dari aliran 18 yang akan

didinginkan dengan Cooler-01 (CO-01). Oleh karena itu, CO-01 dapat dikatakan sebagai

penghasil steam (Steam Generator). Rasio steam dengan kayu karet adalah 0,4 lb

steam/lb kayu basis kering. Suhu pembakaran char pada R-02 adalah 1800 °F. Aliran

massa olivine yang didistribusikan (aliran 16) adalah 27 kali aliran massa kayu basis

kering.

Fresh olivine (aliran 9) ditentukan sebanyak 0,11% dari olivine yang bersirkulasi

untuk menutupi kehilangan dari cyclone (CY-02). Kebutuhan udara (aliran 12) untuk

pembakaran char ditentukan berlebih 12%.

Pemisahan partikel dikerjakan oleh Cyclone. Mayoritas olivine dan char

(99,99%) dapat dipisahkan dari gas sintesa (aliran 6) oleh cyclone-01 (CY-01) dan

dialirkan ke char combustor (aliran 8). Char yang terbentuk dalam gasifier dibakar di



dalam char combustor untuk memanaskan olivine. Cyclone-02 (CY-02) memisahkan

olivine (99,99%) dari gas hasil pembakaran (aliran 14) untuk dikirim kembali ke

Gasifier (R-01).

Gas yang berasal dari cyclone-01 (aliran 7) dikirim ke Reformer (R-03). Di

dalam reformer (reaktor dengan tipe bubling fluidized bed), senyawa-senyawa

hidrokarbon dikonversikan menjadi CO dan H2. Tabel 2.2 memberikan besaran konversi

dari reaksi reformer ini.

Tabel 2.2 Konversi Reaksi pada Reformer

Senyawa % Konversi

CH4

C2H6

C2H4

20%

90%

50%

Gas produk dari reformer ini (aliran 18), kemudian didinginkan sampai suhu

300°F dengan menggunakan Cooler-01 (CO-01). Pendinginan dilanjutkan dengan

mengadakan kontak langsung antara gas dengan air (scrubbing). Pengontakan ini terjadi

di dalam Scrubber (SC-01). Selain berfungsi untuk menurunkan suhu gas, air juga

berfungsi sebagai penyerap komponen pengotor dalam gas. Air yang telah panas,

didinginkan kembali (aliran 26) dan disirkulasikan kembali ke dalam Scrubber melalui

bagian puncaknya. Air berlebih setelah proses pendinginan, dikirim ke fasilitas

pengolahan limbah.

Solid yang mengendap juga dikirim ke pengolahan limbah (aliran 23). Gas dari

SC-01 kemudian dikompres dengan menggunakan 4 tahap kompresi (K-01 sampai K-

04) dan 4 intercooler (AC-01 sampai AC-04). Pada proses ini, kompresor dimodelkan

memiliki efisiensi politropik 78% dengan suhu intercooler sebesar 140°F.

Gas yang telah dikompressi (aliran 45) kemudian dimurnikan di dalam Pressure

Swing Adsorber (PSA-01) untuk memisahkan produk Hidrogen dengan komponen gas

lainnya.



BAB 3

LOKASI DAN LETAK PABRIK

3.1 Lokasi Pabrik

Secara geografis penentuan lokasi pabrik sangat menentukan kemajuan pabrik

tersebut pada saat produksi dan di masa yang akan datang. Dengan penentuan lokasi

pabrik yang tepat akan menghasilkan biaya produksi dan distribusi yang minimal

sehingga pabrik tersebut dapat berjalan efisien dan ekonomis serta menguntungkan.

Disamping pertimbangan teknis dan ekonomis diperlukan pula pertimbangan

sosiologis, yaitu pertimbangan dalam mempelajari sifat dan sikap masyarakat di sekitar

daerah yang dipilih sebagai lokasi pabrik, sehingga jika ada hambatan sosiologis yang

timbul dari luar dapat diperhitungkan sebelumnya.

Berdasarkan beberapa pertimbangan di atas maka direncanakan pendirian pabrik

pembuatan hidrogen berlokasi di daerah Muara Enim, Sumsel. Alasan pemilihan daerah

ini sebagai lokasi disebabkan oleh beberapa faktor sebagai berikut :

1. Penyediaan Bahan Baku

Lokasi pabrik harus dekat dengan sumber bahan baku, sehingga proses operasi

dapat terjaga kelangsungannya, selain itu dapat mengurangi biaya transportasi dan

penyimpanan.

Bahan baku utama untuk proses pembuatan hidrogen ini adalah kayu karet yang

dapat terpenuhi dari kebun karet milik pemerintah maupun milik rakyat yang tersebar

luas di daerah Muara Enim.

2. Utilitas

Lokasi pabrik yang terletak di daerah Muara Enim yang dialiri oleh aliran anak

sungai Musi cukup menunjang kegiatan operasi dan keperluan lainnya. Demikian juga

untuk sumber listrik yang didapatkan dari sumber listrik sendiri.



3. Tenaga Kerja

Kebutuhan tenaga kerja untuk pabrik hidrogen ini direncanakan dapat terpenuhi

dari daerah Sumatera Selatan dan sekitarnya, dimana tenaga ahli dan buruh cukup

tersedia. Hal ini ditujukan untuk mengurangi pengangguran di daerah tersebut.

4. Pemasaran

Hasil produksi Hidrogen digunakan untuk memenuhi kebutuhan dalam negeri

yang cenderung meningkat dari tahun ke tahun.

5. Pemilihan Iklim

Daerah Muara Enim merupakan daerah yang stabil, karena tidak dilalui oleh

jalur gempa, sehingga diharapkan operasi pabrik tidak terganggu.

6. Transportasi

Sarana transportasi dari atau ke pabrik memungkinkan untuk terjadinya

perhubungan atau pengiriman bahan baku atau produk dengan lancar. Transportasi dapat

dilakukan melalui perairan atau sarana darat.

3.2. Tata Letak Pabrik

Pengaturan tata dan letak pabrik ini meliputi pengaturan posisi serta letak alat-

alat proses yang digunakan dengan area yang direncanakan serta sesuai dengan

kemudahan pengaturan jalan masuk dan jalur keluar pabrik sehingga dapat berjalan

efisien dan ekonomis.

Adapun faktor-faktor yang dipertimbangkan dalam tata letak pabrik adalah:

1. Penggunaan tanah seekonomis mungkin untuk kemungkinan adanya perluasan

pabrik.

2. Pengaturan tata letak bangunan sehingga memenuhi syarat kesehatan

3. Kemudahan dalam operasi dan proses yang disesuaikan dengan kemudahan

dalam pemeliharaan peralatan serta mengontrol hasil produksi.



4. Distribusi utilitas yang tepat dan ekonomis

5. Adanya ruang gerak diantara peralatan-peralatan, untuk memudahkan

pemeriksaan dan perbaikan serta demi keselamatan kerja.

6. Masalah limbah pabrik, diusahakan tidak mengganggu lingkungan

3.3. Perkiraan Luas Area yang diperlukan

Berdasarkan pertimbangan-pertimbangan faktor diatas, maka luas area yang

diperlukan untuk pabrik pembuatan hidrogen ini adalah 20 Ha, yang terdiri dari:

• Luas pabrik : 12 Ha

• Luas fasilitas penunjang lainnya : 2 Ha

• Luas area perluasan pabrik : 6 Ha

Untuk lebih jelasnya, lokasi dan tata letak pabrik dapat dilihat pada gambar 3.1

dan 3.2. Sedangkan tata letak peralatan dapat dilihat pada gambar 3.3.



Gambar 3.2. Peta Lokasi Pabrik



Gambar 3.3 Tata Letak Peralatan

R-01

R-03

R-02

SC-01

PSA-01

T-01

CP-01

B-01

B-01

CY-01

CY-02

CO-01 CO-02

KOD-01 KOD-02 KOD-03 KOD-04 KOD-05

AC-01 AC-02 AC-03 AC-04



BAB 4

NERACA BAHAN DAN NERACA PANAS Kapasitas Produksi : 22000 Ton/ tahun

Operasi : 300 hari/tahun

Basis Perhitungan : 1 Jam Operasi

4.1 NERACA MASSA 1. Rotary Kiln (RK-01)

Komponen Masuk (kg) Keluar (kg) Aliran 1 Aliran 2 Aliran 3 Aliran 4 H2O 83508,400 9651,916 81772,807 11387,509 N2 123663,047 123663,047 O2 4017,245 4017,245 CO2 40531,454 40531,454 SO2 148,939 148,939 Kayu karet 83508,400 83508,400 Subtotal aliran 167016,800 178012,600 250133,491 94895,909 Total 345029,400 345029,400



2. Reaktor 01 (R-01)


Komponen Masuk (kg) Keluar (kg) Aliran 8 Aliran 11 Aliran 13 Aliran 14 H2O 0,000 9651,916 N2 123418,694 123663,047 O2 37494,287 4017,245 CO2 0,000 40531,454 SO2 148,939 Olivine 2248365,744 2473,450 2250839,193 MgO 2,961 2,961 Abu 0,000 718,172 Char 17860,607 0,000 Subtotal aliran 2266226,350 2476,411 160912,981 2429572,927 Total 2429572,927 2429572,927

Masuk (kg) Keluar (kg) Komponen Aliran 4 Aliran 5 Aliran 16 Aliran 6 H2 - - - 1229,081 CO2 - - - 14290,263 CO - - - 37936,737 H2O 11387,509 33173,712 - 44561,221 CH4 - - - 7366,647 C2H4 - - - 4266,798 C2H6 - - - 650,925 Olivine - - 2248590,603 2248590,603 Char - - - 17862,393 Kayu karet 83508,400 - - 0,000 Subtotal aliran 94895,909 33173,712 2248590,603 2376754,668 Total aliran 2376754,668 2376754,668



4. Reaktor 03 (R-03) 5. Mix Point 01 (MP-01)

Komponen Masuk (kg) Keluar (kg/) Aliran 9 Aliran 10 Aliran 11 Olivine 2473,450 - 2473,450 MgO - 2,961 2,961 Subtotal aliran 2473,450 2,961 2476,411 Total 2476,411 2476,411

Komponen Masuk (kg) Keluar (kg) aliran 7 aliran 17 aliran 18 aliran 19 H2 1229,081 - 3882,892 - H2O 44561,221 - 27991,832 - CO 37936,737 - 28031,398 - CO2 14290,263 - 42305,615 - CH4 7366,647 - 5893,318 - C2H6 650,925 - 65,093 - C2H4 4266,798 - 2133,399 - Olivine (solid) 224,859 27,000 224,859 27,000 Char 1,786 - 1,786 - Subtotal aliran 110528,318 27,000 110528,318 27,000 Total aliran 110555,318 110555,318



6. Cyclone 01 (CY-01)

Komponen Masuk (kg) Keluar (kg) aliran 6 aliran 7 aliran 8 H2 1229,081 1229,081 - H2O 44561,221 44561,221 - CO 37936,737 37936,737 - CO2 14290,263 14290,263 - CH4 7366,647 7366,647 - C2H6 650,925 650,925 - C2H4 4266,798 4266,798 - Olivine (solid) 2248590,603 224,859 2248365,744 Char 17862,393 1,786 17860,607 Subtotal aliran 2376754,668 110528,318 2266226,350 Total aliran 2376754,668 2376754,668


Komponen Masuk (kg) Keluar (kg) aliran 14 aliran 15 aliran 16 H2O 9651,916 9651,916 N2 123663,047 123663,047 O2 4017,245 4017,245 CO2 40531,454 40531,454 SO2 148,939 148,939 Olivine 2250839,193 225,084 2250614,109 MgO 2,961 0,000 2,961 Abu 718,172 27,625 690,547 Subtotal aliran 2429572,927 178265,309 2251307,617 Total aliran 2429572,927 2429572,927



8. Scrubber 01 (SC-01)

Komponen Masuk (kg) Keluar (kg) Aliran 20 Aliran 27 Aliran 21 Aliran 22 Aliran 23 H2 3882,892 3882,892 0,000 H2O 27991,832 564044,020 18603,391 573237,871 225,692 CO 28031,398 28029,841 1,556 CO2 42305,615 42205,569 100,047 CH4 5893,318 5864,842 28,476 C2H6 65,093 60,540 4,552 C2H4 2133,399 2040,787 92,612 Olivine (solid) 224,859 0,990 223,869 Char 1,786 0,008 1,823 Subtotal 110530,192 564044,020 100688,860 573465,114 451,384 Total 674574,212 674574,212

9. Knock Out Drum 01 (KOD-01)

Komponen Masuk (kg) Keluar (kg) Aliran 21 Aliran 28 Aliran 29 Aliran 30 H2 3882,892 0,000 0,000 3882,892 H2O 18603,391 18547,549 18328,119 18769,653 CO 28029,841 0,104 0,049 28029,893 CO2 42205,569 6,658 3,169 42209,005 CH4 5864,842 1,895 0,902 5865,793 C2H6 60,540 0,302 0,144 60,514 C2H4 2040,787 6,173 2,937 2042,983 Olivine 0,990 0,134 0,969 0,135 Char 0,008 0,001 0,008 0,001 Subtotal 100688,860 18562,817 18336,297 100860,870 Total 119197,167 119197,167




Komponen Masuk (kg) Keluar (kg) Aliran 39 Aliran 44 Aliran 40 Aliran 41 H2 3882,892 0,000 0,000 3882,892 H2O 3035,819 819,394 2763,941 1099,648 CO 28029,924 0,150 0,127 28029,997 CO2 42211,268 5,894 8,159 42211,120 CH4 5866,360 1,710 2,322 5866,328 C2H6 60,115 0,256 0,367 59,886 C2H4 2042,329 5,265 7,551 2040,797 Subtotal 85128,708 832,669 2782,468 83190,669 Total 85973,136 85973,136


Komponen Masuk (kg) Keluar (kg) Aliran 43 Aliran 44 Aliran 45 H2 3882,892 0,000 3882,892 H2O 1099,648 819,394 280,253 CO 28029,997 0,150 28029,848 CO2 42211,120 5,894 42205,225 CH4 5866,328 1,710 5864,618 C2H6 59,886 0,256 59,630 C2H4 2040,797 5,265 2035,531 Subtotal 83190,669 832,669 82357,998 Total 83190,667 83190,667



14. Pressure Swing Adsorber 01 (PSA-01)

Komponen Masuk (kg) Keluar (kg) Aliran 45 Aliran 46 Aliran 47 H2 3882,892 3106,314 776,578 H2O 280,253 280,253 CO 28029,848 28029,848 CO2 42205,225 42205,225 CH4 5864,618 5864,618 C2H6 59,630 59,630 C2H4 2035,531 2035,531 Subtotal 82357,997 3106,314 79251,684 Total 82357,997 82357,997

4.2 NERACA PANAS 1. Rotary Kiln (RK-01)

Entalpi Masuk (kJ) Entalpi Keluar (kJ) H1 H2 H3 H4

-1,7893E+09 -2,8320E+08 -1,4295E+09 -6,4341E+08 Total -2,0725E+09 Total -2,072907E+09


Masuk (kJ) Keluar (kJ) H4 H5 H16 Hrgasifikasi H6

-6,434E+08 -4,38861E+08 2,2755655E+09 8,7213693E+07 1,2805119E+09 1,2805119E+09 1,2805119E+09




Masuk (kJ) Keluar (kJ) H8 H11 H13 H14

2,00786E+09 -11279,914 8804406,207 2029183425,092 2029183425,092 2029183425,092



-727346454,663 -122,649 -725328253,218 20033,320 -727346577,312 -727346577,312

5. Mix Point 01 (MP-01)

Masuk (kJ) Keluar (kJ) H9 H10 H11

-11235,777 -44,138 -11279,914 -11279,914 -11279,914



1280511881,355 -727346454,663 2007858336,018 1280511881,355 1280511881,355





2029183425,092 -

283198160,051 2310912061,562 2029183425,092 2029183425,092


Masuk (kJ) Keluar (kJ) H20 H27 H21 H22 H23

-8,64179E+08 -8,90382E+09 -8,816282E+08 -9,0134188E+09 -3540767,773 -9898587778,616 -9898587778,616

9. Cooler 01 (CO-01)

Masuk (kJ) Keluar (kJ) H18 QCO-01 H20

-725328253,218 -138850541,431 -864178794,650 -864178794,650 -864178794,650

10. Cooler 02 (CO-02)

Masuk (kJ) Keluar (kJ) H26 QCO-02 H27

-8864474501,000 -39345357,000 -8903819858,000 -8903819858,000 -8903819858,000



-8,81628E+08 -2,91552E+08 -4,15540E+08 -7,57641E+08 -1173180488,738 -1173180488,738





-7,81674E+08 -1,37639E+08 -2,91552E+08 -6,27761E+08 -919313445,064 -919313445,064



-6,41668E+08 -4,35119E+07 -1,37639E+08 -5,47540E+08 -685179747,756 -685179747,756



-5,52174E+08 -1,30222E+07 -4,35119E+07 -5,21684E+08 -565196002,696 -565196002,696



-525995801,569 -1,30222E+07 -5,12974E+08 -525995801,569 -525995801,569





-512973583,606 813485,110 -513819891,852 -512973583,606 -513006406,742



BAB 5

UTILITAS

Untuk membantu pelaksanaan proses dan operasi pabrik, diperlukan adanya unit

pembantu yang menyediakan dan mendistribusikan kebutuhan pabrik seperti air, steam, dan

listrik. Unit ini disebut sebagai unit utilitas.

Diagram aliran untuk unit utilitas ditunjukkan oleh Gambar 5.1. Berdasarkan

perhitungan neraca bahan, neraca panas, dan spesifikasi peralatan serta kebutuhan lainnya,

maka suplai air , steam, dari unit utilitas untuk pabrik pembuatan hidrogen adalah sebagai

berikut :

5.1 Unit Penyediaan Air

5.1.1 Air Proses

- Scrubber 01 (SC-01) = 564044,020 kg

Air untuk SC-01 ini hanya disuplai satu kali untuk start up

5.1.2 Air Pendingin

- Cooler 01D (CO-01D) = 316490,000 kg/jam

- Cooler 02 (CO-02) = 313440,908 kg/jam

5.1.3 Air Umpan Steam Generator

Steam disuplai untuk Reaktor 01 = 33173,712 kg/jam

5.1.4 Penyediaan air bersih untuk rumah tangga

- Kantor = 300,000 kg/jam

- Laboratorium = 200,000 kg/jam

- Kantin dan Masjid = 1500,000 kg/jam

- Poliklinik = 300,000 kg/jam

Total kebutuhan air = 1229448,640 kg/jam



5.2 Unit Penyediaan Tenaga listrik

5.2.1 Peralatan yang membutuhkan listrik

- Chipper (CP-01) = 223,800 kW

- 6 Screw Conveyor = 144,000 kW

- 2 Rotary Kiln (RK-01) = 58,401 kW

- Blower (BL-01) = 2175,053 kW

- Pompa (P-01) = 75,000 kW

- Pompa (P-02)* = 112,500 kW

- Kompresor (K-01) = 4014,717 kW

- Kompresor (K-02) = 5865,125 kW

- Kompresor (K-03) = 5330,790 kW

- Kompresor (K-04) = 2632,510 kW

- Air Cooler (AC-01) = 8,498 kW





- Cooling Tower (CT-01)* = 5,000 kW

Total = 20682,650 kW

Ditentukan, faktor keamanan = 20%

(Sbr : Vilbrandt, 4th Ed., p. 230)

Sehingga,

total kebutuhan listrik peralatan = 120% x 20682,65 kW

= 24819 kW

= 33092 HP

* Terdapat pada diagram alir Utilitas.



Kebutuhan listrik untuk P-02 diestimasi dengan program HYSYS 3.0.1

Kebutuhan listrik untuk CT-01 diestimasi dengan rumus :

kW-CT-01 = kW-AC-02 * QCT-01

QAC-01

QAC-01 = 42614602,690 kJ/hr (Neraca Panas AC-01)

QCT-01 = 40730000,000 kJ/hr (HYSYS 3.0.1)

kW-CT-01 = 4,278 kW

Dibulatkan 5,000 kW

5.2.2 Penerangan Pabrik, Perkantoran, dan Fasilitas Lainnya

Luas Area Proses = 120000,000 m2

Penerangan rata-rata = 807,300 lumen/m2


Total kebutuhan cahaya = 96876000,000 Lumen

Diketahui :

1,000 lumen = 0,001496 Watts (Sbr : Perry's CEH, 6th Ed., p. 1-16)

Daya untuk penerangan pabrik = 144926,496 Watts

= 144,926 kW

Luas kantor & fasilitas lainnya = 23076,923 m2

Penerangan rata-rata = 807,300 lumen/m2


Total kebutuhan cahaya = 18630000,000 Lumen

Daya untuk penerangan kantor = 27870,480 Watts

= 27,870 kW

Kebutuhan listrik untuk pabrik dan kantor = 172,797 kW

Faktor keamanan = 20% (Sbr : Vilbrandt, 4th Ed., p. 230)



Maka total kebutuhan listrik = 207,356 kW

5.2.2 Peralatan yang Menghasilkan Listrik

- Steam Turbin (ST-01) = 3234,000 kW

Maka :

Sisa kebutuhan listrik yang harus disuplai (dibeli) : 21792,537 kW



BAB 6

SPESIFIKASI PERALATAN

CHIPPER-01 (CP-01)

IDENTIFIKASI

Nama alat CHIPPER

Kode alat CP-01

Jumlah 1 buah

Operasi Kontinyu

Fungsi Menghancurkan balok kayu menjadi serbuk kayu

DATA DESAIN

Tipe Dual-Rotor Impact Breakers

Kapasitas 300 ton/jam

Ukuran umpan masuk 36 x 48 inch

Kecepatan putaran 990 rpm

Ukuran produk 2 inch (50 mm)

Power 300 HP

Bahan konstruksi Carbon steel (A285C)



BIN-01 (B-01)

IDENTIFIKASI

Nama alat BIN

Kode alat B-01

Jumlah 2 buah

Operasi Kontinyu

Fungsi Menampung sementara serbuk kayu karet

DATA DESAIN

Tipe Ellipsoidal Head Bin

Kapasitas 83508 kg/jam

Dimaeter 3 m

Tinggi total 8 m

Kemiringan kerucut bawah 41o

Bahan konstruksi Carbon Steel



BIN-02 (B-02)

IDENTIFIKASI

Nama alat BIN

Kode alat B-02

Jumlah 1 buah

Operasi Kontinyu

Fungsi Menampung sementara make up olivine

DATA DESAIN


Kapasitas 1484069,798 kg (1 bulan persediaan)

Diameter 4,4 m

Tinggi total 9,1 m





BIN-03 (B-03)

IDENTIFIKASI

Nama alat BIN

Kode alat B-03

Jumlah 1 buah

Operasi Kontinyu

Fungsi Menampung sementara MgO

DATA DESAIN


Kapasitas 21318,104 kg (1 tahun persediaan)

Diameter 0,8 m

Tinggi total 3 m





SCREW CONVEYOR (SCY-01A, B, C)

IDENTIFIKASI

Nama Alat Screw Conveyor

Kode alat SCY-01A, SCY-01B, SCY-01C

Jumlah 2 bh SCY-01A, 2 bh SCY-01B, 2 bh SCY-01C

Operasi Kontinyu

Fungsi Mengangkut serbuk kayu karet dari CP-01 ke B-01

(SCY-01A), dari B-01 ke RD-01 (SCY01B) dan

dari RD-01 ke R-01 (SCY01C)

DATA DESAIN

Tipe Horizontal

Kapasitas 5600 ft3 (159 m3)

Panjang 9 m


Diameter screw 16 inch (41 cm)

Power (1 buah SCY) 32 HP (24 kW)

Bahan Konstruksi Carbon Steel



BLOWER (BL-01)

IDENTIFIKASI

Nama alat Blower

Kode alat BL-01

Jumlah 1 buah

Operasi Kontinyu

Fungsi Menaikkan tekanan udara pembakar sebelum

masuk ke R-02

DATA DESAIN

Tipe Fan

Jumlah stage 1

Tekanan masuk 1 atm

Tekanan keluar 1,5 atm

Temperatur masuk 30 oC

Temperatur keluar 79 oC

Rasio kompresi 1,5

K 1,398

Power yang dibutuhkan 2900 HP (2175 kW)

Bahan Konstruksi Carbon steel



KOMPRESOR 01 (K-01)

IDENTIFIKASI

Nama alat Kompresor

Kode alat K-01

Jumlah 1 buah

Operasi Kontinyu

Fungsi Menaikkan tekanan gas dari KOD-01 sebelum

masuk ke AC-01.

DATA DESAIN

Tipe Centrifugal

Jumlah stage 4

Tekanan masuk 1,034 bar (1,02 atm)

Tekanan keluar 2,068 bar (2,04 atm)


Temperatur keluar 144,3 oC

Rasio kompresi 2

K 1,254

Power yang dibutuhkan 5353 HP (4014,717 kW)




KOMPRESOR 02 (K-02)

IDENTIFIKASI

Nama alat Kompresor

Kode alat K-02

Jumlah 1 buah

Operasi Kontinyu


masuk ke AC-02.

DATA DESAIN

Tipe Centrifugal

Jumlah stage 6





Rasio kompresi 2,821

K 1,291





KOMPRESOR 03 (K-03)

IDENTIFIKASI

Nama alat Kompresor

Kode alat K-03

Jumlah 1 buah

Operasi Kontinyu


masuk ke AC-03

DATA DESAIN

Tipe Centrifugal

Jumlah stage 6






K 1,325





KOMPRESOR 04 (K-04)

IDENTIFIKASI

Nama alat Kompresor

Kode alat K-03

Jumlah 1 buah

Operasi Kontinyu


masuk ke AC-04

DATA DESAIN

Tipe Centrifugal

Jumlah stage 5






K 1,34





AIR COOLER-01 (AC-01)

IDENTIFIKASI

Kode Alat AC-01

Jumlah 1 buah

Operasi Kontinyu

Fungsi Pendingin gas output K-01

DATA DESAIN

Tipe Air Cooler Heat Exchanger

Area 5037,824 ft2 (468 m2)

LMTD

Power

63,057 °F (17,25 °C)

11,391 HP (8,5 kW)

Tube Side

OD 1 inch (2,54 cm)

L 20 ft (6 m)

BWG

Pass

16

1

ΔPT 2,981 psi

Jumlah Tube 963 buah

Bahan konstruksi tube Carbon Steel




IDENTIFIKASI

Kode Alat AC-02

Jumlah 1 buah

Operasi Kontinyu


DATA DESAIN


Area 3755,294 ft2 (349 m2)

LMTD

Power

67,375 °F (19,6 °C)

6 HP (4,5 kW)

Tube Side

OD 1 inch (2,54 cm)

L 20 ft (6 m)

BWG

Pass

16

1

ΔPT 1,731 psi






IDENTIFIKASI

Kode Alat AC-03

Jumlah 1 buah

Operasi Kontinyu


DATA DESAIN


Area 2447,087 ft2 (227,34 m2)

LMTD

Power

67,809 °F (19,9 °C)

4 HP (2,9 kW)

Tube Side

OD 1 inch (2,54 cm)

L 20 ft (6 m)

BWG

Pass

16

1

ΔPT 1,286 psi






IDENTIFIKASI

Kode Alat AC-04

Jumlah 1 buah

Operasi Kontinyu


DATA DESAIN


Area 2541,302 ft2 (236 m2)

LMTD

Power

48,311 °F (9,06 °C)

5,746 HP (4,29 kW)

Tube Side

OD 1 inch (2,54 cm)

L 20 ft (6 m)

BWG

Pass

16

1

ΔPT 0,674 psi





COOLER-01A (CO-01A)

IDENTIFIKASI

Kode Alat C-01A

Jumlah 1 buah

Operasi Kontinyu

Fungsi - Mendinginkan aliran gas sintesa dari R-03

sampai 595 oC

- Menaikkan T air umpan steam generator

sampai titik jenuhnya

DATA DESAIN

Tipe Shell and Tube Heat Exchanger

(TEMA : BEM)

Area 1570 ft2 (146 m2)

LMTD 933 °F (501 °C)

Shell Side

ID 57 inch (1,4 m)

Baffle Space 34 inch (0,86 m)

Pass 1

ΔPs

Bahan konstruksi shell

0,006 psi

Carbon Steel (A285C)

Tube Side

OD 2 inch (5 cm)

L 8 ft (2,4 m)

BWG

Pass

14

1

ΔPT 0,83 psi


Bahan konstruksi tube Stainless Steel (SS304)



COOLER-01B (CO-01B)

IDENTIFIKASI

Kode alat C-01B

Jumlah 1 buah

Operasi Kontinyu

Fungsi - Mendinginkan aliran gas sintesa dari C-01A

sampai 382 oC

- Mengubah air jenuh dari C-01A menjadi

steam jenuh pada 301 oC tekanan 1285 psia

DATA DESAIN


(TEMA : BEM)

Area 13524 ft2 (11256 m2)

LMTD 298 °F (148 °C)

Shell Side

ID 120 inch (3 m)


Pass 1

ΔPs


0,015 psi


Tube Side

OD 2 inch (5 cm)

L 14 ft (4,3 m)

BWG

Pass

14

1

ΔPT 0,05 psi





COOLER-01C (CO-01C)

IDENTIFIKASI

Kode alat C-01C

Jumlah 1 buah

Operasi Kontinyu

Fungsi - Mendinginkan aliran gas sintesa dari C-01B

sampai 346 oC

- Menaikkan T steam jenuh dari C-01B

sampai 382 oC

DATA DESAIN


(TEMA : BEM)

Area 26674 ft2 (2478 m2)

LMTD 23 °F (-5 °C)

Shell Side

ID 107 inch (2,73 m)


Pass 1

ΔPs


0,025 psi


Tube Side

OD 1 inch (2,5 cm)

L 16 ft (4,8 m)

BWG

Pass

16

1

ΔPT 0,16 psi





COOLER-01D (CO-01D)

IDENTIFIKASI

Kode Alat C-01D

Jumlah 1 buah

Operasi Kontinyu

Fungsi - Mendinginkan aliran gas sintesa dari C-01C

sampai 150 oC dengan air pendingin

DATA DESAIN


(TEMA : BEM)

Area 4242 ft2 (394 m2)

LMTD 345 °F (174 °C)

Shell Side

ID 64 inch (1,6 m)


Pass 1

ΔPs


0,237 psi


Tube Side

OD 1,5 inch (3,8 cm)

L 12 ft (3,6 m)

BWG

Pass

16

1

ΔPT 0,55 psi





CYCLONE (CY-01)

IDENTIFIKASI

Nama alat Cyclone

Kode alat CY-01

Jumlah 1 buah

Operasi Kontinyu

Fungsi Memisahkan partikel char + olivine yang

terbawa aliran gas sintesa dari R-01

DATA DESAIN

Tipe Lapple Conventional Cyclone

Diameter 1,45 m

Jumlah putaran 5,5 putaran/detik

Bentuk Rectangular

Bahan Konstruksi Carbon Steel dilapisi dengan keramik



REAKTOR 01 (R-01)

IDENTIFIKASI

Nama alat

Kode alat

Jumlah

Operasi

Fungsi

Reaktor

R-01

2 buah

Kontinyu

Mengubah serbuk kayu karet menjadi gas

sintesa (gasifikasi).

DATA DESAIN

Tipe

Tekanan

Temperatur

Diameter

Tinggi

Volume

Bahan Konstruksi

Fluidized Turbulent Bed Reaktor

1,7 atm

870 oC

8 m

45 m

2261 m3

Carbon Steel dilapisi keramik



REAKTOR 02 (R-02)

IDENTIFIKASI

Nama alat

Kode alat

Jumlah

Operasi

Fungsi

Reaktor

R-02

2 buah

Kontinyu

Membakar char (arang) kayu karet hasil dari

gasifikasi pada gasifier (R-01).

DATA DESAIN

Tipe

Tekanan

Temperatur

Diameter

Tinggi

Volume

Bahan Konstruksi


1,5 atm

1021 oC

8 m

46 m

2311 m3




REAKTOR 03 (R-03)

IDENTIFIKASI

Nama alat

Kode alat

Jumlah

Operasi

Fungsi

Reaktor

R-03

1 buah

Kontinyu

Mengkonversikan gas-gas hidrokarbon menjadi

gas CO dan H2.

DATA DESAIN

Tipe

Tekanan

Temperatur

Diameter

Tinggi

Volume

Bahan Konstruksi


1,5 atm

870 oC

4 m

20 m

251 m3




CYCLONE (CY-02)

IDENTIFIKASI

Nama alat Cyclone

Kode alat CY-02

Jumlah 1 buah

Operasi Kontinyu

Fungsi Memisahkan partikel olivine + abu yang

terbawa aliran flue gas dari R-02

DATA DESAIN

Tipe Lapple Conventional Cyclone

Diameter 1,64 m

Jumlah putaran 5,5 putaran/detik

Bentuk Rectangular

Bahan Konstruksi Carbon Steel dilapisi dengan keramik



KNOCK OUT DRUM (KOD-01)

IDENTIFIKASI

Nama Alat Knock Out Drum

Kode Alat KOD-01

Jumlah 1 buah

Operasi Kontinyu

Fungsi Memisahkan fase gas dan liquid sebelum gas

dikompres

DATA DESAIN

Tipe Vertikal Vessel

Temperatur 60 ° C

Tekanan 1,02 atm

Diameter 4,4 m

Tebal Dinding 0,007 m

Tinggi 13,257 m





IDENTIFIKASI


Kode Alat KOD-02

Jumlah 1 buah

Operasi Kontinyu


dikompres

DATA DESAIN


Temperatur 60 ° C

Tekanan 1,905 atm

Diameter 3,2 m


Tinggi 9,7 m





IDENTIFIKASI


Kode Alat KOD-03

Jumlah 1 buah

Operasi Kontinyu


dikompres

DATA DESAIN


Temperatur 60 ° C

Tekanan 5,240 atm

Diameter 2,518 m


Tinggi 7,5 m





IDENTIFIKASI


Kode Alat KOD-04

Jumlah 1 buah

Operasi Kontinyu


dikompres

DATA DESAIN


Temperatur 60 ° C

Tekanan 14,5 atm

Diameter 2,3 m


Tinggi 6,9 m





IDENTIFIKASI


Kode Alat KOD-05

Jumlah 1 buah

Operasi Kontinyu


dikompres

DATA DESAIN


Temperatur 43,33 ° C

Tekanan 24,7 atm

Diameter 2,829 m


Tinggi 8,48 m




POMPA (P-01)

IDENTIFIKASI

Nama Alat

Kode Alat

Jumlah

Operasi

Fungsi

Pompa

P-01

2 buah (1 cadangan)

Kontinyu

Memompakan air kembali ke puncak SB-01

DATA DESAIN

Tipe

Kapasitas

Total Head

Power

Bahan Konstruksi

Centrifugal Pump

2532 GPM

31 m

100 HP (75 kW)

Carbon steel



PRESSURE SWING ADSORBER (PSA-01)

IDENTIFIKASI

Nama Alat

Kode Alat

Jumlah

Operasi

Fungsi

Adsorber

PSA-01

1 buah

Kontinyu

Memurnikan produk gas hidrogen

DATA DESAIN

Kapasitas Adsorben

Tekanan

Temperatur

Tinggi

Diameter

Bahan Konstruksi

3859,8 ft3 (109,3 m3)

25 atm

43,33°C

15 m

10 ft (3 m)

Carbon Steel



ROTARY DRYER (RD-01)

IDENTIFIKASI

Nama Alat Rotary Drier

Kode Alat RD-01

Jumlah 2 buah

Fungsi Untuk mengeringkan serbuk kayu karet sampai

12 % moisture

DATA DESAIN

Tipe Direct-Contact Rotary Dryer

Diameter 8 ft (2,4 m)

Panjang 140 ft (43 m)


Power 39 HP (29 kW)

Jumlah flight 6

Kemiringan 0,08 m/m

Bahan Konstruksi Carbon Steel



SCRUBBER (SC-01)

IDENTIFIKASI

Nama alat

Kode Alat

Jumlah

Operasi

Fungsi

Scrubber

SC-01

1 buah

Kontinyu

- Mendinginkan aliran gas panas sampai

temperaturnya 60 oC

- Membersihkan partikel pengotor (char dan

olivine) dari aliran gas

DATA DESAIN

Tipe

Tekanan

Temperatur

Diameter

Jarak antar baffle

Jumlah baffle

Tebal dinding

Tinggi

Bahan Konstruksi

Baffle Tower

1,021 atm

150 oC

14 ft (4,2) m

2,7 ft (0,8 m)

26

0,03 m

30 m

Carbon Steel



COOLER-02 (CO-02)

IDENTIFIKASI

Kode Alat C-02

Jumlah 1 buah

Operasi Kontinyu

Fungsi - Mendinginkan aliran air yang disirkulasi

dari Scrubber-01 sampai dengan 43,33 oC

DATA DESAIN


(TEMA : BEM)

Area 8941 ft2 (831 m2)

LMTD 20,854 °F (-6,2 °C)

Shell Side

ID 55 inch (1,4 m)


Pass 1

ΔPs


2,257 psi


Tube Side

OD 0,75 inch (1,9 cm)

L 16 ft (4,9 m)

BWG

Pass

10

1

ΔPT 0,305 psi





TANKI (T-01)

IDENTIFIKASI

Nama Alat

Kode alat

Jumlah

Operasi

Fungsi

Tanki

T-01

1 Buah

Kontinyu

Penyimpanan sementara produk gas Hidrogen

DATA DESAIN

Tipe

Kapasitas

Tekanan

Temperatur

Diameter

Tebal Tanki

Bahan Konstruksi

Spherical Tank

1647,912 m3

25 atm

43,33 oC

33 ft (10 m)

12 cm (0,12 m)

Carbon Steel



Berikut ini adalah ringkasan spesifikasi peralatan yang terdapat pada sistem utilitas.

Perhitungan spesifikasi peralatan tidak terdapat pada lampiran C. Ringkasan ini dibuat

berdasarkan hasil dari simulasi dengan menggunakan program HYSYS 3.0.1. Spesifikasi

yang ditampilkan hanya untuk mengestimasi biaya sistem utilitas. Diagram alir sistem

utilitas dapat dilihat pada Bab 5.

TANKI-02 (T-02)

IDENTIFIKASI

Nama Alat

Kode alat

Jumlah

Operasi

Fungsi

Tanki

T-02

1 Buah

Kontinyu

Penyimpanan sementara air umpan steam

generator (CO-01)

DATA DESAIN

Tipe

Kapasitas

Tekanan

Temperatur

Bahan Konstruksi

Silinder Tank

146,35 GPM

1 atm

30 oC

Carbon Steel



POMPA (P-02)

IDENTIFIKASI

Nama Alat

Kode Alat

Jumlah

Operasi

Fungsi

Pompa

P-02

2 buah (1 cadangan)

Kontinyu

Memompakan air sebelum masuk ke steam

generator (CO-01)

DATA DESAIN

Tipe

Kapasitas

Power

Bahan Konstruksi

Centrifugal Pump

146,35 GPM

150 HP (112,5 kW)

Carbon steel



STEAM TURBIN (ST-01)

IDENTIFIKASI

Nama alat Steam Turbin

Kode alat ST-01

Jumlah 1 buah

Operasi Kontinyu

Fungsi Menurunkan tekanan produk steam dari CO-

01C dan menghasilkan tenaga listrik

DATA DESAIN

Tipe Centrifugal

Tekanan masuk 1270 psig (87,44 atm)

Tekanan keluar 20,72 psig (2,41 atm)


Temperatur keluar 127 oC

Rasio ekspansi 36,28

K 1,458

Listrik yang diproduksi 4335,121 HP (3234 kW)





IDENTIFIKASI

Kode Alat AC-05

Jumlah 1 buah

Operasi Kontinyu

Fungsi Mendinginkan air sampai suhu 45 oC sebelum

masuk Cooling Tower (CT-01)

DATA DESAIN


Area 35000 ft2 (3252 m2)

LMTD

Power

26,23 °F (14,57 °C)

34,28 HP (25,579 kW)

Tube Side

OD 1 inch (2,54 cm)

L 30 ft (9 m)

BWG

Pass

16

1





COOLING TOWER-01 (CT-01)

IDENTIFIKASI

Kode Alat CT-01

Jumlah 1 buah

Operasi Kontinyu

Fungsi Mendinginkan air sampai suhu 30 oC untuk

digunakan lagi sebagai media pendingin

DATA DESAIN

Laju air masuk

Beban

2776 GPM

38,61 MMBTU




BAB 7

ORGANISASI PERUSAHAAN

7.1. Bentuk perusahaan

Untuk mencapai efisiensi perusahaan yang tinggi, maka diperlukan suatu

struktur organisasi yang baik. Organisasi ini akan menentukan kelancaran aktifitas

perusahaan dalam usahanya memperoleh keuntungan maksimal dan pengembangan

yang pesat.

Dalam mengoperasikan pabrik pembuatan Hidrogen yang direncanakan

dipilih suatu bentuk perusahaan Perseroan Terbatas (PT). Dengan sistem organisasi

berbentuk Line Line and Staff, dan modal pengelolaan pabrik berasal dari para

pemegang saham dan dari pinjaman bank.

7.2. Stuktur Organisasi

Dalam perusahaan Dewan Komisaris merupakan badan tertinggi yang

berkewajiban mengawasi dan menentukan keputusan dan kebijakan perusahaan.

Sebagai pelaksana langsung operasional perusahaan Dewan Komisaris menunjuk atau

mengangkat Direktur Utama yang fungsinya bertanggung jawab kepada Dewan

Komisaris. Dalam melaksanakan tugasnya, Direktur Utama dibantu oleh tiga orang

Direktur, yaitu:

1. Direktur Teknik dan Produksi, membawahi:

a. bagian Teknik dan Produksi

b. Bagian pemeliharaan dan Perbengkelan

c. Bagian Pusat Penelitian dan Pengembangan

2. Direktur Keuangan dan Pemasaran, membawahi:

a. Bagian Keuangan

b. Bagian Pemasaran



3. Direktur Umum, membawahi:

a. Bagian Pesonalia

b. Bagian Umum

7.3. Tugas dan Wewenang

7.3.1. Dewan Komisaris

Dewan komisaris selaku pimpinan perusahaan tertinggi yang diangkt oleh

rapat umum pemegang saham untuk masa jabatan tertentu mempunyai tugas dan

wewenang sebagai berikut:

a. Menetapkan kebijaksanaan perusahaan sesuai dengan kebijakan pemerintah.

b. Mengangkat dan memberhentikan serta melakukan pengawasan terhadap direksi

c. Menolak dan menyetujui rencana Direksi.

7.3.2. Direktur Utama

Direktur Utama membawahi Direktur Teknik dan Produksi, Direktur

Keuangan, dan Direktur Umum. Tugas dan wewenang Direktur Utama dalah:

a. Melaksanakan kebijakan umum dalam operasi perencanaan dan program

perusahaan

b. Memberikan laporan dalam hal yang berkaitan dengan kegiatan perusahaan

kepada Dewan Komisaris

c. Mengambil inisiatif serta membuat perjanjian-perjanjian dan kontrak kerja sama

dengan pihak diluar organisasi

7.3.3. Direktur Teknik dan Produksi

Dalam melaksanakan tugasnya, Direktur Teknik dan Produksi mempunyai

wewenang kebijaksanaan teknik operasi pabrik serta mengawasi kesinambungan

operasional pabrik.

Direktur Teknik dan Produksi membawahi:



a. Bagian Teknik dan Produksi, yang memiliki wewewnag:

• Melaksanakan operasi selama proses berlangsung

• Mengawasi persediaan bahan baku dan penyimpanan hasil produksi serta

transportasi produk.

• Bertanggung jawab atas kelancaran fungsional unit utilitas

b. Bagian Pemeliharaan dan Perbengkelan, yang memiliki wewenang:

• Mengawasi dan melaksanakan pemeliharaan peralatan

• Melakukan perbaikan serta mendukung kelancaran operasi

c. bagian Pusat Penelitian dan Pengembangan, yang memiliki wewenang:

• Membuat program dan melaksanakan suatu penelitian guna meningkatkan

mutu produk.

• Mengawasi pelaksanaan penelitian dan analisa hasil produksi

7.3.4. Direktur Keuangan dan Umum

Direktur Keuangan dan pemasaran dalam melaksanakan tugasnya memiliki

wewenang untuk melaksanakan anggaran belanja dan pendapatan perusahaan, serta

melakukan pengawasan keuangan perusahaan. Direktur keuangan dan Umum

membawahi:

a. Bagian keuangan, yang memiliki wewenang

• Mengatur dan mengawasi setiap pengeluaran bagi penyediaan bahan baku dan

pemasukan hasil penjualan produk

• Mengatur gaji karyawan

• Mengatur dan merencanakan pembelian barang

b. Bagian Pemasaran, yang memiliki wewenang:

• Menentukan daerah pemasaran

• Menetapkan harga jual produk dan mempromosikan hasil produksi

• Meningkatkan hubungan kerja sama dengan perusahaan lain



c. bagian Personalia, yang memiliki wewenang:

• Memberikan pelayanan administrasi kepada semua unsur organisasi

• Mengatur dan meningkatkan hubungan kerjasama antar karyawan perusahaan

dengan masyarakat.

• Memberikan pelatihan dan pendidikan bagi karyawan

d. Bagian Umum, yang memiliki wewenag:

• Memberikan pelayanan bagi semua unsur dalam organisasi dibidang

kesejahteraan dan fasilitas kesehatan dan keselamatan kerja bagi seluruh

karyawan dan keluarga.

7.3.5. Kepala Bagian

Kepala Bagian memiliki tugas dan Wewenang sebagai berikut:

• Melakukan tugas yang diberikan oleh pimpinan dan melakukan pengawasan

terhadap tugas bawahannya.

• Memberikan laporan dan pertanggungjawaban kepada pimpinan atas tugas-

tugas yang diberikan serta menerima laporan dari bawahannya.

• Mengawasi pelaksanaan dari rencana yang dibuat oleh pimpinan dan

memberikan saran-saran terutama yang berhubungan dengan tugasnya.

7.3.6 Kepala Seksi

Kepala Seksi mempunyai tugas dan wewenang sebagai berikut:

• Bertanggung jawab kepada bagian masing-masing atas kelancaran dalam

mencapai target yang ditentukan

• Mengenali kualitas dan kuantitas barang-barang dan peralatan kerja yang

menjadi tanggung jawabnya.

Menciptakan suasana kerja yang baik serta menjamin keselamatan para karyawan,

mengajukan saran dan membuat laporan secara berkala kepada bagian masing-

masing.



7.3.7. Operator / Karyawan

Operator atau karyawan merupakan tenaga pelaksana yang secara langsung

bertugas melaksanakan pekerjaannya sesuai dengan bidang dan keahliannya masing-

masing. Semua pekerjaan operasional di lapangan merupakan tugas para operator.

7.4. Sistem Kerja

Pabrik beroperasi selama 300 hari dalam satu tahun, dimana satu hari terdapat

24 jam kerja. Untuk menjaga kelancaran proses produksi serta mekanisme

administrasi dan pemasaran, maka waktu kerja diatur dengan sistem shift dan non

shift.

1. Waktu Kerja Karyawan non shift:

a. Hari Senin s/d Kamis

• Pukul 07.00 – 12.00 WIB

• Pukul 13.00 – 16.00 WIB

• Istirahat Pukul 12.00 – 13.00 WIB

b. Hari Jumat

• Pukul 07.00 – 11.30 WIB

• Pukul 13.00 – 16.30 WIB

• Istirahat Pukul 11.30 – 13.00 WIB

2. Waktu Kerja karyawan shift:

a. Shift I : Pukul 07.00 – 15.00 WIB

b. Shift II : Pukul 15.00 – 23.00 WIB

c. Shift III : Pukul 23.00 – 07.00 WIB

Karyawan shift bekerja lima hari kontinyu dan dua hari libur. Masing-masing

shift mendapat giliran tugas siang, sore dan malam hari terdiri dari empat grup,

dimana tiga grup bertugas sementara grup lainnya libur.



7.5. Penentuan Jumlah Buruh

Untuk menentukan jumlah karyawan pabrik pembuatan Hidrogen yang

berkapasitas 22.000 ton/tahun, diperkirakan berdasarkan analisa pekerjaan yang harus

dikerjakan dari bagan alir yang tersedia.

1. Pengelompokan Buruh pabrik

Ada dua kelompok pekerja yag berada dalam lingkungan pabrik:

a. Direct Operating Labor

Direct Operating Labor adalah pekerja atau buruh yang berhubungan langsung

dengan jalannya operasi pabrik, dalam hal ini dapat diukategorikan untuk pekerja

pada bidang teknik, produksi dan utilitas.

b. Indirect Operating Labor

Indirect operating labor adalah pekerja atau buruh yang tidak berhubungan

langsung dengan jalannya operasi pabrik. Jenis pekerjaan ini dapat dikategorikan

untuk buruh pada bidang perbengkelan, pemeliharaan, bidang pengembangan dan

pelatihan, bagian umum, serta bagian pemasaran dan keuangan.

2. Metode penentuan jumlah buruh

Dalam penentuan jumlah buruh untuk direct Operating Labor ini

menggunakan grafik 6.35 halaman 235, Chemical Engineering Plant Design

Vilbrant. Dimana pada grafik itu dapat dilihat kebutuhan pegawai per unit proses

berdasarkan kapasitas produksi dan skala perusahaan.

Selain dari grafik tersebut, direct operating labor ini dapat juga ditentukan

dengan persamaan. Berdasarkan kapasitas dan peralatan yang digunakan, pabrik

pembuatan Hidrogen ini dapat digolongkan sebagai pabrik dengan peralatan-

peralatan besar dan otomatis. Oleh karena itu formula yang digunakan untuk

menghitung direct operating labor adalah :

M = 10,4 P0,25



Dimana :

M = Direct operating labor (per hours, day, processing step)

P = Kapasitas produksi , (Ton/hari)

= 22.000 ton/tahun

= 73,33 Ton/ hari

Diperoleh harga M = 27 orang buruh

Sedangkan operasi yang terjadi pada pembuatan Hidrogen ini terdiri dari 7

tahapan, yaitu:

a. Feed handling

b. Drying

c. Gasification

d. Reforming

e. Gas cleaning

f. Compression

e. Purification

Oleh karena itu jumlah direct labor yang digunakan adalah:

M = prosesjumlah x kerja jamburuhjumlah

= 7x jam/hari 8

buruh orang 27

= 24 man / day



Tabel 7.1. Perincian Jumlah Karyawan

Bagian Jumlah

Direktur Utama

Sekretaris Direktur Utama

I. Direktur Teknik dan Produksi

Sekretaris Direktur Teknik dan Produksi

1. Kepala Bagian Teknik dan Produksi

• Staff a. Kepala Seksi Teknik dan Produksi

• Supervisor

• Foreman

• Operator Lapangan

• Operator Kontrol

b. Kepala Seksi Utilitas

• Supervisor

• Foreman

• Operator Lapangan

• Operator Kontrol

2. Kepala Bagian Safety, Pemeliharaan dan

Perbengkelan

a. Kepala Seksi Pemeliharaan dan Instrumentasi

• Staff

b. Kepala Seksi Perbengkelan

• Staff

• Tukang

c. Kepala seksi pemeliharaan teknik

• Staff

• Operator

1

1

1

1

1

3

1

1

6

5

8

1

1

4

5

5

1

1

3

1

2

4

1

2

3



Bagian Jumlah

d. Kepala Seksi Instrumentasi

• Staff

• Operator

3. Kepala Seksi Penelitian dan pengembangan

(Puslitbang)

a. Kepala Seksi Perencanaan dan Tata Laksana

• Staff

b. Kepala Seksi Riset dan Pengembangan

• Staff

c. Kepala seksi Laboratorium

• Staff

II. Direktur Keuangan dan Pemasaran

Sekretaris Direktur Keuangan dan Pemasaran

1. Kepala Bagian Keuangan

a. Kepala Seksi Keuangan

• Staff

b. Kepala Seksi Administrasi

• Staff

2. Kepala Bagian Pemasaran

a. Kepala Seksi Pembelanjaan

• Staff

b. Kepala Seksi Penjualan dan promosi

• Staff

1

2

3

1

1

3

1

3

1

3

1

1

1

1

3

1

3

1

1

3

1

3



Bagian Jumlah

b. Kepala Seksi Pergudangan

• Penjaga Gudang

III. Direktur Umum

Sekretaris Direktur Umum

1. Kepala Bagian Personalia

a. Kepala Seksi Humas dan kepegawaian

• Staff

b. Kepala Seksi Diklat

• Staff

2. Kepala Bagaian Umum

a. Kepala Seksi Kesehatan

• Dokter

• Perawat

b. Kepala Seksi Transportasi

• Pengemudi

c. Kepala Seksi Keamanan dan Keselamatan

Kerja

• Satpam

1

4

1

1

1

1

2

1

2

1

1

3

4

1

6

1

12

JUMLAH 141



Gambar 7.1. Struktur Organisasi Perusahaan

Dewan Komisaris

Direktur Utama

Direktur Keuangan dan Pemasaran

Direktur Teknik dan produksi Direktur Umum

Bagian Teknik dan

Bagian Safety dan Pemeliharaan

Bagian puslitbang

dan Kulalitas Kontrol

Bagian

Keuangan

Bagian

Pemasaran

Bagian

Personalia

Bagian Umum



BAB 8

ANALISA EKONOMI

Analisa ekonomi bertujuan untuk dapat memberikan gambaran umum dari

segi kelayakan suatu pabrik untuk didirikan.

Analisa ekonomi ini dilakukan dengan menghitung Total Capital Investment

(TCI) dan Total Production Cost (TPC) terlebih dahulu (lampiran D, perhitungan

ekonomi), kemudian dilanjutkan dengan menghitung parameter-parameter ekonomi

yang diperlukan untuk menilai dan menganalisa kelayakan dan prospek dari Pabrik

Hidrogen yang akan didirikan ini.

Parameter yang diambil dalam menentukan layak tidaknya pra rencana pabrik

pembuatan Hidrogen ini didirikan adalah :

1) Profitabilitas (Keuntungan)

2) Lama Waktu Pengembalian

a. Lama Pengangsuran Hutang

b. Pay Out Time (POT)

3) Total Modal Akhir

a. Net Profit Over Total Lifetime of Project

b. Total Capital Sink (TCS) 4) Laju Pengembalian Modal

a. Rate of Return Investment (ROR)

b. Discounted Cash Flow Rate of Return (DCFROR)

5) Break Event Point



8.1 Keuntungan (Profitability) Suatu pabrik yang akan didirikan harus mempertimbangkan keuntungannya.

Perkiraan keutungan yang akan diperoleh setiap tahun dapat dicari melalui tahap-

tahap perhitungan sebagai berikut:

8.1.1 Perhitungan Annual Cash Flow

• Produksi Hidrogen, kg/tahun = 22.000.000 kg/tahun

• Harga Jual Hidrogen = US$ 9,5/kg

• Penjualan Hidrogen per Tahun = US$ 212.248.199,18

• Produksi Fuel Gas per Tahun = 341.272.800 m3

• Harga Jual fuel gas = US$ 0,2/m3

• Penjualan Fuel Gas per Tahun = US$ 68.254.560

• Total Penjualan Produk per Tahun = US$ 280.502.759,18

• Total Produksi Cost (TPC) = US$ 227.205.284,170

• Net Profit Before Tax (NPBT) = US$ 53.297.475

• Income Tax (30 % NPBT) = US$ 15.989.242,5

• Net Profit After Tax (NPAT) = US$ 37.308.232,5

• Depresiasi (10 % FCI) = US$ 7.271.306,197

• Annual Cash Flow (ACF) = US$ 44.579.538,7

Hasil perhitungan menunjukkan bahwa pengoperasian pabrik Hidrogen

dengan kapasitas 22.000 Ton/tahun memberikan keuntungan sebesar US$

37.308.232,5 setelah dipotong pajak dan menghasilkan uang tunai setiap tahunnya

sebesar US$ 44.579.538,7.



8.2. Lama Pengembalian Hutang Lama waktu pengembalian hutang dapat dilihat dari lama pengangsuran

hutang atau Pay Out Time. Lama pengangsuran hutang menunjukkan pada tahun ke

berapa seluruh pinjaman beserta bunganya bias dikembalikan, sedangkan Pay Out

Time menunjukkan angka nominal secara teoritis untuk pengembalian hutang.

Suatu pabrik dinyatakan layak berdiri jika seluruh modal (pinjaman dari

Bank) sudah dapat dilunasi sebelum mencapai setengah service life pabrik atau

dengan kata lain, Pay Out Time kurang dari setengah service life pabrik.

Lamanya umur pabrik penting untuk diketahui, karena setelah waktu tersebut

pabrik dinyatakan tidak ekonomis lagi untuk dioperasikan (salvage value, VS = 0).

Apabila pabrik tetap dioperasikan maka keuntungan ekonomis yang diperoleh setiap

tahunnya tidak tercapai.

Umur pabrik ditentukan dengan persamaan berikut:

n = onDepriciati

VsFCI −

dimana:

FCI = Fixed Capital Investment (US $ 72.713.061,967)

Vs = Salvage Value (US $ 0.00 )

Depriciation = (US $ 7.271.306,2)

Dengan memasukkan data-data tersebut ke persamaan di atas maka diperoleh

bahwa umur pabrik adalah 10 tahun.



8.2.1 Lama Pengangsuran Hutang

Total Capital Investement ialah sejumlah modal untuk mendirikan pabrik.

Sebagian modal ini dapat dipinjam dari bank. Modal pinjaman ini harus dikembalikan

beserta bunganya dengan cara mengangsur. Berikut ini cara yang dapat digunakan

untuk menentukan lamanya pengangsuran:

Total Capital Investment = US$ 99.980.460,204

Hutang Bank (= FCI) = US$ 72.713.061,967

Bunga Bank = 30 %

Angsuran pertama dan seterusnya diambil dari Net Profit After Tax.

Tabel 8.1. Lama Pengangsuran Hutang

Tahun Modal Bunga Total Hutang Angsuran 0 $72.713.061,967 0 $72.713.061,967 0 1 $72.713.061,967 $21.813.918,590 $94.526.980,556 $37.308.232,510 2 $57.218.748,047 $17.165.624,414 $74.384.372,461 $37.308.232,510 3 $37.076.139,951 $11.122.841,985 $48.198.981,936 $37.308.232,510 4 $10.890.749,426 $3.267.224,828 $14.157.974,254 $14.157.974,254

Total Bunga $53.369.609,817 Total Angsuran $126.082.671,784

Lama pengangsuran hutang (< 5 tahun) kurang dari setengah umur pabrik (10

tahun), dengan alasan tersebut maka pabrik ini layak untuk didirikan.

8.2.2. Pay Out Time Pay Out Time (POT) dapat ditentukan menurut persamaan berikut :

rataRataAngsuran

BungaTotalntalInvestmeFixedCapitPOT−+

=

946,667.520.31$US

,81753.369.609$US,96772.713.061$US +=POT

POT = 4 tahun



POT yang diperoleh 4 tahun, yaitu kurang dari setengah umur pabrik (10

tahun), dengan demikian pabrik ini dinyatakan layak untuk didirikan.

8.3 Total Modal Akhir

Total modal akhir ialah total modal yang diperoleh hingga umur pabrik. Total

modal akhir dapat ditentukan dengan dua cara, yaitu:

Net Profit Over Total Life of Project (NPC)

Total Capital Sink

Pabrik dinyatakan layak untuk didirikan apabila hingga akhir service life

pabrik, nilai NPOTLP lebih besar dari nilai TCI ditambah dengan bunga bank. Atau

harga TCS lebih besar dari TCI.

8.3.1 Net Profit Over Total Life of Project (NPC)

Net Profit Over Total Life of Project adalah total keuntungan yang diperoleh

dalam bentuk uang tunai (termasuk keuntungan dalam bentuk uang tunai yang

digunakan untuk membayar hutang) selama umur pabrik ditambah Capital Recovery,

yang ditentukan dengan persamaan berikut:

NPOTLP = CR + CCP

dimana:

CR = Capital Recovery

= Working Capital + Land + Salvage Value

= US$ 19.996.092,041 + US$ 2.666.667 + US$ 0.00

= US$ 22.662.759,041



CCP = Cummulative Cash Position

= Total Annual Cash Flow selama umur pabrik setelah dipotong Total

Capital Investment (TCI).

Cummulative Cash Position menunjukkan total keuntungan yang diperoleh

dalam bentuk tunai (termasuk uang tunai untuk membayar bunga hutang) selama

umur pabrik ditambah Capital Recovery. Hal ini dapat ditentukan dengan persamaan

berikut:

CCP = ∑ ACF – TCI

= 10 (US$44.579.538,7) – US$ 99.980.460,204

= US$ 345.814.926,8

Dari data di atas maka diperoleh harga NPOTLP :

NPO = CCP + CR

= US$ 345.814.926,8 + U $ 22.662.759,041

= US $ 368.477.685,8

TCI + Total bunga = US $ 153.350.070

Hasil NPO ini lebih besar dibandingkan dengan TCI ditambah bunga. Dengan

demikian pabrik dinyatakan layak untuk didirikan.

8.3.2 Total Capital Sink

Capital Sink adalah annual cash flow setelah dipotong angsuran hutang dan

bunga. Capital Sink menunjukkan keuntungan yang diperoleh dalam bentuk uang

tunai (tidak termasuk keuntungan dalam bentuk uang tunai yang digunakan untuk

membayar hutang) selama umur pabrik. Berikut ini adalah tabel yang menujukkan

Capital Sink yang masuk setiap tahun sampai umur pabrik:



TCS = n ∑ ACF – ∑ Angsuran

= (10 x US$ 44.579.538,7) – US$ 126.082.671,784

= US$ 319.712.715,3

Hasil perhitungan menunjukkan bahwa perkiraan keuntungan yang diperoleh

dalam bentuk tunai pada akhir umur pabrik (US$ 319.712.715,3) lebih besar dari TCI

(US$ 99.980.460,204), dengan demikian pabrik pembuatan Hidrogen ini layak

didirikan.

8.4 Laju Pengembalian Biaya (Rate Of Return)

Laju pengembalian biaya dapat dilakukan dengan dua cara, yaitu:

Rate of Return on Investment (ROR)

Discount Cash Flow Rate of Return (DCF – ROR)

8.4.1 Rate of Return on Investment (ROR)

Rate of Return on Investment dapat ditentukan melalui persamaan berikut:

ROR = %100xTCI

TaxAfter Profit Net

= %100x,20499.980.460$US

,537.308.232 $US

= 37,32 %

Karena Rate of Return of Investment yang didapatkan lebih besar dari bunga

bank (30%) maka pabrik pembuatan Hidrogen ini layak untuk didirikan.



8.4.2 Discount Cash Flow Rate of Return (DCF – ROR)

DCF – ROR adalah laju pengembalian modal dari bunga ACF selama umur

pabrik. DCF – ROR dinyatakan dalam persen bunga yang ditetapkan oleh pihak Bank

sedemikian rupa sehingga total bunga ACF selama umur pabrik mendekati jumlah

TCI. Persamaan yang digunakan untuk menentukan persen bunga tersebut adalah

sebagai berikut : (Peter’s p. 302)

TCI = ACF nnn iVsWC

iiii )1()1(1.......

)1(1

)1(1

)1(1

21 ++

++

++

++

++

dimana:

ACF = Annual Cash Flow, US$ 44.579.538,7

TCI = Total Capital Investment Cost, US$ 99.980.460,204

i = Discount Cash Flow Rate of Return

n = Umur pabrik, 10 tahun

WC = Working Capital, US$ 19.996.092,041

Vs = Salvage Value, US $ 0.00

ni)1(1+

= Discount Factor

maka:

i = 43,63 %

Dengan metode Trial dan error maka didapatkan harga i (Discounted Cash

Flow rate of return) adalah 43,63 %. Karena nilai i yang didapat lebih besar dari

Bunga Bank (30 %), maka pabrik pembuatan Hidrogen ini layak untuk didirikan.



8.5 Break Event Point (BEP)

Analisa Break Even Point adalah suatu teknik analisa untuk mempelajari

hubungan antara biaya tetap, biaya variabel, keuntungan dan kapasitas produksi. Oleh

karena analisa ini mempelajari hunungan antara biaya- keuntungan-kapasitas

produksi, maka analisa ini juga sering disebut dengan “Cost-Profit-Volume

analysys”. Dalam perencanaan keuntungan, analisa Break Even Point merupakan

“profit-planning approach” yang mendasar pada hubungan antara biaya (cost) dan

penghasilan penjualan (revenue).

Apabila suatu perusahaan hanya mempunyai biaya variabel saja, maka tidak

akan muncul masalah Break Even Point dalam perusahaan tersebut. Masalah BEP

akan muncul apabila dalam perusahaan juga mempunyai biaya tetap. Besarnya biaya

variabel akan berubah sesuai dengan perubahan kapasitas produksi, sedangkan

besarnya biaya tetap secara totalitas tidak mengalami perubahan meskipun ada

perubahan kapasitas produksi.

Analisa Break Even Point dimaksudkan agar pimpinan mengetahui titik

pengembalian modal untuk mengurangi kerugian. Dimana pada saat itu, penghasilan

(revenue) sama besarnya dengan biaya totalnya, sehingga perusahaan tidak menderita

kerugian atau keuntungan. Nilai BEP yang memenuhi syarat adalah 20% <BEP<40%.

Nilai BEP dapat ditentukan dengan menggunakan grafik atau dengan persamaan.

a. Menggunakan grafik

Langkah-langkah penentuan Break Even Point:

1). Membuat grafik Y dan X dengan

Y = Harga

X = % kapasitas

2). Membuat empat buah garis yang tediri dari harga Fixed Cost (FC), Variabel

Cost (VC), Total Production Cost (TPC) dan selling Price (SP)

3). Pada perpotongan antara garis SP dan TPC, ditentukan harga kapasitas

produksinya sehingga sama dengan BEP.



b. Menggunakan pesamaan :

BEP = %100xVCSP

FC−

Dimana:

FC = Fixed Cost

= TPC – (Harga kayu karet + listrik + MgO + Make up olivine)

= US $ 227.205.284,170 – (US $180.377.280 + US $ 7.845.313.309 +

US $ 8.870,463 + US $ 3.508.341,002

= US $ 35.465.479.804,774

VC = Variabel Cost

= Harga kayu karet + listrik + MgO + Make up olivine

= US $ 191.739.804,774

SP = Selling Price

= US $ 280.502.759,184

diperoleh:

BEP = %100804.739.191$ 184,759.502.280$

,39635.465.479 $ US xUSUS −

= 39,955 %

Dari hasil perhitungan di atas, nilai BEP memenuhi persyaratan 20% < BEP <

40%, maka pabrik Hidrogen ini layak untuk didirikan.



0,00

50,00

100,00

150,00

200,00

250,00

300,00

0 10 20 30 40 50 60 70 80 90 100% Capacit y

Cost

per

yea

r U

S$ x

1.0

00.0

00,0

0

Selling Price

Total Production CostFixed CostVariable Cost

Break Ev ent Point



BAB 9

KESIMPULAN

Berdasarkan hasil perhitungan Pra Rencana Pabrik Pembuatan Hidrogen

dengan Metode Gasifikasi Kayu Karet Bertekanan Rendah ini, maka dapat

disimpulkan sebagai berikut :

1. Dengan meningkatnya kebutuhan Hidrogen setiap tahunnya, maka direncanakan

pabrik pembuatan Hidrogen dengan kapasitas 22.000 ton/tahun.

2. Produksi ini direncanakan untuk memenuhi sebagian dari kebutuhan dalam negeri

dan memacu tumbuhnya industri baru.

3. Ditinjau dari segi pengadaan bahan baku, pemasaran produk dan penyerapan

tenaga kerja, maka pabrik ini direncanakan akan didirikan di daerah Muara Enim,

Sumatera Selatan.

4. Perusahaan ini berbentuk Perseroan Terbatas (PT) dengan sistem Line and Staff

yang dipimpin oleh seorang Direktur Utama dengan jumlah karyawan 127 orang.

5. Berdasarkan analisa ekonomi, maka pabrik ini layak didirikan :

Analisa ekonominya adalah sebagai berikut :

ù Biaya Produksi : US$ 227.205.284,170

ù Hasil Penjualan : US$ 280.502.759,18

ù Annual Cash Flow : US$ 44.579.538,7

ù Pay Out Time : 4 tahun

ù Break Even Point : 39,955 %

ù Rate of Return : 37,32 %

ù Service Live : 10 tahun

Dari hasil perhitungan terhadap parameter di atas, maka pabrik Hidrogen ini

layak untuk diberikan.



DAFTAR NOTASI

BIN

W = massa kayu di dalam bin (lb)

ρw = massa jenis kayu (lb/ft3 )

θr = Angle of Repose (Slide Angle)

θ = sudut luar kerucut dasar bin

R = jari-jari dalam bin (ft )

Vbin = volume bin (ft3)

Vw = volume kayu yang disimpan (ft3)

Dd = diameter outlet bin (ft)

Hc = tinggi bagian kerucut bin (ft)

Hh = tinggi bagian kepala ellipsoidal (ft)

Hss = tinggi bagian silinder bin (ft)

H = tinggi total bin (ft)

d = konstanta untuk menghitung Hh

Vh = volume bagian kepala ellipsoidal (ft3)

Vss = volume bagian silinder bin (ft3)

Vc = volume bagian kerucut bin (ft3)

a = konstanta untuk menghitung Vh

ROTARY DRYER

Fs = laju alir massa solid (lb/jam)

Fg = massa gas panas (lb)

Tgasi = temperatur gas panas masuk (oF)

Tgaso = temperatur gas panas keluar (oF)

ρw = massa jenis kayu (lb/ft3)

w = massa kayu yang tinggal di dalam rotary drier (lb)



t’ = waktu tinggal kayu di dalam rotary drier (menit)

Vr = volume rotary drier (ft3)

Vw = volume kayu (ft3)

Uct = koefisien transfer panas volumetrik (Btu/jam ft2 oF)

Qt’ = beban panas rotary drier pada t’ (Btu atau kJ)

QT = beban panas rotary drier pada 1 jam operasi (Btu/jam)

dt = selisih Tgasi dengan Tgaso

d = diameter dalam rotary drier (ft)

A = luas penampang dalam (ft2)

G = fluks massa gas panas (lb/jam ft2)

L = panjang rotary drier (ft)

θ = time of passage (min)

N = jumlah putaran rotary drier (rpm)

S = kemiringan rotary drier (ft/ft)

f = jumlah flights

wd = berat alat rotary drier tanpa muatan (lb)

W = berat alat rotary drier dengan muatan (lb)

D = d + 2

Bhp = brake horse power (Hp)

REAKTOR

P = tekanan (atm)

T = temperatur (oC)

ρg = massa jenis gas (kg/m3)

ρp = massa jenis partikel (kg/m3)

g = percepatan gravitasi (m/s2)

dp = diameter partikel (mm)

µg = viskositas gas (Ns/m2)



mg = massa gas (kg/jam)

mp = massa partikel (kg/jam)

Umf = kecepatan minimum fluidisasi (m/s)

Remf = bilangan Reynold pada Umf

Ut = kecepatan terminal partikel (m/s)

Sp = faktor sperisitas

Uf = kecepatan operasi gas (m/s)

Gs = kecepatan sirkulasi solid (kg/m2 jam)

Dt = diameter dalam reaktor (m)

At = luas penampang reaktor (m2)

Ese = fraksi volume solid pada titik keluar reaktor

Up = slip velocity (m/s)

Emf = fraksi volume solid pada Umf

Hf = tinggi freeboard (m)

Lmf = tinggi solid di dalam reaktor pada Umf (m)

Ht = tinggi reaktor (m)

Hd = tinggi solid pada Uf (m)

Dpb = penurunan tekanan minimum melalui tumpukan (bed) (Pa)

Dpd = penurunan tekanan melalui distributor (Pa)

Ret = bilangan Reynold pada Uf

Cd,or = koefisien orifice

Uor = kecepatan gas melalui orifice (m/s)

Nor = jumlah tuyere per area distributor

Ior = jarak antar tuyere (m)

dor = diameter orifice (mm)

Nh = jumlah lubang per tuyere

dh = diameter lubang pada tuyere (mm)

ntuyere = jumlah tuyere

nhole = jumlah lubang



kr = konstanta kecepatan reaksi orde satu (s-1)

Df = diffusivitas gas (m2/s)

M = berat molekul (g/mol)

Db = diameter bubbles (m)

Ub = kecepatan bubbles (m/s)

Ubr = kecepatan naik bubbles (m/s)

Qbi = kecepatan transfer total (s-1)

Qci = kecepatan transfer massa dari fasa cloud ke fasa interstisial (s-1)

Ui = kecepatan gas pada fasa interstisial (m/s)

Dc = diameter cloud (m)

fb = fraksi tumpukan (bed) yang diisi oleh bubbles

Yc = fraksi volume solid yang terdispersi ke dalam cloud-wake

Yb = fraksi volume solid yang terdispersi ke dalam bubbles

Yi = fraksi volume solid yang terdispersi ke dalam interstisial

Vw = volume wake di dalam bubbles (m3)

Vb = volume bubbles (m3)

kf = konstanta kecepatan efektif total

τ = waktu reaksi sempurna dari sebuah partikel (s)

Cb = molar jenis gas (mol/m3)

ρpb = molar jenis solid (mol/m3)

Ca = konsentrasi reaktan a sisa (mol)

Cao = konsentrasi reaktan a mula-mula (mol)

Xb = konversi

tr = waktu tinggal (s)

CYCLONE

Q = laju alir volumetrik (m3/s)

ρs = massa jenis solid (kg/m3)




dpc = diameter partikel dengan efisiensi pemisahan 50 % (µm)

W = lebar cerobong masuk (m)

V = kecepatan alir masuk (m/s)

H = tinggi cerobong masuk (m)

Ne = jumlah putaran di dalam vorteks terluar

Lb = panjang badan cyclone (m)

Lc = panjang kerucut cyclone (m)

µg = viskositas gas (kg/m jam)

S = panjang pemecah vorteks (m)

Dd = diameter outlet partikel (m)

De = diameter outlet gas (m)

D = diameter badan cyclone (m)

COOLER (SHELL & TUBE HEAT EXCHANGERS)

L = panjang tube (ft)

do = diameter luar tube (ft)

di = diameter dalam tube (ft)

kw = konduktivitas termal bahan konstruksi tube (Btu/jam ft oF)

A = luas permukaan tube (ft2)

Q = beban panas heat exchanger (Btu)

CMTD = Corrected Mean Temperature Difference (oF)

= f * LMTD

LMTD = Log Mean Temperature Difference (oF)

f = faktor koreksi

GTTD = TH - tH

LTTD = TL - tL

TH = temperatur tertinggi pada tube (oF)



tL = temperatur terendah pada tube (oF)

tH = temperatur tertinggi pada shell (oF)

TL = temperatur terendah pada shell (oF)

NPT = jumlah tube pass

n = jumlah tube

Ao = luas permukaan satu tube (ft2)

Di = diameter dalam shell (ft)

PB = jarak antar baffles (inch)

NB = jumlah baffles

Tsp = tube side product

Wi = laju alir massa melalui tube per 1000

Ssp = shell side product

M = berat molekul

Twp = tube wall product

Cp = kapasutas panas (Btu/lb oF)

Z = viskositas (cP)

S = specific gravity

fp = fouling product

h = koefisien transfer panas (Btu/hr ft2 oF)

Dpi = penurunan tekanan pada tube (psia)

Dpo = penurunan tekanan pada shell (psia)

SOP = sum of product

Nre = bilangan Reynold

Ai = luas penampang dalam tube (ft2)

Vi = kecepatan alir di dalam satu tube (ft/hr)

p’ = pitch (inch)

c’ = clearance (inch)

Sm = luas tube bundle (ft2)

Npr = Prandtl Number



hi = koefisien transfer panas pada tube (Btu/hr ft2 oF)

ho = koefisien transfer panas pada shell (Btu/hr ft2 oF)

G = fluks massa (lb/jam ft2)

Uct = koefisien transfer panas total bersih (Btu/hr ft2 oF)

rt = faktor pengotor (Btu/hr ft2 oF)

SCRUBBER

Qc = beban kondensasi H2O (Btu/jam)

λ = panas laten (kJ/kg)

Qg = beban pendingin sensible (Btu/jam)

Qt = beban total pendinginan (Btu/jam)

D = diameter kolom (m)

Vc = kecepatan alir gas melalui tirai (ft/s)

Vw = kecepatam alir gas melalui jendela (ft/s)

Sb = jarak antar baffle (inch)

At = luas penampang kolom (ft2)

Aw = luas area jendela (ft2)

Ac = luas area tirai (ft2)

Gv = laju alir volume gas per detik (m3/s)

Ua = koefisien transfer panas volumetrik total (Btu/hr ft2 oF)

C = konstanta ang tergantung dengan jarak antar baffle

G = fluks massa aliran gas (lb/jam ft2)

L = fluks massa aliran liquid (lb/jam ft2)

Uacorr = Ua yang telah dikoreksi (Btu/hr ft2 oF)

Vt = volume zona kontak gas dengan liquid (ft3)

∆tM = Log Mean Temperature Difference (oF)

Zt = tinggi zona kontak gas dengan liquid (ft)

Nb = jumlah baffle



ZL = tinggi liquid di dasar kolom (ft)

VL = laju alir volume liquid (m3/min)

ts = waktu tinggal liquid di dasar kolom (min)

ZLG = jarak antara inlet gas dengan baffle pertama di dasar scrubber (m)

ZLB = jarak antara inlet liquid dengan baffle pertama di puncak scrubber (m)

ZT = tinggi total scrubber (m)

Dp = penurunan tekanan gas melalui scrubber (psia)

POMPA

Q = kapasitas pompa (GPM)

m = laju alir massa liquid (kg/jam)

ρ = densitas liquid (kg/m3)

NPSHa = Net Positive Suction Head available (m)

Hss = static suction head (m)

Zslurry = tinggi permukaan slurry (m)

Hfs = suction friction head (m)

SG = Specific Gravity

fs = frictional pressure drop (psia)

Hi = inlet head (m)

NPSHr = Net Positive Suction Head required (m)

NSS = Suction Specific Speed

Rpm = kecepatan putaran motor (rpm)

W = kerja pompa (Btu)

g/gc = percepatan gravitasi (m2/s)

z1 = ketinggian suction line (m)

z2 = ketinggian discharge line (m)

Es = total suction frictional pressure drop (psia)

es = discharge friction head (m)



Ed = total discharge frictional pressure drop (psia)

ed = discharge friction head (m)

P1 = tekanan inlet pompa (psia)

P2 = tekanan outlet pompa (psia)

p1 = konversi tekanan inlet pompa ke dalam head (m)

p2 = konversi tekanan outlet pompa ke dalam head (m)

Eff = efisiensi pompa (%)

H = total dynamic head (m) = Hd –Hs

Hd = total discharge head (m)

Hs = total suction head (m)

Ns = specific speed

SP = shaft power (Hp)

KNOCK OUT DRUM

ρg = massa jenis gas (lb/ft3)

ρl = massa jenis liquid (lb/ft3)

Z = faktor kompresibilitas

P = tekanan aliran gas (atm)

BM = berat molekul (g/mol)

R = konstanta idela gas (atm liter/mol K)

T = temperatur (K)

WL = aliran massa liquid (lb/jam)

WG = aliran massa gas (lb/jam)

S = faktor pemisahan

KV = faktor kecepatan

Vmax = kecepatan gas maksimum (ft/s)

QV = kecepatan alir volume gas (ft3/s)

AV = luas penampang minimum (ft2)



D = diameter kolom (ft)

H = tinggi kolom (ft)

QL = laju alir volume liquid (ft3/min)

LH = ketinggian liquid di dalam dasar kolom (ft)

t = waktu tinggal liquid di dalam dasar kolom (min)

ts = tebal dinding kolom (inch)

tc = tebal korosi yang diizinkan (inch)

Po = tekanan operasi (psig)

Es = efisiensi pengelasan

S = stress yang diizinkan (psia)

KOMPRESOR DAN BLOWER

P1 = tekanan inlet kompresor (kPa)

P2 = tekanan outlet kompresor (kPa)

T1 = temperatur inlet kompresor (K)

T2 = temperatur outlet kompresor (K)

Tc = temperatur kritis (K)

Pc = tekanan kritis (bar)

Cp = kapasitas panas pada tekanan konstan (kJ/mol K)

BM = Berat Molekul (g/mol)

k = rasio Cv/Cp

Cv = kapasitas panas pada volume konstan (kJ/mol K)

m = laju alir massa (kg/jam)

Pr = reduced pressure (bar)

Tr = reduced temperature (K)

Z = faktor kompresibilitas

V1 = volume spesifik (m3/kg)

Q1 = laju alir volumetrik inlet (m3/jam)

ηp = efisiensi politropik (%)



ηad = efisiensi adiabatis (%)

Hp = kebutuhan listrik (Hp)

Q2 = laju alir volumetrik outlet kompresor (m3/jam)

AIR COOLER

TPI = temperatur aliran proses masuk (oF)

TPO = temperatur aliran proses keluar (oF)

TAI = temperatur aliran udara masuk (oF)

TAI = temperatur aliran udara masuk (oF)

L = panjang tube (ft)

Dpi = penurunan tekanan melalui tube (psia)

TR = tube rows

U = koefisien transfer panas total (Btu/hr ft2 oF)

FV = kecepatan muka udara (ft/min)

CMTD = Corrected Mean Temperature Difference (oF)

= f * LMTD

LMTD = Log Mean Temperature Difference (oF)

f = faktor koreksi

A = luas area permukaan tube (ft2)

FA = area muka bundle (ft2)

F = laju alir udara (ft3/min)

BHP = tenaga yang dibutuhkan (Hp)

W = lebar tube bundle (ft)

FAPF = area fan minimum (ft2)

D = diameter fan (m)

Nt = jumlah tube

ODt = diameter luar tube (inch)

Z = viskositas (cP)

S = Specific Gravity



di = diameter dalam tube (inch)

PRESSURE SWING ADSORBER

dads = diameter adsorben (mm)

sp = sperisitas

ρads_b = bulk density of adsorbent (lb/ft3)

ρads_r = real density of adsorbent (lb/ft3)

Eads = fraksi volume kosong

cads = kapasitas adsorpsi (kg impurities/kg adsorben)

mg = laju ali massa gas (kg/jam)


SF = safety factor

adsreq = jumlah adsorben yang dibutuhkan (kg)

Dk = diameter kolom (ft)

Ak = luas penampang kolom (ft2)

Vads = volume adsorber (ft3)

Hk = tinggi kolom (ft)

TANKI

T = temperatur (oC)

P = tekanan (atm)

W = laju alir massa (kg/jam)

ρ = massa jenis (kg/m3)

tos = lama persediaan (jam)

Vt_av = ukuran satu tanki tersedia berdasarkan tos

Vt_r = kapasitas tanki yang diperlukan (m3)

Dt = diameter tanki (m)

Nt = jumlah tanki



tw = tebal dinding tanki (cm)

tc = tebal korosi yang diizinkan (inch)


Es = efisiensi pengelasan




DAFTAR PUSTAKA

Bachus, Larry & Custodio, Angel, 2003, Know and Understand Centrifugal Pumps,

Elsevier Advanced Technology, Great Britain.

Blackwell, W. Wayne, 1984, Chemical Process Design on A Programmable

Calculator, McGraw-Hill, United State of America.

Brenner, Sarah-Janes & Friends, 2002, User Guide HYSYS.Economix, Hyprotech

Ltd., Canada.

Cavaseno, Vincent, 1979, Process Heat Exchange – Chemical Engineering

Magazine, McGraw-Hill, New York, United State of America.

Cooper, C. D. & Alley, F. C., 1986, Air Pollution Control.

Davidson, J. F. and Friends, 1985, Fluidization, 2nd Edition, Academic Press, United

State of America.

Devi, Lopamudra & Friends, 2004, Pretreated Olivine as Tar Removal Catalyst for

Biomass Gasifiers : Investigation Using Napthalene as Model Biomass Tar,

Fuel Processing Technology 86 (2005) 707-730.

Domalski, Eugene S. & Frineds, 1986, Thermodynamic Data for Biomass

Conversion and Waste Incineration, Solar Energy Research Institute, Golden,

Colorado, United State of America.

Douglas, James M., 1988, Conceptual Design of Chemical Processes, McGraw-Hill,

United State of America.

Felder, Richard M. & Rousseau, Ronald W., 1986, Elementary Principles of

Chemical Processes, 2nd Edition, John Wiley & Sons, United State of America.

Forest Product Laboratory, 1999, Wood Handbook - wood as An Engineering

Material, U. S. Departement of Agriculture, Madison, Wisconsin, United State

of America.

Gas Processors Suppliers Association (GPSA), 2004, Engineering Data Book, FPS

Version, 12th Edition, Tulsa, OK.



Hamelinck, Carlo N. & Faaij, Andre P. C., 2001, Future Prospect for Production of

Methanol and Hydrogen from Biomass, Utrecht University, Netherlands.

Ibsen, Kelly, 2006, Equipment Design and Cost Estimation for Small Modular

Biomass Systems, Synthesis Gas Clean up and Oxygen Separation Equipment.

National Renewable Energy Laboratory, Golden, Colorado, United State of

America.

Kohl, Artur & Nielsen, Richard, 1997, Gas and Purification 5th Edition, Gulf

Publishing Company, Texas, United State of America.

Kunii, Daizo, & Levenspiel, Octave, 1991, Fluidization Engineering, 2nd Edition,

Butterworth – Heinenmann, United State of America.

Loh, H. P., & Lyons, Jennifer, 2002, Process Equipment Cost Estimation Final

Report, National Energy Technology Laboratory, United State of America.

McKetta, John J., 1979, Encyclopedia of Chemical Processing and Design, volume

10, Marcel Dekker Inc., New York, United State of America.

Perry, Robert H., & Green, Don, 1985, Perry’s Chemical Engineer’s Handbook, 6th

Edition, McGraw-Hill, North America.

Ragland, K. W. & Friends, 1990, Properties of Wood for Combustion Analysis,

Bioresource Technology 37 (1991) 161 – 168.

Silla, Harry, 2003, Chemical Process Engineering – Design and Economics, Marcel

Dekker, Inc., New York, United State of America.

Spath, P. & Friends, 2005, Biomass to Hydrogen Production Detailed Design and

Economics Utilizing the Battelle Columbus Laboratory Indirectly Heated

Gasifier, National Renewable Energy Laboratory, Golden, Colorado, United

State of America.

U. S. Army Corps of Engineers, 2001, Engineering and Design – Adsorption Design

Guide, Departement of The Army, United State of America.

Vilbrandt, Frank C. & Dryden, Charles E., 1959, Chemical Engineering Plant

Design, 4th Edition, McGraw-Hill, Japan.



Yokoyama et. al, 1997, Patent Number 5,651,953 : Method of Producing Hydrogen

from Biomass, United States Patent Organization (USPTO).

Walas, Stanley, 1990, Chemical Process Equipment : Selection and Design,

McGraw-Hill, North America.

www.cheresources.com

www.PumpingMachinery.com


http://www.cheresources.com

http://www.PumpingMachinery.com


LAMPIRAN A

ESTIMASI FORMULA KAYU KARET

Komposisi kayu karet (basis kering)

Komponen C H O N S Abu

% berat 49,000 5,870 43,970 0,300 0,090 0,860

Digunakan perbandingan antara kayu poplar dengan kayu karet

BM poplar* = BM1 = 151,000 gr/mol

HHV poplar* = HHV1 = 8671,000 Btu/lb

*Sumber : Technical Report NREL/TP-510-37408 May 2005

# Menghitung HHV char kayu karet (HHV2)

HHV = 146.58 x % wC + 568.78 x % wH – 51.53 x (% wO + % wN) + 29.45 x %

wS – 6.58 % w Abu

(Sumber : Thermodynamic Data for Biomass Conversion and Waste Incineration)

HHV2 = 8236,917 Btu/lb

# Menghitung berat molekul kayu karet (BM2)

BM2 = (HHV2*BM1)/HHV1

BM2 = 143,441 gr/mol

Misalkan rumus molekul kayu karet : CpHyOzNbStAbur

p = ( XC x BM2)/BM C y = (XH x BM2)/BM H

p = 5,9 y = 8,42

z = (XO x BM2)/BM O b = (XN x BM2)/BM N

z = 3,94 b = 0,03

t = (XS x BM2)/BM S r = (XAbu x BM2/BM A

t = 0,004 r = 0,040



Ket : XC, XH, XO, XN, XS, dan XAbu masing-masing adalah fraksi berat C, H, O, N, S,

dan Abu.

Maka formula kayu karet adalah : C5.9H8.42O3.94N0.03S0.004Abu0.04

# Estimasi Energi Pembentukan (Hf) Kayu Karet

Digunakan perbandingan antara kayu poplar dengan kayu karet

Hf poplar = -8,43E+05 kJ/kmol

(Technical Report NREL/TP-510-37408 May 2005)

Hf kayu karet = (BM2*Hfpoplar)/BM1

= -801121,18 kJ/kmol



LAMPIRAN B

NERACA MASSA

1. Rotary Drier 01 (RD-01)

Fungsi : Mengeringkan aliran serbuk kayu karet sampai kandungan airnya 12 %

Aliran 1 adalah aliran serbuk kayu karet dengan kandungan air 12 %.

Aliran 2 adalah aliran gas pemanas (flue gas) dari CY-02.

Aliran 3 adalah aliran gas panas setelah mengeringkan serbuk kayu kering.

Aliran 4 adalah aliran serbuk kayu karet yang telah kering (moisture = 12 %)

Berat total kayu input aliran 1 = 167016,8 kg

Kandungan air dalam kayu mula-mula = 50 % berat

Berat air dalam kayu mula-mula = 83508,4 kg

Kandungan air dalam kayu diinginkan = 12 % berat

Misal :

Berat air dalam kayu setelah dikeringkan = a kg

Berat kayu karet basis kering = b = 83508,4 kg

Sehingga,

a / (a + b) = 0,12



a = 0,12a + 0,12b

a = 0,12b / 0,88

a = 11387,509 kg

Berat air teruapkan = berat air dalam kayu mula-mula – berat air dalam kayu setelah

dikeringkan

= 72120,891 kg

Neraca Massa pada Rotary Drier 01 (RD-01)

Komponen Masuk (kg) Keluar (kg) Aliran 1 Aliran 2 Aliran 3 Aliran 4 H2O 83508,400 9651,916 81772,807 11387,509 N2 123663,047 123663,047 O2 4017,245 4017,245 CO2 40531,454 40531,454 SO2 148,939 148,939 Kayu karet 83508,400 83508,400 Subtotal aliran 167016,800 178012,600 250133,491 94895,909 Total 345029,400 345029,400


Fungsi : Mengubah serbuk kayu karet menjadi gas sintesa (gasifikasi)

R-01

4

5

16

6



Aliran 4 adalah serbuk kayu karet yang telah dikeringkan

Aliran 5 adalah Low Pressure Steam

Aliran 6 adalah gas sintesa yang terbentuk + char + olivine

Aliran 16 adalah olivine dan abu yang terbawa dari Cyclone 02

Tabel B.1 Parameter Operasi Gasifier, Yield dan Komposisi Gas Hasil Sintesa

Variabel Gasifier Nilai Tipe Gasifier BCL (Battelle Columbus Laboratory Temperatur Operasi 1598 oF (870 oC) Tekanan Operasi 23 psia (1,6 bar) Steam per umpan kayu 0,39725 lb/lb kayu (basis kering) Olivine yang di-recycle 26.92652 lb/lb kayu (basis kering) Komposisi gas sintesa % mol (basah) % mol (kering) H2 18,700 20,800 CO2 8,900 11,100 CO 37,100 46,300 H2O 19,900 0,000 CH4 12,600 15,700 C2H2 0,000 0,000 C2H4 4,200 5,200 C2H6 0,600 0,740 Gas hasil sintesa 0,03503 lb-mol gas kering/lb kayu (basis kering) Char yang dihasilkan 0,221 lb/lb kayu (basis kering)

Sumber : Technical Report NREL/TP-510-37408 May 2005

Ò Menghitung aliran massa masing-masing komponen dalam gas hasil sintesa

Massa kayu (basis kering) = 83508,4 kg = 184102,619 lb

Mol gas hasil sintesa = 0,03503 lb-mol gas kering/lb kayu (basis kering)

= 0,03503 x 184102,619 lb

= 6449,115 lb-mol gas kering

= 2925,269 kmol gas kering



Dari tabel di atas, aliran massa masing-masing komponen gas kering dapat

dihitung dengan rumus :

mi = xi * ngas * BMi

dimana :

mi = massa gas komponen i (kg)

xi = fraksi mol komponen i

ngas = mol gas kering (kmol)

BMi = berat molekul komponen gas i

Komponen gas kering

xi * ngas (kmol) BMi mi (kg)

H2 608,456 2,020 1229,081 CO2 324,705 44,010 14290,263 CO 1354,400 28,010 37936,737 CH4 459,267 16,040 7366,647 C2H4 152,114 28,050 4266,798 C2H6 21,647 30,070 650,925

Ò Menghitung komponen H2O dalam gas sintesa

Kebutuhan Steam (aliran 5) = 0,39725 lb/lb kayu (basis kering)

= 0,39725 * 184102,619 lb

= 73134,765 lb

= 33173,712 kg

Maka,

H2O dalam gas sintesa = H20 aliran 4 + H2O aliran 5

= 11387,509 kg + 33173,712 kg

= 44561,221 kg



Ò Menghitung olivine yang di-recycle ke R-01 (aliran 16)

Olivine yang di-recycle = 26,927 lb/lb kayu (basis kering)

= 26,927 * 184102,619 lb

= 4957242,843 lb

= 2248590,603 kg

Ò Menghitung char yang dihasilkan

Char yang dihasilkan = 0,221 lb/lb kayu (basis kering)

= 0,221 * 184102,619 lb

= 39379,432 lb

= 17862,393 kg

Neraca Massa pada Reaktor 01 (R-01)

Masuk (kg) Keluar (kg) Komponen Aliran 4 Aliran 5 Aliran 16 Aliran 6 H2 - - - 1229,081 CO2 - - - 14290,263 CO - - - 37936,737 H2O 11387,509 33173,712 - 44561,221 CH4 - - - 7366,647 C2H4 - - - 4266,798 C2H6 - - - 650,925 Olivine - - 2248590,603 2248590,603 Char - - - 17862,393 Kayu karet 83508,400 - - 0,000 Subtotal aliran 94895,909 33173,712 2248590,603 2376754,668 Total aliran 2376754,668 2376754,668




Fungsi : titik pencampuran aliran make up olivine + MgO

Aliran 9 adalah aliran make up olivine

Aliran 10 adalah aliran MgO

Aliran 11 adalah aliran keluar MP-01

Asumsi Potasium (Kalium) di dalam abu kayu karet adalah 0,2 % berat

Aliran MgO ditentukan sebesar 2 kali aliran molar Potasium dalam abu.

Abu dalam kayu karet = 0,86 % massa kayu karet basis kering

= 718,172 kg/jam

Potasium dalam abu = 0,2 % * 718,172 kg/jam

= 1,436 kg/jam

BM Potasium = 39,102 g/mol

Aliran molar potasium = 1,436 / 39,102

= 0,037 kmol/jam

BM MgO = 40,302 g/mol

MgO suplai = 2 * aliran molar potasium

= 0,073 kmol/jam

= 2,961 kg/jam

Make up olivine yang diperlukan adalah 0,11 % dari olivine yang kembali ke R-01

untuk menutupi olivine yang terbuang dari cyclone.

Make up olivne = 0,0011 * 2248590,603 kg

= 2473,450 kg

9

10 11



Neraca Massa pada Mix Point 01 (MP-01)

Komponen Masuk (kg) Keluar (kg) Aliran 9 Aliran 10 Aliran 11 Olivine 2473,450 - 2473,450 MgO - 2,961 2,961 Subtotal aliran 2473,450 2,961 2476,411 Total 2476,411 2476,411


Fungsi : membakar char (arang) kayu karet hasil dari gasifikasi pada R-01

Aliran 8 adalah char + olivine + abu keluaran dari cyclone (CY-01)

Aliran 11 adalah aliran make up olivine + MgO

Aliran 13 adalah aliran udara pembakar

Aliran 14 adalah aliran produk dari R-02

Komposisi kayu karet (basis kering)

Komponen C H O N S Abu

% berat 49,000 5,870 43,970 0,300 0,090 0,860

Kandungan air kayu karet = 50 % berat kayu alami (fresh wood)

Sumber : Thermodynamic Data for Biomass Conversion and Waste Incineration

R-02

8

11

13

14



Ò Menghitung komposisi char yang terbentuk dari gasifikasi kayu karet

Kapasitas bahan baku (kayu karet) = 83508,4 kg (basis kering)

• Karbon (C) pada char kayu karet

a. Karbon pada kayu = 49 % kapasitas bahan baku (kayu karet)

= 40919,116 kg

b. Karbon pada gas hasil sintesa

Karbon pada gas hasil sintesa dihitung dengan rumus :

Ci = (BMCi / BMi) * mi

dimana :

Ci = kandungan karbon pada komponen gas i (kg)

BMCi = berat molekul total unsur karbon dalam komponen gas i (kg/kmol)

BMi = berat molekul komponen gas i (kg/kmol)

mi = massa komponen gas i (kg)

Komponen i

BMi BMCi

BMCi / BMi mi Ci

CO2 44,010 12,000 0,273 14290,263 3896,459 CO 28,010 12,000 0,428 37936,737 16252,797 CH4 16,040 12,000 0,748 7366,647 5511,208 C2H4 28,050 24,000 0,856 4266,798 3650,736 C2H6 30,070 24,000 0,798 650,925 519,528 Total kandungan karbon pada gas hasil sintesa (gasifikasi) 29830,728

Maka,

karbon pada char kayu karet = karbon pada kayu – karbon pada gas sintesa

= 11088,388 kg

• Hidrogen (H) pada char kayu karet

a. Hidrogen pada kayu = 5,89 % kapasitas bahan baku (kayu karet)

= 4901,943 kg



b. Hidrogen pada gas hasil sintesa

Hidrogen pada gas hasil sintesa dihitung dengan rumus :

Hi = (BMHi / BMi) * mi

dimana :

Hi = kandungan hidrogen pada komponen gas i (kg)

BMHi = berat molekul total unsur hidrogen dalam komponen gas i (kg/kmol)



Komponen i

BMi BMHi BMHi / BMi mi Hi H2 2,020 2,020 1,000 1229,081 1228,838 CH4 16,040 4,039 0,252 7366,647 1855,072 C2H4 28,050 4,039 0,144 4266,798 614,419 C2H6 30,070 6,059 0,201 650,925 131,155 Total kandungan hidrogen pada gas hasil sintesa (gasifikasi) 3829,484

Maka,

Hidrogen pada char kayu karet = Hidrogen pada kayu – Hidrogen pada gas sintesa

= 1072,459 kg

• Oksigen (O) pada char kayu karet

a. Oksigen pada kayu = 43,97 % kapasitas bahan baku (kayu karet)

= 36718,643 kg

b. Oksigen pada gas hasil sintesa

Oksigen pada gas hasil sintesa dihitung dengan rumus :

Oi = (BMOi / BMi) * mi

dimana :

Oi = kandungan oksigen pada komponen gas i (kg)

BMOi = berat molekul total unsur oksigen dalam komponen gas i (kg/kmol)





Komponen i

BMi BMOi BMOi / BMi mi Oi

CO2 44,010 32,000 0,727 14290,263 10390,557 CO 28,010 16,000 0,571 37936,737 21670,396 Total kandungan oksigen pada gas hasil sintesa (gasifikasi) 32060,953

Maka,

Oksigen pada char kayu karet = Oksigen pada kayu – Oksigen pada gas sintesa

= 4657,691 kg

• Nitrogen (N) pada char kayu karet

Karena tidak ada komponen gas sintesa yang mengandung unsur N, maka

Nitrogen pada char kayu karet sama dengan Nitrogen pada kayu.

Nitrogen pada kayu = 0,3 % kapasitas bahan baku (kayu karet)

= 250,525 kg

Nitrogen pada char kayu karet = 250,525 kg

• Sulfur (S) pada char kayu karet

Karena tidak ada komponen gas sintesa yang mengandung unsur S, maka Sulfur

pada char kayu karet sama dengan Sulfur pada kayu.

Sulfur pada kayu = 0,09 % kapasitas bahan baku (kayu karet)

= 75,158 kg

Sulfur pada char kayu karet = 75,158 kg

• Abu pada char kayu karet

Abu pada char kayu karet = Abu pada kayu karet

= 718,172 kg



Ò Estimasi formula (rumus molekul) char kayu karet

Berat total char kayu karet = 17862,393 kg

Komposisi char kayu karet

Komponen C H O N S Abu berat (kg) 11088,388 1072,459 4657,691 250,525 75,158 718,172 % berat (% w) 62,077 6,004 26,075 1,403 0,421 4,021

Digunakan perbandingan antara char kayu poplar dengan char kayu karet

BM char poplar* = BM1 = 217 g/mol

HHV char poplar* = HHV1 = 13058,170 Btu/lb

*Sumber : Technical Report NREL/TP-510-37408 May 2005

• Menghitung HHV char kayu karet (HHV2)

HHV = 146,58 x % w C + 568,78 x % w H – 51,53 x (% w O + % w N) + 29,45 x

% w S – 6,58 % w Abu

(Sumber : Thermodynamic Data for Biomass Conversion and Waste Incineration)

Diperoleh HHV2 = 11084,163 Btu/lb

• Menghitung BM char kayu karet (BM2)

BM2 = (HHV2 * BM1) / HHV1

BM2 = 184,196 g/mol

Misalkan rumus molekul char kayu karet : CpHyOzNbStAbur

Maka,

p = (XC x BM2) / BM C y = (XH x BM2) / BM H

p = 9,5 y = 11,06

z = (XO x BM2) / BM O b = (XN x BM2) / BM N

z = 3 b = 0,18



t = (XS x BM2) / BM S r = (XAbu x BM2) / BM Abu

t = 0,024 r = 0,239

Keterangan : XC, XH, XO, XN, XS, dan XAbu masing-masing adalah fraksi berat

C, H, O, N, S, dan Abu.

Maka formula char kayu karet adalah : C9,5H11,06O3N0,18S0,024Abu0,239

Ò Menghitung produk pembakaran char kayu karet

Reaksi pembakaran sempurna char kayu karet :

C9,5H11,06O3N0,18S0,024Abu0,239 + 10,789 O2 à

96,965 1046,158

9,5 CO2 + 0,024 SO2 + 0,09 N2 + 5,53 H2O + 0,239 Abu 921,169 2,327 8,727 536,218 23,175

Char yang terbakar adalah char keluaran Cyclone (CY-01) = 99,99 % char yang

dihasilkan.

Mol char yang terbakar = (0,9999 * 17862,393 kg) / 184,196 g/mol

= 96,965 kmol

O2 teoritis = 10,789 * 96,965 kmol

= 1046,158 kmol

Udara berlebih (excess air) sebagai pembakar = 12 %

O2 dalam excess air = 112 % * 1046,158 kmol

= 1171,696 kmol

= 37494,287 kg

Komposisi udara pembakar

Komponen udara fraksi mol N2 0,790 O2 0,210



Mol udara berlebih total = 1171,696 kmol / 0,21

= 5579,507 kmol

Aliran massa masing-masing komponen udara berlebih (excess air)

Komponen udara kmol kg N2 4407,811 123418,694 O2 1171,696 37494,287

CO2 hasil pembakaran = 921,169 kmol

= 921,169 kmol * 44 kg/kmol

= 40531,454 kg

SO2 hasil pembakaran = 2,327 kmol

= 2,327 kmol * 64 kg/kmol

= 148,939 kg

N2 hasil pembakaran = 8,727 kmol

= 8,727 kmol * 28 kg/kmol

= 244,352 kg

H2O hasil pembakaran = 536,218 kmol

= 536,218 * 18 kg/kmol

= 9651,916 kg

Abu hasil pembakaran = 23,175 kmol

= 23,175 kmol * 31 kg/kmol

= 718,172 kg

Abu keluar R-02 = Abu hasil pembakaran

= 718,172 kg



CO2 keluar R-02 = CO2 hasil pembakaran

= 40531,454 kg

SO2 keluar R-02 = SO2 hasil pembakaran = 148,939 kg N2 keluar R-02 = N2 hasil pembakaran + N2 dari udara 123663,047 kg H2O keluar R-02 = H2O hasil pembakaran

= 9651,916 kg O2 keluar R-02 = O2 excess - O2 teoritis

= 125,539 kmol

= 4017,245 kg

Neraca Massa pada Reaktor 02 – (R-02)

Komponen Masuk (kg) Keluar (kg) Aliran 8 Aliran 11 Aliran 13 Aliran 14 H2O 0,000 9651,916 N2 123418,694 123663,047 O2 37494,287 4017,245 CO2 0,000 40531,454 SO2 148,939 Olivine 2248365,744 2473,450 2250839,193 MgO 2,961 2,961 Abu 0,000 718,172 Char 17860,607 0,000 Subtotal aliran 2266226,350 2476,411 160912,981 2429572,927 Total 2429572,927 2429572,927


Fungsi : Memisahlan partikel char + olivine + abu yang terbawa aliran gas hasil

sintesa R-01



Aliran 6 adalah gas hasil sintesa + char + olivine dari R-01

Aliran 7 adalah gas hasil sintesa yang telah bersih dari Cyclone 01 (CY-01)

Aliran 8 adalah char + olivine yang dipisahkan dari aliran gas sintesa

Diinginkan efisiensi CY-01 adalah 99,9 % untuk partikel char dan olivine

Char masuk ke CY-01 = 17862,393 kg

Olivine masuk ke CY-01 = 2248590,603 kg

Char keluar dari CY-01 (aliran 8) = 99,9 % char masuk = 17860,607 kg

Olivine keluar dari CY-01 (aliran 8) = 99,9 % olivine masuk = 2248365,744 kg

Neraca Massa pada Cyclone 01 (CY-01)

Komponen Masuk (kg) Keluar (kg) aliran 6 aliran 7 aliran 8 H2 1229,081 1229,081 - H2O 44561,221 44561,221 - CO 37936,737 37936,737 - CO2 14290,263 14290,263 - CH4 7366,647 7366,647 - C2H6 650,925 650,925 - C2H4 4266,798 4266,798 - Olivine (solid) 2248590,603 224,859 2248365,744 Char 17862,393 1,786 17860,607 Subtotal aliran 2376754,668 110528,318 2266226,350 Total aliran 2376754,668 2376754,668




Fungsi : memisahkan partikel olivine + abu yang terbawa aliran flue gas dari R-02

Aliran 14 adalah flue gas + olivine + abu + MgO dari Reaktor 02 (R-02)

Aliran 15 adalah flue gas yang telah bersih dari Cyclone 02 (CY-02)

Aliran 16 adalah olivine + abu + MgO yang dipisahkan dari aliran flue gas

Diinginkan efisiensi CY-02 adalah 99,99 % untuk partikel olivine

Efisiensi pemisahan partikel lainnya tergantung dengan ukuran diameter partikelnya

(dp).

dpolivine = 600 µm (Fuel Processing Technology 86, 2005, 707 – 730)

dpMgO = 600 µm (Fuel Processing Technology 86, 2005, 707 – 730)

dpAbu = 2,2 µm (Technical Report NREL/TP-510-37408 May 2005)

(Cooper, C. D., & Alley F. C., Air Pollution Control)

Dimana :

ηj = efisiensi pemisahan partikel (0 < η < 1)

dpc = diameter partikel dengan efisiensi pemisahan 50 %

dpj = diameter partikel j (µm)

2)(11

pjpcj dd+

=η



Ò Mencari nilai dpc dengan menggunakan nilai efisiensi pemisahan olivine yang

diinginkan

(dpc/dpolivine)2 = (1 – ηolivine) / ηolivine

= (1 – 0,9999) / 0,9999

= 0,0001

dpc/dpolivine = 0,01

dpc = 0,01 * dpolivine

= 6 µm

Ò Mencari efisiensi pemisahan untuk partikel MgO dan Abu

ηMgO = ηolivine = 99,99 %

ηMgO = 1 / [1 + (dpc / dpAbu)2]

= 0,119

= 3,5 %

Olivine masuk ke CY-02 = 2250839,193 kg

Abu masuk ke CY-02 = 718,172 kg

MgO masuk ke CY-02 = 2,961 kg

Olivine keluar dari CY-02 = 0,999 * olivine masuk = 2250614,109 kg

Abu keluar dari CY-02 = 0,035 * Abu masuk = 85,104 kg

MgO keluar dari CY-02 = 0,999 * MgO masuk = 2,961 kg



Neraca Massa pada Cyclone 02 (CY-02)

Komponen Masuk (kg) Keluar (kg) aliran 14 aliran 15 aliran 16 H2O 9651,916 9651,916 N2 123663,047 123663,047 O2 4017,245 4017,245 CO2 40531,454 40531,454 SO2 148,939 148,939 Olivine 2250839,193 225,084 2250614,109 MgO 2,961 0,000 2,961 Abu 718,172 27,625 690,547 Subtotal aliran 2429572,927 178265,309 2251307,617 Total aliran 2429572,927 2429572,927


Fungsi : Mengkonversikan gas-gas hidrokarbon menjadi gas CO dan H2.

Aliran 7 adalah aliran gas dari CY-01

Aliran 17 adalah aliran make up catalyst (olivine)

Aliran 18 adalah aliran produk R-03

Aliran 19 adalah aliran katalis purging

R-03

17

7 19

18



REAKSI :

CO + H2O í CO2 + H2 (Reaksi 1)

CH4 + H2O í CO + 3 H2 (Reaksi 2)

C2H6 + 2 H2O í 2 CO + 5 H2 (Reaksi 3)

C2H4 + 2 H2O í 2 CO + 4 H2 (Reaksi 4)

Konversi CO = 47 % dari total CO input

Konversi CH4 = 20 % dari total CH4 input

Konversi C2H6 = 90 % dari total C2H6 input

Konversi C2H4 = 50 % dari total C2H4 input

Reaksi 1

CO + H2O í CO2 + H2

M 1354,400 2472,876

B 636,568 636,568 636,568 636,568

P 717,832 1836,308 636,568 636,568

CO input = 37936,737 Kg

= 37936,737 kg / 28.01 kg/kmol

= 1354,400 Kmol

CO bereaksi = 0,47 x 1354,400 kmol

= 636,568 Kmol

= 636,568 kmol x 28.01 kg/kmol

= 17830,266 Kg

CO sisa = 37936,737 kg - 17830,266 kg

= 20106,471 Kg



H2O mula-mula = 44561,221 Kg

= 44561,221 kg / 18.02 kg/kmol

= 2472,876 Kmol

H2O bereaksi = 636,568 Kmol

= 636,568 kmol x 18.02 kg/kmol

= 11470,953 Kg

H2O sisa = 44561,221 kg - 11470,953 kg

= 33090,268 Kg

CO2 terbentuk = 636,568 kmol

= 636,568 kmol x 44.01 kg/kmol

= 28015,352 kg

H2 terbentuk = 636,568 Kmol

= 636,568 kmol x 2.02 kg/kmol

= 1285,867 Kg

Reaksi 2

CH4 + H2O í CO + 3 H2 M 459,267 1836,308 B 91,853 91,853 91,853 275,560 P 367,414 1744,454 91,853 275,560

CH4 input = 7366,647 Kg

= 7366,647 kg / 16,04 kg/kmol

= 459,267 Kmol



CH4 bereaksi = 0,2 x 459,267 kmol

= 91,853 kmol

= 91,853 kmol x 16,04 kg/kmol

= 1473,329 kg

CH4 sisa = 7366,647 kg - 1473,329 kg

= 5893,318 Kg

H2O mula-mula = H2O sisa Reaksi 1 = 33090,268 kg

= 33090,268 kg / 18,02 kg/kmol

= 1836,308 Kmol


= 91,853 kmol x 18,02 kg/kmol

= 1655,199 Kg

H2O sisa = 33090,2681 kg – 1655,199 kg

= 31435,068 Kg

CO terbentuk = 91,853 kmol

= 91,853 kmol x 28,02 kg/kmol

= 2572,815 kg

H2 terbentuk = 275,560 kmol

= 275,560 kmol x 2,02 kg/kmol

= 556,632 kg



Reaksi 3

C2H6 + 2 H2O í 2 CO + 5 H2 M 21,647 1836,308 B 19,482 38,965 38,965 97,411 P 2,165 1797,343 38,965 97,411

C2H6 input = 650,925 Kg

= 650,925 kg / 30,07 kg/kmol

= 21,647 Kmol

C2H6 berekasi = 0,90 x 21,647 kmol

= 19,482 Kmol

= 19,482 kmol x 30,07 kg/kmol

= 585,833 Kg

C2H6 sisa = 650,925 kg - 585,833 kg

= 65,093 Kg


= 33090,268 kg / 18,02 kg/kmol

= 1836,308 Kmol


= 38,965 kmol x 18,02 kg/kmol

= 702,142 Kg

H2O sisa = 33090,268 kg - 702,142 kg

= 32388,126 Kg



CO terbentuk = 38,965 Kmol

= 38,965 kmol x 28,01 kg/kmol

= 1091,398 Kg

H2 terbentuk = 97,411 Kmol

= 97,411 kmol x 2.02 kg/kmol

= 196,771 Kg

Reaksi 4

C2H4 + 2 H2O í 2 CO + 4 H2 M 152,114 1836,308 B 76,057 152,114 152,114 304,228 P 76,057 1684,194 152,114 304,228

C2H4 input = 4266,798 Kg

= 4266,798 kg / 28,05 kg/kmol

= 152,114 Kmol

C2H4 bereaksi = 0,5 x 152,114 kmol

= 76,057 Kmol

= 76,057 kmol x 28,05 kg/kmol

= 2133,399 Kg

C2H4 sisa = 4266,798 kg - 2133,399 kg

= 2133,399 Kg


= 33090,268 kg kg / 18,02 kg/kmol

= 1836,308 kmol



H2O bereaksi = 152,114 kmol

= 152,114 kmol x 18.02 kg/kmol

= 2741,094 kg

H2O sisa = 33090,268 kg – 2741,094 kg

= 30349,173 kg

CO terbentuk = 152,114 kmol

= 152,114 kmol x 28,01 kg/kmol

= 4260,713 kg

H2 terbentuk = 304,228 kmol

= 304,228 kmol x 2,02 kg/kmol

= 614,541 kg

H2 output TR-01 = H2 terbentuk total + H2 mula-mula dari R-01

= 3882,892 kg

H2O output TR-01 = H2O sisa dari reaksi 1 - total H2O bereaksi

= 27991,832 kg

CO output TR-01 = CO sisa dari reaksi 1 + CO terbentuk total

= 28031,398 kg

CO2 output dari R-03 = CO2 terbentuk dari reaksi 1 + CO2 mula-mula

= 42305,615 Kg

CH4 = CH4 sisa reaksi 2

C2H6 = C2H6 sisa reaksi 3

C2H4 = C2H4 sisa reaksi 4



Neraca Massa pada Reaktor 03 (R-03)


Fungsi : - Mendinginkan aliran gas panas sampai temperaturnya 60 oC

- Membersihkan partikel pengotor (char dan olivine) dari aliran gas

Aliran 20 adalah aliran gas panas dari Cooler 02 (CO-01)

Aliran 21 adalah aliran gas yang telah bersih dan dingin (T = 60 oC)

Komponen Masuk (kg) Keluar (kg) aliran 7 aliran 17 aliran 18 aliran 19 H2 1229,081 - 3882,892 - H2O 44561,221 - 27991,832 - CO 37936,737 - 28031,398 - CO2 14290,263 - 42305,615 - CH4 7366,647 - 5893,318 - C2H6 650,925 - 65,093 - C2H4 4266,798 - 2133,399 - Olivine (solid) 224,859 27,000 224,859 27,000 Char 1,786 - 1,786 - Subtotal aliran 110528,318 27,000 110528,318 27,000 Total aliran 110555,318 110555,318

SC-01

27

20

21

22

23



Aliran 22 adalah aliran air yang telah membersihkan dan mendinginkan aliran gas

Aliran 23 adalah aliran sludge (char + olivine) yang terserap air

Aliran 27 adalah aliran air yang akan mendinginkan dan membersihkan aliran gas

Ò Menghitung kebutuhan air

Menurut Technical Report NREL/TP-510-37408 May 2005, untuk mendinginkan

gas sintesa dari gasifier tipe BCL sampai temperaturnya mencapai 60 oC,

diperlukan air sebagai pendingin pada suhu 4o oC sesuai dengan hubungan

sebagai berikut :

Kmol air yang dibutuhkan = (5,5 * kmol aliran gas) – 1083

Komposisi gas masuk Scrubber 01 (SC-01)

Komponen kg kmol H2 3882,892 1922,224 H2O 27991,832 1555,102 CO 28031,398 1000,764 CO2 42305,615 961,273 CH4 5893,318 367,414 C2H6 65,093 2,165 C2H4 2133,399 76,057 Olivine (solid) 224,859 2,518 Char 1,786 0,010 Totlal 110530,192 5887,526

Maka,

Kmol air yang diperlukan = (5,5 * 5887,526 kmol) – 1083

= 31301 kmol

= 564044,020 kg

Untuk menghitung neraca massa pada Scrubber, Scrubber dimodelkan sebagai

berikut :



Neraca bahan dihitung dengan menggunakan kesetimbangan uap cair (Vapor Liquid

Equilibrium, VLE). Algoritma perhitungannya adalah sebagai berikut :

1. Menghitung tekanan uap masing-masing komponen pada kondisi keluar Mixer.

Ln Pv = A + B / (C + T) + D*ln (T) + [E*(T^F)] (TDep Prop HYSYS 3.0.1)

dimana :

Pv = Tekanan uap, Kpa

A, B, C, D, E dan F = Konstanta Antoine untuk masing-masing komponen

T = Temperatur absolute, K

2. Trial fraksi uap aliran keluar Mixer sampai komposisi uapnya ~ 1.

i = 1,…C (Pers. 13-12, Perry’s CEH)

dimana :

Ki = konstanta kesetimbangan uap-cair komponen i

Zi = fraksi mol komponen i aliran keluar Mixer

V/F = fraksi uap aliran keluar Mixer

Gas panas, T = 149 oC, aliran 20

Air pencuci , T = 40 oC, aliran 25

Gas + air yang telah tercampur, T = 60 oC

Air pencuci yang telah dingin , T = 60 oC, aliran 22 + aliran 27

Gas yang telah dingin , T = 60 oC, aliran 21

∑=

=−+

C

i FV

i

ii

KzK

11

)1(1



3. Menghitung komposisi mol uap dan liquid aliran keluar separator.

Komponen kmol zi A B C H2 1922,224 0,051689 9,183 -107,900 0,000 H2O 32856,102 0,883501 65,930 -7227,000 0,000 CO 1000,764 0,026911 41,650 -1109,000 0,000 CO2 961,273 0,025849 136,600 -4735,000 0,000 CH4 367,414 0,009880 31,350 -1307,000 0,000 C2H6 2,165 0,000058 44,000 -2569,000 0,000 C2H4 76,057 0,002045 48,110 -2474,000 0,000 Olivine (solid) 2,518 0,000068 1,000 0,000 0,000 Char 0,010 0,000000 1,000 0,000 0,000 Total 37188,526

Komponen D E F ln Pv H2 0,164 0,001 2,000 76,619 H2O -7,177 0,000 2,000 2,993 CO -5,455 0,000 2,000 16,220 CO2 -21,270 0,041 1,000 12,466 CH4 -3,261 0,000 2,000 11,749 C2H6 -4,976 0,000 2,000 9,009 C2H4 -5,736 0,000 2,000 9,514 Olivine (solid) 0,000 0,000 0,000 1,000 Char 0,000 0,000 0,000 1,000



Dengan Trial & Error diperoleh V/F = 0,144

Temperatur 60 oC (333,08 K) dan tekanan 1,021 atm (103,430 kPa)

Komponen Pv (kPa) Ki yi xi H2 1,9381E+33 1,87401E+31 0,358971 0,000000 H2O 19,945 0,193 0,192794 0,999686 CO 11072775,55 107066,095 0,186880 0,000002 CO2 259367,175 2507,902 0,179091 0,000071 CH4 126626,869 1224,394 0,068282 0,000056 C2H6 8176,341 79,060 0,000376 0,000005 C2H4 13548,078 131,001 0,013587 0,000104 Olivine (solid) 2,718 0,026 0,000002 0,000079 Char 2,718 0,026 0,000000 0,000000 Total 0,999984 1,000003

Komponen Top (kmol) Top (kg) Bottom (kmol) Bottom (kg)

H2 1922,22379 3882,892 0,00000 0,000 H2O 1032,37466 18603,391 31823,72712 573463,563 CO 1000,70836 28029,841 0,05556 1,556 CO2 958,99952 42205,569 2,27327 100,047 CH4 365,63853 5864,842 1,77531 28,476 C2H6 2,01331 60,540 0,15139 4,552 C2H4 72,75533 2040,787 3,30168 92,612 Olivine (solid) 0,01108 0,990 2,50693 223,869 Char 0,00004 0,008 0,00989 1,823 Total 5354,81058 100688,860 31833,715 573916,498



Ò Aliran 27 adalah aliran sludge (char + olivine) yang terserap oleh air (dikirim ke

pengolahan limbah)

Asumsi sludge mengandung 50 % berat air (Sumber : Technical Report

NREL/TP-510-37408 May 2005)

Komposisi aliran 27 Komponen kg H2O 225,692 Olivine (solid) 223,869 Char 1,823 Total 451,384

Neraca Massa pada Scrubber 01 (SC-01)

Komponen Masuk (kg) Keluar (kg) Aliran 20 Aliran 27 Aliran 21 Aliran 22 Aliran 23 H2 3882,892 3882,892 0,000 H2O 27991,832 564044,020 18603,391 573237,871 225,692 CO 28031,398 28029,841 1,556 CO2 42305,615 42205,569 100,047 CH4 5893,318 5864,842 28,476 C2H6 65,093 60,540 4,552 C2H4 2133,399 2040,787 92,612 Olivine (solid) 224,859 0,990 223,869 Char 1,786 0,008 1,823 Subtotal 110530,192 564044,020 100688,860 573465,114 451,384 Total 674574,212 674574,212



9. Gas Compression System (KOD 01 – KOD 05)

Fungsi : Menaikkan tekanan aliran gas sampai dengan 3206 kPa

KOD-02 KOD-01

KOD-03 KOD-04

KOD-05

K-01 K-02 K-03 K-04

AC-01 AC-02 AC-03 AC-04

21

28

29 36

40

44

30

31

32 33

34

35 37

38

39 41

42

43

45



Kompresi gas terdiri dari 4 tahap kompresi (Pawal = 103,4 kPa)

Satu KOD dipasang sebelum melewati kompresor

Satu Cooler dipasang setelah melewati kompresor

Masing-masing kompresor dimodelkan memiliki efisiensi politropik 78 %

Masing-masing cooler mendinginkan sampai 60 oC kecuali CO-05 sampai 43,33 oC

Urutan kompresi sebagai berikut : 103,4 à 206,8 à 544,7 à 1482 à 3206 kPa

Pressure Drop yang diizinkan pada masing-masing cooler adalah 14 kPa

Neraca massa untuk kompresi gas ini tidak dapat dihitung alat per alat karena masing-

masing alat berhubungan satu sama lain (ada 4 aliran recycle). Oleh karena itu, neraca

massa pada kompresi gas ini dihitung sebagai satu sistem. Algoritma perhitungan

neraca massa pada sistem kompresi gas ini adalah sebagai berikut :

1. Mulai dari KOD-01. Aliran recycle dari KOD-02 belum ada. Dilakukan

perhitungan VLE (PT Flash, P = 103,4 kPa, T = 333,15 K, trial V/F, zi = zi

aliran 21).

2. Didapatkan aliran uap dan aliran liquid dari KOD-01. Aliran liquid dikirim ke

utilitas sedangkan aliran uap dikompres dan didinginkan sebelum menuju KOD-

02. Digunakan yi aliran uap ini sebagai zi untuk KOD-02 untuk menghitung

VLE pada KOD-02 (PT Flash, P = 193 kPa, T = 333,15 K, trial V/F).

3. Didapatkan aliran uap dan aliran liquid dari KOD-02. Aliran liquid di-recycle ke

KOD-01. Nilai zi untuk KOD-01 diperbarui dengan penambahan aliran recycle

ini.

4. Dilakukan kembali perhitungan pada no. 1 – 3 sampai komposisi mol aliran

liquid recycle dari KOD-02 konvergen. Toleransi +/- 0,1 kmol.

5. Dilanjutkan ke KOD-03. Digunakan yi terbaru dari aliran uap KOD-02 sebagai

zi untuk KOD-03. Dihitung VLE (PT Flash, P = 530,9 kPa, T = 333,15 K, trial

V/F)





ini.

7. Dilakukan kembali perhitungan pada no. 2 dilanjutkan langsung ke no. 5. Trial

dihentikan sampai komposisi mol aliran liquid recycle dari KOD-03 konvergen

(toleransi +/- 0,1 kmol)

8. Diperbarui nilai zi untuk KOD-01 dengan penambahan aliran recycle dari KOD-

02 yang baru.

9. Dilakukan kembali perhitungan VLE pada KOD-01. Trial dihentikan sampai

komposisi mol aliran recycle dari KOD-02 konvergen (toleransi +/- 0,1 kmol).

10. Dilanjutkan ke KOD-04. Digunakan yi terbaru dari aliran uap KOD-03 sebagai

zi untuk KOD-04. Dihitung VLE (PT flash, P = 1469 kPa, T = 333,15 K, trial

V/F).



ini.

12. Dilakukan kembali perhitungan pada no. 5 dilajutkan langsung ke no. 10. Trial

dihentikan sampai komposisi mol aliran recycle dari KOD-03 konvergen

(toleransi +/- 0,1 kmol).

13. Diperbarui nilai zi untuk KOD-02 dengan penambahan aliran recycle dari KOD-

03 yang baru.

14. Dilakukan kembali VLE pada KOD-02 sampai komposisi mol aliran recycle dari

KOD-03 konvergen (toleransi +/- 0,1 kmol)



16. Dilanjutkan ke KOD-05. Digunakan nilai yi terbaru dari KOD-04 sebagai nilai

zi untuk KOD-05. Dilakukan perhitungan VLE (PT flash, P = 3192 kPa, T =

316,5 K trial V/F)





ini.



19. Diperbarui nilai zi untuk KOD-03 dengan penambahan aliran recycle yang baru

dari KOD-04. Dilakukan kembali perhitungan VLE pada KOD-03 sampai










KOD-01 (PT flash, Pt = 103,4 kPa, T = 333,15 K), diperoleh V/F = 0,842

Komponen kmol zi Pv Ki yi xi (Pv/Pt) H2 1922,224 0,301 1,938E+33 1,874E+31 0,358 0,000 H2O 2058,700 0,323 19,945 0,193 0,194 1,006 CO 1000,712 0,157 11072775,550 107086,804 0,186 0,000 CO2 959,150 0,150 259367,175 2508,387 0,179 0,000 CH4 365,754 0,057 126626,869 1224,631 0,068 0,000 C2H6 2,017 0,000 8176,341 79,075 0,000 0,000 C2H4 72,938 0,011 13548,078 131,026 0,014 0,000 Olivine (solid) 0,012 0,000 2,718 0,026 0,000 0,000 Char 0,000 0,000 2,718 0,026 0,000 0,000 Total 6381,507 1,000 0,999 1,006

Komponen Top KOD-

01 Bottom KOD-

01 (kmol) (kmol) H2 1922,224 0,000 H2O 1041,601 1017,099 CO 1000,710 0,002 CO2 959,078 0,072 CH4 365,698 0,056 C2H6 2,012 0,005 C2H4 72,834 0,105 Olivine (solid) 0,002 0,011 Char 0,000 0,000 Subtotal 5370,038 1011,469



KOD-02 (PT flash, Pt = 193 kPa, T = 333,15 K), diperoleh V/F = 0,825


Komponen Top KOD-

02 Bottom KOD-

02 (kmol) (kmol)

H2 1922,224 0,000 H2O 501,794 1029,276 CO 1000,712 0,004 CO2 959,146 0,151 CH4 365,748 0,118 C2H6 2,008 0,010 C2H4 72,881 0,220 Olivine (solid) 0,000 0,002 Char 0,000 0,000 Subtotal 4830,377 1023,916



KOD-03 (PT flash, Pt = 530,9 kPa, T = 333,15 K), diperoleh V/F = 0,902


Komponen Top KOD-

03 Bottom KOD-

03 (kmol) (kmol)






Komponen Top KOD-

04 Bottom KOD-

04 (kmol) (kmol)





Komponen kmol zi Pv Ki Yi xi (Pv/Pt) H2 1922,224 0,439 2,802E+30 1,120E+27 0,443 0,000 H2O 61,024 0,014 8,841 0,004 0,004 1,015 CO 1000,717 0,228 4845505,518 1935,879 0,231 0,000 CO2 959,126 0,219 185092,526 73,948 0,221 0,003 CH4 365,731 0,083 88671,543 35,426 0,084 0,002 C2H6 1,992 0,000 6012,816 2,402 0,000 0,000 C2H4 72,756 0,017 9992,947 3,992 0,017 0,004 Olivine (solid) 0,000 0,000 2,718 0,001 0,000 0,000 Char 0,000 0,000 2,718 0,001 0,000 0,000 Total 4383,566 1,000 0,999 1,025

Komponen Top KOD-

05 Bottom KOD-05

(kmol) (kmol) H2 1922,224 0,000 H2O 15,552 45,471 CO 1000,709 0,005 CO2 958,992 0,134 CH4 365,625 0,107 C2H6 1,983 0,009 C2H4 72,568 0,188 Olivine (solid) 0,000 0,000 Char 0,000 0,000 Subtotal 4338,759 44,807



Neraca Massa pada KOD-01









Komponen Masuk (kg) Keluar (kg) Aliran 39 Aliran 44 Aliran 40 Aliran 41 H2 3882,892 0,000 0,000 3882,892 H2O 3035,819 819,394 2763,941 1099,648 CO 28029,924 0,150 0,127 28029,997 CO2 42211,268 5,894 8,159 42211,120 CH4 5866,360 1,710 2,322 5866,328 C2H6 60,115 0,256 0,367 59,886 C2H4 2042,329 5,265 7,551 2040,797 Subtotal 85128,708 832,669 2782,468 83190,669 Total 85973,136 85973,136




Komponen Masuk (kg) Keluar (kg) Aliran 43 Aliran 44 Aliran 45 H2 3882,892 0,000 3882,892 H2O 1099,648 819,394 280,253 CO 28029,997 0,150 28029,848 CO2 42211,120 5,894 42205,225 CH4 5866,328 1,710 5864,618 C2H6 59,886 0,256 59,630 C2H4 2040,797 5,265 2035,531 Subtotal 83190,669 832,669 82357,998 Total 83190,667 83190,667


Fungsi : Memurnikan produk gas H2



Aliran 45 adalah aliran gas dari KOD-05

Aliran 46 adalah aliran produk H2

Aliran 47 adalah aliran gas yang teradsorbsi (off gas)

Adsorben yang digunakan dalam PSA-01 adalah campuran zeolite dengan karbon aktif

Kinerja PSA-01 :

Mengadsorbsi 100 % gas CO2, CO, N2, NH3, CH4, dan H2O

Purging 20 % gas H2

(Sumber : Gas Purification, Kohl & Nielsen, page 1082)

Neraca Massa pada PSA-01

Komponen Masuk (kg) Keluar (kg) Aliran 66 Aliran 68 Aliran 69 H2 3882,892 3106,314 776,578 H2O 280,253 280,253 CO 28029,848 28029,848 CO2 42205,225 42205,225 CH4 5864,618 5864,618 C2H6 59,630 59,630 C2H4 2035,531 2035,531 Subtotal 82357,997 3106,314 79251,684 Total 82357,997 82357,997



OVERALL MATERIAL BALANCE Basis Perhitungan : 1 jam operasi

Satuan : kg

P

R

O

S

E

S

RD-01 : H2O = 83508,4 Kayu Karet = 83508,4 + 167016,800 R-01 : H2O = 33173,712 MP-01 : Olivine = 2473,450 MgO = 2,961 + 2476,411 BL-01 : N2 = 123418,694 O2 = 37494,287 + 168912,981 R-03 : Olivine = 27,000 Massa total input = 363606,903

RD-01 : H2O = 81772,807 N2 = 123663,047 O2 = 4017,245 CO2 = 40531,454 SO2 = 148,939 + 250133,491 R-03 : Olivine = 27,000 SC-01 : H2O = 9419,543 Olivine = 233,869 Char = 1,823 + 9645,235 KOD-01 : H2O = 18328.119 CO = 0,049 CO2 = 3,169 CH4 = 0,902 C2H6 = 0,144 C2H4 = 2,937 Olivine = 0,969 Char = 0,008 + 18336,297 PSA-01 : H2 = 3882,892 H2O = 280,253 CO = 28029,848 CO2 = 42205,225 CH4 = 5864,618 C2H6 = 59,630 C2H4 = 2035,531 + 82357,997 Massa total output = 363606,903



LAMPIRAN C

PERHITUNGAN NERACA PANAS

Kapasitas Produksi = 47000 ton/tahun

Operasi pabrik = 300 hari/tahun

Basis Perhitungan = 1 jam operasi

T referensi = 25 0C

1. Rotary Drier 01 (RD-01)

Fungsi : Mengeringkan aliran serbuk kayu karet sampai kandungan airnya = 12%.

a. Menghitung entalpi aliran 1, H1 pada T = 30,000 0C

H2O Kayu Karet

m, kg 83508,400 83508,400

n, mol 4634206,437 582180,562

Hf (l), kJ/mol -285,840 -801,121

∫CpdT, kJ/mol 0,377 0,006

H -1,3229E+09 -4,6639E+08

H1, kJ -1,789288E+09



b. Entalpi yang dibawa aliran 2, H2 pada 1021 0C = -2,8376E+08

c. Menghitung temperatur pengeringan kayu sampai 12 % moisture

Diketahui air yang teruapkan = 72120,891 kg

= 4002269,196 mol

dilakukan perhitungan Vapor Liqiid Equlibrium (VLE) untuk komponen air.

Trial temperatur sampai diperoleh :

∑=

=−+

C

ii

ii

FVK

zK1

1)1(1

(Pers : 13-13, Perry’s CEH)

untuk i = komponen air (H2O)

Nilai V/F = mol air teruapkan / mol air mula-mula

= 0,864

Setelah Trial & Error diperoleh T = 373,110 K, dengan P = 101,320 kPa

Komponen Zi A B C

H2O 1,000 65,930 -7227,000 0,000

D E F Ln Pv

-7,177 0,000 2,000 4,620

Komponen Pv(kPa) K1 y1 x1

H2O 101,475 1,002 1,000 0,999

Hair yang teruapkan, T =373,110 o

K dT = 74,960

Komponen n (mol) ∫CpdT, kJ/mol Hi, kJ

H2O 4002269,196 19,329 -8,905E+08



Hair tak teruapkan + kayu, T = 373,110 oK dT = 74,960

H2O Kayu Karet

m,kg 11387,509 83508,400

n,mol 631937,241 582180,562

Hf (l), kJ/mol -285,840 -801,121

∫CpdT, kJ/mol 5,652 0,090

Hi -1,7706E+08 -4,6634E+08

H4, kJ -6,4341E+08

d. Menghitung entalpi aliran 3, H3

H3 = (H1 + H2) – H4

H4 = Hair tak teruapkan + kayu, T = 373,110 oK

H3 = -1,4296E+09 kJ

Dari perhitungan, diperoleh temperatur aliran 3 = 122,236 oC

Komponen n (mol) ∫CpdT, kJ/mol ΔHi, kJ

N2 4416537,376 2,832 1,251E+07

O2 125538,907 2,886 3,623E+05

SO2 2327,165 3,959 -6,817E+05

CO2 921169,413 3,703 -3,591E+08

H2O 4538486,759 3,288 -1,083E+09

H3 -1,4295E+09

Neraca Panas pada Rotary Drier 01 (RD-01)

Entalpi Masuk (kJ) Entalpi Keluar (kJ)

H1 H2 H3 H4

-1,7893E+09 -2,8376E+08 -1,4295E+09 -6,4341E+08

Total -2,0731E+09 Total -2,072907E+09




Fungsi : titik pencampuran aliran make up olivine + MgO

a. Menghitung entalpi aliran 9, H9 pada 30 oC

Aliran 9 adalah aliran make up olivine

Komponen n (mol) ∫CpdT, kJ/mol Hi (kJ) olivine 27698,205 0,463 -1,1236E+04

b. Menghitung entalpi aliran 10, H10 pada 30 oC Aliran 10 adalah aliran MgO

Komponen n (mol) ∫CpdT, kJ/mol Hi (kJ) MgO 73,462 1,7674E-04 -44,138

c. Menghitung entalpi aliran 11, H11 pada 30 oC

Komponen n (mol) ∫CpdT, kJ/mol Hi (kJ) olivine 27698,205 0,463 -1,1236E+04 MgO 73,462 1,7674E-04 -44,138 H11 -11279,914 Neraca Panas pada Mix Point 01 (MP-01) Masuk (kJ) Keluar (kJ) H9 H10 H11 -11235,777 -44,138 -11279,914 -11279,914 -11279,914

9

10 11




Fungsi : Mengubah serbuk kayu karet menjadi gas sintesa (gasifikasi).

Parameter Operasi :

Toutput = 870,000 oC

Poutput = 23,000 psia

a. Entalpi aliran 4, H4 pada 99,96 oC = -643405937,910 kJ

b. Menghitung entalpi aliran 5, H5

Aliran 5 adalah aliran steam tekanan rendah (25,000 psia).

Tsteam = 126,667 oC

Kg kebutuhan steam = 33173,712 kg

Mol kebutuhan steam = 1840938,507 mol

ΔH5 = mol kebutuhan steam * (ΔHf H2O + ∫CpdT)

ΔHf H2O = -241,830 kJ/mol

∫CpdT = 3,440 kJ/mol

H5 = -4,389E+08 kJ

c. Menghitung entalpi aliran 16, H16 pada 1021 0C

Aliran 16 adalah olivine dan abu yang terbawa dari Cyclone-02.

R-01

4

5

16

6



molivine = 2250614,109 kg

nolivine = 25202845,571 mol

ΔH16 = nolivine * (ΔHf olivine + ∫CpdT)

ΔHf olivine = -0,869 kJ/mol

∫CpdT = 91,258 kJ/mol

H16 = 2,27807E+09 kJ

d. Menghitung entalpi aliran 6, H6 pada 870,000 oC

Aliran 6 adalah gas sintesa yang terbentuk + char + olivine

Diketahui : Taliran 5 = 870,000 oC

(Sumber : Technical Report NREL/TP-510-37408 May 2005, page 8)

Komponen n (mol) Hf ( kJ/mol ) ∫CpdT, kJ/mol Hi, kJ

H2 608456,041 0,000 29,948 1,5180E+07

CO2 324704,907 -393,500 40,770 -1,1453E+08

CO 1354399,745 -110,520 26,361 -1,1398E+08

H2O 2472875,749 -241,830 31,801 -5,1938E+08

CH4 459267,300 -74,850 47,851 -1,2400E+07

C2H4 152114,010 52,280 63,775 1,7654E+07

C2H6 21646,994 -84,670 80,645 -8,7129E+07

Olivine 25180185,921 -0,869 78,175 1,9466E+09

char 96974,898 -1,193 635,0770 6,1471E+07

H6 = 1280511881,3554

e. Menghitung entalpi reaksi gasifikasi (Hr.gasifikasi)

Hr.gasifikasi = H6 – (H4 + H5 + H16)

= 84710320,726 kJ



Neraca Panas pada Reaktor-01 (R-01)

Masuk (kJ) Kaluar (kJ)

H4 H5 H16 Hr.gasifikasi H6

-6,434E+08 -4,38861E+08 2,2780688E+09 8,4710321E+07 1,2805119E+09

1,2805119E+09 1,2805119E+09

4. Cyclone-01 (CY-01)

Fungsi : memisahkan partikel char + olivine + abu yang terbawa aliran gas sintesa

dari GS-01.

a. Entalpi aliran 6, H6 pada suhu 870 oC = 1280511881,355 kJ

b. Menghitung entalpi aliran 8, H8 pada T = 870 oC

Komponen n (mol) ∫CpdT, kJ/mol ΔHi, kJ

Olivine 25177667,903 78,175 1,9464E+09

char 96965,226 635,0770 61464728,951

H8 2007858336,018



c. Menghitung entalpi aliran 7, H7 pada T = 870 oC

H7 = H6 – H8

= -727346454,663 kJ

Neraca Panas pada Cyclone-01 (CY-01)

Masuk (kJ) Keluar (kJ)

H6 H7 H8

1280511881,355 -727346454,663 2007858336,018

1280511881,355 1280511881,355


Fungsi : - mengkonversikan gas-gas hidrokarbon menjadi CO dan H2.

Parameter Operasi :

Tinput = 870,000 oC

Pinput = 22,000 psia = 1,5 atm

a. Entalpi aliran 7, H7 pada 870 oC = -727346454,663 kJ

R-03

17

7 19

18



b. Menghitung entalpi aliran 17, H17 pada T = 30,000 oC

Komponen n (mol) ∫CpdT, kJ/mol Hi (kJ)

Olivine 302,352 0,463 -122,649

c. Menghitung entalpi campuran H7 dan H17 pada T = 25 oC

Komponen m (kg) n (mol ) Hf ( kJ/mol ) Hi ( kJ)

H2 1229,081 608456,041 0,000 0,000

H2O 44561,221 2472875,749 -241,830 -598015542,287

CO 37936,737 1354399,745 -110,520 -149688259,871

CO2 14290,263 324704,907 393,500 -127771380,741

CH4 7366,647 459267,300 -74,850 -34376157,428

C2H6 650,925 21646,994 -84,670 -1832850,963

C2H4 4266,798 152114,010 52,280 7952520,458

Olivine 251,859 2820,370 -0,869 -2449,915

char 0,000 0,000 -1,193 0,000

Hcampuran,25oC -903734120,746

d. Menghitung perubahan entalpi dari 870 oC sampai 25 oC (HR)

HR = Hcampuran,25oC – (H7 + H17)

= -1,76388E+08 kJ

e. Perhitungan entalpi reaksi pada 25 oC

∑ ∑−=∆produk reak

iiiCrHfnHfnH o

tan125,

..



Reaksi 1 :

CO + H2O à CO2 + H2

B (kmol) 636,568 636,568 636,568 636,568

Komponen ni,reaktan (mol) ni,produk (mol ) Hf ( kJ/mol ) ΔHi (kJ)

CO 636567,880 -110,520 -70353482,139

H2O 636567,880 -241,830 -153941210,512

CO2 636567,880 -393,500 -250489460,929

H2 636567,880 0,000 0,000

Hr1,25 oC -41,50 -26194768,278

Reaksi 2 :

CH4 + H2O à CO + 3H2

B (kmol) 91,853 91,853 91,853 275,560


CH4 91853,460 -74,850 -6875231,486

H2O 91853,460 -241,830 -22212922,247

CO 91853,460 -110,520 -10151644,406

H2 275560,380 0,000 0,000

Hr2,25 oC 206,160 18936509,326

Reaksi 3 :

C2H6 + 2 H2O à 2 CO + 5 H2

B (kmol) 19,482 38,965 38,965 97,411




C2H6 19482,294 -84,670 -1649565,866

H2O 38964,589 -241,830 -9422806,507

CO 38964,589 -110,520 -4306366,353

H2 97411,472 0,000 0,000

Hr3,25 oC 347,290 6766006,020

Reaksi 4 :

C2H4 + 2 H2O à 2 CO + 4H2

B (kmol) 76,057 152,114 152,114 304,228


C2H4 76057,005 52,280 3976260,229

H2O 152114,010 -241,830 -36785731,109

CO 152114,010 -110,520 -16811640,417

H2 304228,021 0,000 0,000

Hr4,25 oC 210,340 15997830,462

Hr.total,25oC = ( Hr1 + Hr2 + Hr3 + Hr4)25

oC

= 15505577,531 kJ

f. Menghitung perubahan entalpi aliran produk R-03 dari 25 oC sampai temperatur

maksimum (HP)

HP = HR – Hr.total,25oC

= 160881965,903 kJ



g. Menghitung temperatur maksimum aliran keluar R-03

Diperoleh T = 777,023 oC


H2 3882,892 1922223,794 22,107 42494601,420

H2O 27991,832 1553375,809 27,899 43337631,698

CO 28031,398 1000763,924 23,259 23276768,114

CO2 42305,615 961272,787 35,629 34249188,127

CH4 5893,318 367413,840 40,906 15029430,549

C2H6 65,093 2164,699 68,826 148987,599

C2H4 2133,399 76057,005 54,722 4161991,436

Olivine 251,859 2820,370 69,573 196221,617

char 1,786 9,697 565,198 5481,003

HP 160881965,903

h. Menghitung entalpi aliran 18, ΔH18 pada T = 777,023 oC

blm slsai

Komponen m (kg) n (mol ) ∫CpdT (kJ/mol) ΔHi ( kJ)

H2 3882,892 1922223,794 22,107 42494601,420

H2O 27991,832 1553375,809 27,899 -332315240,215

CO 28031,398 1000763,924 23,259 -87327660,794

CO2 42305,615 961272,787 35,629 -344011653,543

CH4 5893,318 367413,840 40,906 -12471495,497

C2H6 65,093 2164,699 68,826 -34297,497

C2H4 2133,859 76057,005 54,722 -8138251,665

Olivine 224,859 2820,370 69,573 193770,702

Char 1,786 9,697 565,198 5469,437

H18 -725328253,218



i. Menghitung entalpi aliran 19, H19 pada T = 777,023 oC

Komponen m (kg) n (mol ) ∫CpdT(kJ/mol) ΔHi ( kJ)

Olivine 27,000 302,352 67,127 20033,320

H19 20033,320

Neraca Panas pada Reaktor 03 (R-03)


H7 H17 H18 H19

-727346454,663 -122,649 -725328253,218 20033,320

-7273464577,312 -727346577,312


Fungsi : Membakar char (arang) kayu karet hasil dari gasifikasi pada R-01.

a. Menghitung entalpi aliran 13, H13.

Aliran 13 adalah aliran udara pembakar yang berasal dari Blower-01 (BL-01).

Udara ditekan dari 1 atm sampai dengan 1,5 atm.

R-02

8

11

13

14



Dari perhitungan pada spesifikasi BL-01, diketahui T13 = 79,163 oC

Entalpi aliran 13, H13 dihitung pada temperatur 79,163 oC

Komponen n (mol ) ∫CpdT (kJ/mol ΔHi ( kJ)

N2 4407810,508 1,574 6937893,739

O2 1171696,464 1,593 1866512,467

H13 8804406,207

b. Menghitung entalpi pencampuran aliran masuk CR-01 dan menentukan temperatur

pencampurannya.

# Menghitung entalpi pencampuran

Aliran 8 = 2,00786E+09

Aliran 11 = -11279,914

Aliran 13 = 8804406,207 +

2,01665E+09 kJ

# Menghitung temperatur pencampuran

Diperoleh temperatur campuran = 815,000 oC

Komponen n (mol ) ∫CpdT (kJ/mol) ΔHi ( kJ)

N2 4407810,508 24,257 1,06920E+08

O2 1171696,464 27,264 31945132,398

Olivine 25205366,107 73,087 1,82029E+09

MgO 73,462 0,028 -42,094

Char 96965,226 593,740 57456477,406

Hpencampuran,815 oC 2,0166118E+09



c. Menghitung entalpi pencampuran pada T = 25 oC

Komponen n (mol ) ΔHi ( kJ)

N2 4407810,508 0,00000E+00

O2 1171696,464 0,000

Olivine 25205366,107 -2,18946E+07

MgO 73,462 -44,151

Char 96965,226 -115655,855

Hpencampuran,25 oC -2,1986237E+07

d. Menghitung perubahan entalpi dari 815 o C sampai 25 oC

HR = Hpencampuran, 25 oC– (Hpencampuran, 815

oC)

= -2,03862E+09 kJ

e. Menghitung entalpi reaksi pembakaran char kayu karet,Hr pada 25 oC

∑ ∑−=∆produk reak

iiiiCrHfnHfnH o

tan25,

..

C9.5H11.06 O3N0.18S0.024Abu0.239 + 10,789 O2 à

96,965 1046,158

9,5 CO2 + 0,024 SO2 + 0,09 N2 + 5,53 H2O + 0,239 Abu

921,169 2,327 8,727 536,218 23,175



Komponen n1,reaktan (mol) n1,produk (mol ) Hf ( kJ/mol ) ΔHi (kJ)

Char 96965,201 -1,193 -1,1566E+05

N2 8726,868 0,000 0,000

O2 1046157,557 0,000 0,00000E+00

SO2 2327,165 -296,900 -690935,239

CO2 921169,413 -393,500 -3,6248E+08

H2O 536217,563 -241,830 -1,29673E+08

Abu 23174,683 -30,182 -699458,286

Hr,25oC = -4,934289E+08

f. Menghitung perubahan entalpi aliran produk R-03 dari 25 oC sampai temperatur

maksimum (HP)

HP = HR – Hr,25oC

= 2532050514,839 kJ

g. Menghitung temperatur maksimum aliran keluar CR-01.

Diperoleh T = 1021,000 oC

Komponen n (mol ) ∫CpdT

(kJ/mol)

HPi Hi ( kJ)

N2 4416537,376 31,337 138401031,751 138401031,751

O2 125538,907 36,141 4537101,633 4537101,633

SO2 2327,165 50,313 117086,644 -573848,594

CO2 921169,413 49,598 45688160,532 -3,16792E+08

H2O 536217,563 38,599 20697461,730 -1,08976E+08

Abu 23174,683 1,302 30137,437 -669284,849

Olivine 25205366,107 92,645 2335151142,999 2,31326E+09

MgO 73,462 0,035 2,571 -41,580

HP 2532050514,839



h. Menghitung entalpi aliran 14, H14 pada T = 1021 oC

H14 = iHΣ

= 2029183425,092 kJ

Neraca Panas pada Reaktor 03 (R-03)


H8 H11 H13 H14

2,00786E+09 -11279,914 8804406,207 2,02918343E+09

2029183425,092 2029183425,092


Fungsi : memisahkan partikel olivine + abu dari aliran flue gas CR-01.

a. Entalpi aliran 14,H14 = 2029183425,092 kJ



b. Menghitung entalpi aliran 15, H15 pada T = 1021 oC


N2 4416537,376 31,337 138401031,751

O2 125538,907 36,141 4537101,633

SO2 2327,165 50,313 -573848,594

CO2 931169,413 49,598 -316792003,372

H2O 536217,563 38,599 -108976031,628

Abu 20421,549 1,302 -589774,347

Olivine 2520,537 92,645 231325,650

MgO 0,007 0,035 -0,004

H15 -283762198,911



Abu 1158,355 1,302 -33453,288

Olivine 25180185,946 92,645 2310945558,468

MgO 77,064 0,035 -43,618

H16 2310912061,562

Neraca Panas pada Cyclone (CY-02)


H14 H15 H16

2029183425,092 -283762198,911 2310912061,562

2029183425,092 2029183425,092



8. Cooler 01 (CO-01)

Fungsi : Mendinginkan aliran produk R-03 sampai dengan 150 oC.


Aliran 18 adalah aliran keluar dari TR-01 yang ingin didinginkan.

b. Menghitung entalpi aliran 20, H20 pada 150 oC

Aliran 20 adalah aliran 18 yang telah didinginkan.

Komponen m (kg) n (mol)

∫ Cp dT, kJ/mol Hi (kJ) H2 3882,892 1922223,794 3,608 6935383,450 H2O 27991,832 1553375,809 4,241 -369065005,106 CO 28031,398 1000763,924 3,653 -106948638,293 CO2 42305,615 961272,787 4,826 -373621739,200 CH4 5893,318 367413,840 4,718 -25767467,444 C2H6 65,093 2164,699 7,221 -167653,802 C2H4 2133,399 76057,005 5,946 4428495,182 Olivine 224,859 2518,019 11,564 26931,090 Char 1,786 9,697 93,946 899,474 H20 -864178794,650

QCO-01

20 18

CO-01



c. Menghitung beban CO-01 (QCO-01)

QCO-01 = H20 - H18

= -1,3885E+08 kJ

d. Perancangan Cooler-01 (CO-01)

Beban CO-01 ini sangat tinggi. Beban ini dapat dimanfaatkan untuk memproduksi

superheated steam (1285 psia, 382 oC).

Oleh karena itu, CO-01 dirancang sebagai berikut :

air jenuh superheated steam air pendingin ke utilitas

ke Turbin T = 60 oC

18b aliran 18 aliran 20

T = 777,023 oC 18a 18c T = 150 oC

air umpan steam generator steam jenuh P = 1285 psia air pendingin T = 30 oC T = 30 oC, P = 1285 psia

Keterangan :

CO-01A, CO-01B, dan CO-01C berfungsi sebagai steam generator dengan

pembagian sebagai berikut :

● CO-01A berfungsi untuk menaikkan T air umpan steam generator sampai titik

jenuhnya.

● CO-01B berfungsi untuk memproduksi steam jenuh.

● CO-01C berfungsi untuk menaikkan T steam jenuh sampai 127 oC (superheated

steam).

● CO-01D berfungsi menurunkan T aliran 18c sampai 382 oC

CO- 01A

CO- 01C

CO- 01B

CO- 01D



# Menghitung kebutuhan panas untuk memproduksi superheated steam (Qsteam_generator)

Steam yang dibutuhkan R-01 = 33173,712 kg

n air umpan untuk produksi steam = 1841449,453 mol

P air umpan untuk produksi steam = 1285,000 psia

T air umpan untuk produksi steam = 30,000 oC

Qsteam_generator =

Panas untuk menaikkan T air umpan dari 30 oC sampai titik jenuhnya

(QCO-01A) + Panas untuk memproduksi steam jenuh (QCO-01B) +

Panas untuk memproduksi superheated steam (QCO-01C)

Dari tabel steam (Table B.5, p. 630) Elementary Principles of Chemical Process,

John Wiley & Son, diketahui :

T saturated steam pada 1285 psia = 301,000 oC

λ steam pd 301 oC, 1285 psia = 25,783 kJ/mol

Maka :

QCO-01A = nair_umpan_steam_generator ∫

301

30)(2 dTCp lOH

= 23,514 kJ/mol

QCO-01A = 43300000 kJ

QCO-01B = nair_umpan_steam_generator * λ

QCO-01B = 47478091,253 kJ

QCO-01C =

∫301

30)(2 dTCp lOH

∫382

301)(2___ dTCpn vOHgeneratorsteamum panair



= 4,190 kJ/mol

QCO-01C = 7715000,000 kJ

Qsteam_generator = 98493091,253 kJ

# Menghitung beban CO-01D (QCO-01D)

QCO-01D = QCO-01 + Qsteam_generator

-40357450,179 kJ

# Menghitung kebutuhan air pendingin CO-01D (mCW)

T air pendingin umpan = 30,000 oC

T akhir air pendingin = 60,000 oC

mCW = (nCW * BM) / 1000

nCW =

= 2,298 kJ/mol

nCW = 17563263,042 mol

mCW = 316490,000 kg

∫382

301)(2 dTCp vOH

∫−−60

30)(201 / dTCpQ lOHDCO

∫60

30)(2 dTCp lOH



# Menghitung T aliran 18a, 18b, dan 18c

a T aliran 18a

H18a = H18 - QCO-01A

-768628253,218 kJ

T aliran 18a di-trial sampai diperoleh entalpi di atas.

Setelah trial & error diperoleh T aliran 18a = 594,614 oC

Komponen n (mol) ∫ Cp dT, kJ/mol Hi (kJ)

H2 1922223,794 16,620 31947359,461

H2O 1553375,809 20,549 -343732552,412

CO 1000763,924 17,317 -93274200,032

CO2 961272,787 25,854 -353408095,036

CH4 367413,840 28,352 -17084008,744

C2H6 2164,699 47,313 -80866,675

C2H4 76057,005 38,039 6869392,648

Olivine 2518,019 52,698 130507,267

Char 9,697 428,105 4139,978

H18a -768628323,543

a T aliran 18b

H18a = H18a - QCO-01B

-816106414,796 kJ



T aliran 18b di-trial sampai diperoleh entalpi di atas.

Setelah trial & error diperoleh T aliran 18b = 382,379 oC


H2 1922223,794 10,358 19910394,061

H2O 1553375,809 12,498 -356238781,051

CO 1000763,924 10,654 -99942290,059

CO2 961272,787 15,199 -363650456,581

CH4 367413,840 15,765 -21708646,751

C2H6 2164,699 25,678 -127699,946

C2H4 76057,005 20,912 5566764,321

Olivine 2518,019 33,063 81065,972

Char 9,697 268,595 2593,131

H18b -816107056,902

a T aliran 18c

H18c = H18b - QCO-01C

-823822056,902 kJ

T aliran 18c di-trial sampai diperoleh entalpi di atas.

Setelah trial & error diperoleh T aliran 18c = 346,418 oC




H2 1922223,794 9,308 17892059,077

H2O 1553375,809 11,185 -358278363,488

CO 1000763,924 9,551 -101046132,668

CO2 961272,787 13,493 -365290387,955

CH4 367413,840 13,864 -22407100,461

C2H6 2164,699 22,434 -134722,230

C2H4 76057,005 18,307 5368635,822

Olivine 2518,019 29,736 72688,524

Char 9,697 241,568 2331,037

H18b -823820992,342

Neraca Panas pada Cooler 01 (CO-01)


H18 QCO-01 H20

-725328253,218 -138850541,431 -864178794,650

-864178794,650 -864178794,650




Fungsi : - Mendinginkan aliran gas panas sampai temperaturnya 60 oC.

- Membersihkan pengotor (char dan olivine) dari aliran gas.

a. Entalpi aliran 20, H20 pada 150 oC = -864178794,650 kJ

b. Menghitung entalpi aliran 21, H21 pada 60 oC

Aliran 21 adalah aliran gas yang telah bersih dan dingin (T = 60 oC)


H2 3882,892 1922223,794 1,009 1939523,808

H2O 27991,832 1553375,809 1,175 -373827655,337

CO 28031,398 1000763,924 1,016 -109587652,761

CO2 42305,615 961272,787 1,289 -377021761,047

CH4 5893,318 367413,840 1,234 -27047537,263

C2H6 65,093 2164,699 1,812 -179362,661

C2H4 2133,399 76057,005 1,496 4090041,509

Olivine 224,859 2518,019 3,238 5966,067

Char 1,786 9,697 26,305 243,526

H21 -881628194,159


SC-01

27

20

21

22

23



Aliran 22 adalah aliran air yang telah membersihkan dan mendinginkan aliran gas.


H2 0,000 0,000 1,009 0,000

H2O 573463,563 31823727,123 2,639 -9012511345,016

CO 1,556 55,565 1,016 -6084,554

CO2 100,047 2273,271 1,289 -935703,160

CH4 28,476 1775,309 1,234 -130691,111

C2H6 4,552 151,391 1,812 -12543,929

C2H4 92,612 3301,679 1,496 177551,086

H22 -9013418816,684

d. Menghitung entalpi aliran 23, H23 pada T = 60 oC

Aliran 23 adalah aliran sludge (char dan olivine) yang terserap oleh air.


H2O 225,692 12524,518 2,639 -3546956,054

Olivine 223,869 2506,935 3,238 5939,806

Char 1,823 9,895 26,305 248,476

H27 -3540767,773

e. Perhitungan entalpi aliran 27, H27 pada T = 43,33 oC

Aliran 27 adalah air yang akan mendinginkan dan membersihkan aliran gas.


H2O 564044,020 31301000,000 1,382 -8903819858,000

H25 - 8903819858,000

Neraca Panas pada Scrubber 01 (SC-01)




H20 H27 H21 H22 H23

-864178794,650 -8,90382E+9 -881628194,159 -9,0134188E+9 -3540767,773

-9898587778,616 -9898587778,616


Fungsi : Memisahkan dua fase sebelum aliran gas dikompres.

a. Entalpi aliran 21, H21 pada 60 oC = -8,81628E+08 kJ

b.Menghitung entalpi aliran 28, H28 pada T = 60 oC

KOD-01

21

28

29

30




H2 0,000 0,000 1,009 0,000

H2O 18547,549 1029275,746 2,639 -291491920,569

CO 0,104 3,697 1,016 -404,877

CO2 6,658 151,290 1,289 -62272,605

CH4 1,895 118,167 1,234 -8699,000

C2H6 0,302 10,048 1,812 -832,533

C2H4 6,173 220,077 1,496 11834,856

Char 0,001 0,006 26,305 0,150

H28 -291552294,578

c. Menghitung entalpi aliran 30, H30 pada T = 60oC


H2 3882,892 1922223,794 1,009 1939523,808

H2O 18769,653 1041601,169 1,175 -250666529,348

CO 28029,893 1000710,213 1,016 -109581771,218

CO2 42209,005 959077,598 1,289 -376160783,929

CH4 5865,793 365697,806 1,234 -26921209,672

C2H6 60,514 2012,435 1,812 -166746,326

C2H4 2042,983 72833,621 1,496 3916700,781

Olivine 0,135 1,514 3,238 3,587

Char 0,001 0,006 26,305 0,151

H30 -757640812,167

d. Menghitung entalpi aliran 29, H29 pada T = 60oC



H29 = (H21 + H28) – H30

= -415539676,57 kJ

Neraca Panas pada Knock Out Drum 01 (KOD-01)


H21 H28 H29 H30

-8,81628E+08 -2,91552E+08 -4,15540E+08 -7,57641E+08

-1173180488,738 -1173180488,738



a. Menghitung entalpi aliran 33, H33 pada T = 60 0C

KOD-02

AC-01

28

36

31

32 33




H2 3882,892 1922223,794 1,009 1939523,808

H2O 9042,323 501793,751 1,175 -120759175,100

CO 28029,937 1000711,797 1,016 -109581944,589

CO2 42211,998 959145,607 1,289 -376187457,573

CH4 5866,604 365748,404 1,234 -26924934,483

C2H6 60,384 2008,101 1,812 -166387,233

C2H4 2044,299 72880,550 1,496 3919224,436

Olivine 0,009 0,100 3,238 0,237

Char 3035,819 0,000 26,305 0,010

H33 -627761150,486

b. Entalpi aliran 28, H28 pada 60 0C = -2,91551E+08 kJ

c. Entalpi aliran 30, H30 pada 60 oC = -7,57641E+008 kJ

d. Menghitung entalpi aliran 31, H31 pada T = 144,300 oC (416,9 oK)

Dari perhitungan pada spesifikasi K-01 :

Cp camp = 41,046 kJ/kmol oK

H31 = H30 + n31

= -739059430,317 kJ

e. Menghitung entalpi aliran 36, H36 pada T = 60 oC

∫626,417

15,333

dTCp camp




H2 0,000 0,000 1,009 0,000

H2O 8752,557 485713,480 2,639 -137554543,370

CO 0,146 5,197 1,016 -569,083

CO2 9,359 212,645 1,289 -87527,018

CH4 2,664 166,085 1,234 -12226,548

C2H6 0,423 14,060 1,812 -1164.969

C2H4 8,668 309,035 1,496 16618,691

Olivine 0,000 0,095 3,238 0,226

Char 0,009 0,000 26,305 0,010

H36 -137639412,058

f. Menghitung beban AC-01 (QAC-01)

QAC-01 = (H33 + H28) - (H31 + H36)

= -4,261E+07 kJ

g. Menghitung entalpi aliran 32, H32 pada T = 60 oC

H32 = H31 + QAC-01

= -781674033,007 kJ

Neraca Panas pada KOD-02 (KOD-02)


H32 H36 H28 H33

-7,81674E+08 -1,37639E+08 -2,91552E+08 -6,27761E+08

-919313445,064 -919313445,064





a. Menghitung entalpi aliran 37, H37 pada T = 60 0C

Komponen m (kg) n (mol ) ∫CpdT

(kJ/mol)

ΔHi ( kJ)

H2 3882,892 1922223,794 1,009 1939523,808

H2O 3035,819 168469,409 1,175 -40543005,617

CO 28029,924 1000711,320 1,016 -109581892,434

CO2 42211,268 959129,010 1,289 -376180948,040

CH4 5866,360 365733,194 1,234 -26923814,833

C2H6 60,115 1999,153 1,812 -165645,787

C2H4 2042,329 72810,309 1,496 3915447,195

Olivine 0,000 0,005 3,238 0,011

Char 0,000 0,000 26,305 0,000

H36 -547540335,698

b. Entalpi aliran 36, H36 pada 60 0C = -137639412,058 kJ

c. Entalpi aliran 33, H33 pada 60 0C = -627761150,4861 kJ

KOD-03

AC-02

36

40

34

35 37



d. Menghitung entalpi aliran 34, H34 pada 195,93 oC (465,3 oK)



H34 = H33 + n34

= -604196187,983 kJ

e. Menghitung entalpi aliran 40, H40 pada T = 60 0C


H2 0,000 0,000 1,009 0,000

H2O 2763,941 153381,835 2,639 -43437889,114

CO 0,127 4,531 1,016 -496,127

CO2 8,159 185,383 1,289 -76305,655

CH4 2,322 144,792 1,234 -10659,027

C2H6 0,367 12,211 1,812 -1011,756

C2H4 7,551 269,214 1,496 14477,278

Olivine 0,000 0,004 3,238 0,010

Char 0,000 0,000 26,305 0,000

H40 -43511884,391

f. Menghitung Beban AC-02 (QAC-02)

QAC-02 = (H37 + H36) - (H34 + H40)

= -3,747E+07 kJ

g. Menghitung entalpi aliran 35, H35 pada T = 60 0C

∫3,465

15,333

dTCp cam p



H35 = H34 + QAC-02

= -641667863,365 kJ

Neraca Panas pada KOD-03


H35 H40 H36 H37

-6,41668E+08 -4,35119E+07 -1,37639E+08 -5,47540E+08

-685179747,756 -685179747,756



a. Entalpi aliran 41, H41 pada 60 oC

KOD-04

AC-03

40

44

38

39 41



Komponen m (kg) n (mol ) ∫CpdT

(kJ/mol)

ΔHi ( kJ)

H2 3882,892 1922223,794 1,009 1939523,808

H2O 1099,648 61023,724 1,175 -14685664,358

CO 28029,997 1000713,937 1,016 -109582178,944

CO2 42211,120 959125,642 1,289 -376179627,283

CH4 5866,328 365731,155 1,234 -26923664,714

C2H6 59,886 1991,550 1,812 -165015,811

C2H4 2040,797 72755,672 1,496 3912508,995

Olivine 0,000 0,000 3,238 0,001

Char 0,000 0,000 26,305 0,000

H41 -521684118,305

b. Entalpi aliran 40, H40 pada 60 oC = -43511884,391 kJ

c. Entalpi aliran 37, H37 pada 60 oC = -547540335,698 kJ

d. Menghitung entalpi aliran 6, H6 pada 196,875 oC (464,3 oK)



H38 = H37 + n38

= -5,274E+08 kJ

e. Menghitung entalpi aliran 44, H44 pada T = 43,33 oC

∫3,464

15,333

dTCp cam p



Komponen m (kg) n (mol ) ∫CpdT, kJ/mol ΔHi (kJ)

H2 0,000 0,000 0,529 -12954814,633

H2O 818,459 45419,473 0,614 -786,109

CO 0,200 7,147 0,531 0,012

CO2 8,012 182,050 0,669 -380,325

CH4 2,291 142,810 0,638 -388,089

C2H6 0,139 4,634 0,928 11422,332

C2H4 6,040 215,329 0,766 6179,001

Olivine 0,000 0,000 1,696 0,000

Char 0,000 0,000 13,776 -12954814,633

H44 -13022217,963

f. Menghitung Beban AC-03 (QAC-03)

QAC-03 = (H41 + H40) - (H38 + H44)

= -2,476E+07 kJ

g. Menghitung entalpi aliran 39, H39 pada T = 60 0C

H39 = H38 + QAC-03

= -552173784,734 kJ



H39 H44 H40 H41

-5,52174E+08 -1,30222E+07 -4,35119E+07 -5,21684E+08

-565196002,696 -565196002,696




Fungsi : Memisahkan dua fase sebelum aliran gas dialirkan ke PSA-01

a. Menghitung entalpi aliran 45, H45 pada T = 43,330 0C

Komponen m (kg) n (mol ) ∫CpdT,

kJ/mol

ΔHi, kJ

H2 3882,892 1922223,794 0,529 1016856,387

H2O 280,253 15552,344 0,614 -3751474,127

CO 28029,848 1000708,599 0,531 -110066938,042

CO2 42205,225 958991,716 0,669 -376721674,726

CH4 5864,618 365624,571 0,638 -27133730,681

C2H6 59,630 1983,025 0,928 -166062,446

C2H4 2035,531 72567,960 0,766 3849439,992

Olivine 0,000 0,000 1,696 0,000

Char 0,000 0,000 13,776 0,000

H45 -512973583,606

b. Entalpi aliran 41, H41 pada 60 0C = -521684118,305 kJ

KOD-05

AC-04

44

42

43 45



c. Menghitung Entalpi aliran 41, H41 pada 127,359 oC (436,509 oK)



H42 = H41 + n42

= -511989191,934 kJ

d. Entalpi 44, H44 pada 60 oC = -13022217,963 kJ

e. Menghitung Beban AC-04 (QAC-04)

QAC-04 = (H45 + H44) - H42

= -1,401E+07 kJ

f. Menghitung entalpi aliran 43, H43 pada T = 43,33 0C

H43 = H42 + QAC-04

= -525995801,569 kJ



H43 H44 H45

-5,25996E+08 -1,30222E+07 -5,12974E+08

-5,25995801,569 -525995801,569

15. Cooler 02 (CO-02)

∫509,436

15,333

dTCpcamp



Fungsi : Mendinginkan aliran air yang di-recycle dan SC-01 sampai dengan 43,33 oC.

a. Entalpi aliran 26, H26 pada 60 oC

Aliran 26 adalah aliran yang di-recycle dari SC-01 yang ingin didinginkan.

Komponen n (mol) Hf ( kJ/mol ) ∫CpdT, kJ/mol Hi, kJ

H2O 31301000,000 -285,840 2,639 -8864474501,000

H26 -8864474501,000

b. Entalpi aliran 27, H27 pada 43,33 oC = -8903819858,000 kJ

Aliran 27 adalah aliran 26 yang telah didinginkan.

c. Menghitung Beban CO-02 (QCO-02)

QCO-02 = H27 - H26

= -39345357,000 kJ

d. Menghitung kebutuhan air pendingin

Digunakan air pendingin pada To = 30,000 OC

Diinginkan T akhir (Ta) air pendingin = 50,000 OC

Tekanan air pendingin = 1,000 atm

QCO-02

27 26

CO-02



Maka kebutuhan air pendingin dihitung sebagai berikut :

∫−=50

30)(02_ )./(

2dTCpQn lOHCOpendinginair

molkJdTCp lOH /.508,1.50

30)(2

=∫

= 26091085,544 mol

mair pendingin = (nair_pendingin/1000)*BMair_pendingin

= 470161,361 kg

Neraca Panas pada Cooler 02 (CO-02)


H26 QCO-02 H27

-8864474501,000 -39345357,000 -8903819858,000

-8903819858,000 -8903819858,000

16. Pressure Swing Adsorber (PSA-01)

Fungsi : memurnikan produk gas H2.

45

46

47

PSA-01


b. Menghitung entalpi aliran 46, H46 pada T = 43,33 oC




H2 1537779,035 0,529 813485,110

H68 813485,110

c. Menghitung entalpi aliran 69, H69 pada T = 43,33 OC


H2 384444,759 0,529 203239,327

H2O 15552,344 0,614 -3751466,458

CO 1001065,994 0,531 -110105896,110

CO2 958991,716 0,669 -376721724,164

CH4 365624,571 0,638 -27133695,171

C2H6 1987,652 0,928 -166449,493

C2H4 72697,545 0,766 3856319,481

H69 -513819672,586

Neraca Panas pada PSA-01


H66 H68 H69

-521973583,606 813485,110 -513819672,586

-521973583,606 -513006187,477



LAMPIRAN D

PERHITUNGAN SPESIFIKASI PERALATAN

Bin-01 (B-01)

Fungsi : Tempat penyimpanan serbuk kayu

Tipe : Ellipsoidal Head Bin

Gambar :

Data Operasi :

Jumlah bin (N bin) = 2

Massa kayu di dalam bin (W) = 184102,619 lb

Densitas kayu (ρw) = 33,1 lb/ft3



1. Menghitung sudut luar kerucut dasar bin (Ө)

Ө = Өr + 5o

Өr = angle of repose (slide angle)

= 36o

(Sumber : Tabel Slide Angle untuk beberapa material)

Maka sudut luar kerucut dasar bin:

Ө = 41o

2. Trial jari-jari dalam bin ( R ) dan menghitung dimensi lainnya.

R ditrial sampai diperoleh volume bin (V) ~ volume kayu yang disimpan (Vw)

Setelah beberapa trial, diperoleh :

R = 9,72 ft = 3 m

Hc = R x tan Ө

= 8,449 ft

= 2,575 m

Hh = 2 x R x d (Untuk ellipsoidal head, d = 0,25)

= 4,86 ft

= 1,481 m

Dipilih,

H = tinggi total bin = 26 ft = 8 m

Hss = H – Hc – Hh

= 12,691 ft

= 3,868 m

a. Menghitung Volume Bin (Vbin)

Vbin = Vh + Vss + Vc

Vh = a x (2R)3 (untuk ellipsoidal head, a = 0,131)

= 961,672 ft3

Vss = π x R2 x Hss



= 3764,797 ft3

Vc = 3

2 HcRπ

= 835,543 ft3

Maka,

Vbin = 5562,013 ft3

b. Menghitung volume kayu yang disimpan

Vw = w

Wρ

= 5562,013 ft3

Terlihat bahwa Vbin ~ Vw

3. Menghitung diameter outlet partikel (Dd)

Dd = 0,75 x R

= 2,25 m



Bin-02 (B-02)

Fungsi : Tempat penyimpanan make up olivine


Gambar :

Data Operasi :


Massa olivine di (W) = 184102,619 lb

Densitas olivine (ρw) = 162,3 lb/ft3


Ө = Өr + 5o


= 31o





Ө = 36o




R = 7,226 ft = 2 m

Hc = R x tan Ө

= 5,250 ft

= 1,6 m


= 3,613 ft

= 1,101 m

Dipilih,



= 21,137 ft

= 3,868 m




= 395,135 ft3

Vss = π x R2 x Hss

= 3465,618 ft3

Vc = 3

2 HcRπ



= 286,936 ft3

Maka,

Vbin = 4147,689 ft3


Vw = w

Wρ

= 4147,689 ft3



Dd = 0,75 x R

= 1,5 m



Bin-03 (B-03)

Fungsi : Tempat penyimpanan serbuk MgO


Gambar :

Data Operasi :


Massa MgO (W) = 9670 lb

Densitas kayu (ρw) = 223,5 lb/ft3


Ө = Өr + 5o


= 31o





Ө = 36o




R = 1,223 ft = 0,373 m

Hc = R x tan Ө

= 0,889 ft

= 0,271 m


= 0,611 ft

= 0,186 m

Dipilih,



= 8,5 ft

= 2,591 m




= 1,916 ft3

Vss = π x R2 x Hss

= 39,920 ft3

Vc = 3

2 HcRπ



= 1,391 ft3

Maka,

Vbin = 43,227 ft3


Vw = w

Wρ

= 43,266 ft3



Dd = 0,75 x R

= 0,28 m



Screw Conveyor-01

Fungsi : Mengalirkan umpan kayu ke rotary drier.

Jenis : Horizontal Screw Conveyor

Gambar :

Data desain :

Bahan yang dialirkan : serbuk kayu karet

ρw : 33,1 lb/ft3

Kapasitas bahan yang dialirkan : 346,9 ft3

Jenis bahan : H36WX

(Tabel 7-4, Perry’s CEH, 50th Anniv. Ed.)

Screw Conveyor yang digunakan dipilih berdasarkan data desain di atas dari table

7-5, Perry’s CEH, 50th Anniv. Ed.



Maka Dipilih Screw Conveyor dengan spesifikasi :

• Diameter screw = 16 inch

• Kapasitas = 5600 ft3

• Jumlah putaran screw = 120 rpm

• Area yang terisi bahan = 45 %



Rotary Drier-01 (RD-01)

Fungsi : Mengeringkan aliran serbuk kayu karet sampai kandungan airnya

(moisture) = 12 %

Type : Direct heat counter current rotary dryer

Gambar :

Parameter Operasi :

Laju alir massa kayu karet (Fs) = 183718 lb/jam

ρw = 33,1 lb/ft3

Berat gas panas (Fg) = 12264,07 lb

= 5562,944 kg

Temperatur gas panas masuk (Tgasi) = 1021 oC

= 1869,8 oF

Temperatur gas panas keluar (Tgaso) = 122,2357 oC

= 252,0243 oF



Algoritma perhitungan :

1. Menentukan waktu tinggal kayu karet (t’) di dalam rotary drier, kemudian

menghitung massa kayu karet yang tertinggal di dalam rotary drier (w) selama

waktu tersebut dengan rumus :

w = t’ x Fs

Waktu tinggal ditentukan dengan beberapa trial sampai diperoleh dimensi rotary

drier yang logis.

2. Menghitung volume rotary drier (Vr) yang dibutuhkan dengan rumus :

Vr = 15,0wV (Sumber : Perry’s CEH, p. 20-32)

Dimana: Vw = w

wρ

3. Menghitung koefisien transfer panas volumetric target (Uct’) dengan rumus :

Uct’ = Vrxdt

Qt' (Pers. 10-174a, Perry’s CEH, p. 10-49)

dimana,

Qt’ = beban panas rotary drier pada t’ (Btu)

= TxQFsw

QT = beban panas rotary drier pada 1 jam operasi (Btu/hr)

= 1.086.100.000 Btu/hr

(dari perhitungan neraca panas pada RD-01)

dt = Tgasi - Tgaso (Sbr : Perry’s CEH, p. 10-48)

4. Men-trial diameter dalam rotary drier (d) untuk memperleh Uct trial (Uct) ~ Uct

target (Uct’) dengan rumus :



Uct = dGx )(5,0 67,0

(pers. 20-36, Perry’s CEH, p.20-31)

Dimana:

d = diameter dalam rotary drier (ft), (m)

A = 0,25 x 3,14 x d2

G = fluks massa gas panas (lb/hr ft2)

= A

Fg

5. Menghitung panjang rotary drier (L) dengan rumus :

L = A

Vr

6. Memilih rotary drier standar yang mendekati desain di atas dari table 20-16,

p. 20-38, Perry’s CEH.

7. Menghitung time of passage ( θ ) dengan rumus :

θ = NdS

L19,0 (Pers. 20-42, Perry’s CEH, p. 20-37)

dimana,

N = jumlah putaran = 4 r/min

S = Slope (kemiringan) = 0,08 ft/ft (Sbr : Perry’s CEH, p. 20-33)

8. Menghitung jumlah flights (f) dengan rumus :

f = 0,8 x d (Sbr : Perry’s CEH, p. 20-30)



9. Menghitung kebutuhan listrik untuk menggerakkan rotary drier (bhp) dengan

rumus :

bhp = 000.100

)33,01925,075,4( WDWdwN ++ (Pers. 20-44, Perry’s CEH, p. 20-37)

dimana:

W = w + wd

wdrier = 420

85000dL

D = d + 2

Penyelesaian :

Algoritama 1

Setelah beberapa kali trial, ditentukan waktu tinggal kayu karet di dalam rotary drier

t’ = 3,75 min

= 0,063 jam

w = 11482,40625 lb

= 5208,385 kg

= 5,208385 ton

Algoritma 2

Vw = 346,9004909 ft3

Vr = 2312,66994 ft3

Algoritma 3

Qt’ = 3,37 x 107 Btu/hr

dt = 1617,775733 oF

Uct’ = 9,071682947 Btu/hr ft2 oF



Algoritma 4


d = 4,6011048084 ft

= 1,402417 m

maka:

A = 16,61857465 ft2

G = 737,9734465 lb/hr ft2

Uct = 9,07183702 Btu/hr ft2 oF

Algoritma 5

L = 139,1617505 ft

= 42,41650155 m

Algoritma 6

Dipilih rotary drier dengan :

d = 8 ft

L = 140 ft

Algoritma 7

θ = 10 min

Algoritma 8

f = 6

Algoritma 9

wd = 226666,6667 lb

W = 238149,0729 lb

= 108023,7 kg

= 108,0237 ton



Reaktor 01 (R-01)

Fungsi : Tempat untuk mengubah serbuk kayu karet menjadi gas sintesa (gasifikasi)

Tipe : Fliudized Bed Reactor

Gambar :

Data Desain :

Tekanan = 1,701 atm

Temperatur = 870 oC

ρg = 0,946 kg/m3

ρchar = 970 kg/m3

ρp = 2566 kg/m3

g = 9,8 m/s2

dpchar = 0,5 mm = 0,0005 m

dpolivine = 0,2 mm = 0,0002 m

μg = 1,309 x 10-5 Ns/m2 (Pa-s)

mg = 16586,856 kg/jam

mchar = 8931,197 kg/jam

molivine = 1124295,301 kg/jam

mp = 1133226,498 kg/jam

ρolivine = 2600 kg/m3 (Sumber : Kunii, Chap. 13, p. 324)



1. Menghitung diameter partikel rata-rata (dp”)

dp” = ∑ )/(

1dpixi

(Pers. 15, Kunii, p. 66)

∑(xi/dpi) = olivinep

olivine

charp

char

xdpmm

xdpmm

+

= 5000

dp” = 0,0002 m

2. Menghitung minimum fluidization velocity (Umf)

Umf = 88,0

94,082,13 )("109,7

g

gpxdpxµ

ρρ −−

= 0,046 m/s

3. Menghitung bilangan Reynold pada Umf (Remf)

Remf = g

gUmfxdpxµ

ρ (Pers. 12, Chap. 7, Rowe & Yates, p.445)

= 0,671

Karena Remf < 10, maka Umf tidak perlu dikoreksi atau factor koreksi (f) = 1

(Sumber : Chap. 7, Rowe & Yates, p. 446)

Umfcorr = f x Umf

f = 1

Umfcorr = 0,046 m/s

4. Menghitung terminal velocities of particle (Ut)

Sp = 0,86 (Sumber : Tabel 3, Chap. 3, Kunii, p.69)

dp* = 3/2

3/1))((

g

gpg xgxdpx

µ

ρρρ − (Pers. 31, Chap. 3, Kunii, p. 80)



= 0,0002 x 001,0783,28

= 10,403

Dari Fig. 10, Chap. 3, Kunii, p. 81, pada dp* = 10,403

ut* = 2,8

Ut = ut* x 3/2

3/1))((

g

gpg xgxρ

ρρµ − (Pers. 32, Chap. 3, Kunii, p. 80)

= 2,8 x 963,0691,0

= 2,007 m/s

5. Menentukan operating gas velocity (Uf)

Diinginkan flow regime yang terjadi di dalam gasifier adalah turbulent bed.

Dari Perry’s CEH 50th Anniv. Ed., p.20-61, untuk turbulent bed :

20 Umf < Uf < 200 Umf

0,929 m/s < Uf < 9,293 m/s

Uf ini ditrial sehingga diperoleh dimensi reactor yang sesuai. Setelah ditrial :

Uf = 2,229 m/s

= 47,972 Umf

6. Menghitung kecepatan sirkulasi solid (Gs)

Gs = Atm p

At = Luas penampang bagian dalam gasifier (m2)

= 0,25 x π x (Dt)2

Dt = Diameter dalam gasifier (m)



Ditentukan:

Dt = 8 m

At = 50,24 m2

Gs = 22556,26 kg/m2jam

= 6,266 kg/m2s

7. Menghitung fraksi volume solid pada titik keluar gasifier (Ese)

Ese = )( UpUf

Gsp −ρ

(Pers. 4. Chap. 8, Kunii, p.201)


Up > EmfUmf (syarat terjadinya fluidisasi)


Dari table 3, Chap. 3, Kunii p. 69, diketahui :

Emf untuk tipe pasir olivine (sp = 0,86) = 0,440

Maka,

Up > 0,106 m/s

Ditentukan :

Up = Ut = 2,007 m/s

Diperoleh :

Ese = 0,011



8. Menghitung tinggi freeboard (Hf)

Ese = Es” + (Esd – Es”)e-a Hf (Pers. 7, Chap. 8, Kunii, p. 204)

Es” = 0,01 (Sbr : Kunii, Chap. 8, p. 204)

Untuk Uf = 2,229 m/s,

Esd = 0,2 (Fig. 8b, Chap. 8, Kunii, p. 200)

Dari Fig. 10b, Chap. 8, Kunii, p. 202, diperoleh :

Untuk pasir tipe olivine dengan Uf = 2,229 m/s

a x Uf = 6 /s

a = 2,692 /m

Setelah ditrial, Hf = 1,95 m

Sehingga,

Ese ~ 0,011

9. Menghitung tinggi bed pada Umf (Lmf)

Lmf = )1( EmfAtx

m

p

p

−ρ (Pers. 10, Chap. 8, Kunii, p. 204)

= 15,697 m

10. Menghitung tinggi gasifier (Ht)

Lmf(1 – Emf) = )"( EsEsdHfHtxEsda

EseEsd −−+−

………………………(Pers. 10, Chap. 8, Kunii, p. 204)

aEseEsd − = 0,07 m

Hf (Esd – Es”) = 0,371 m



Lmf (1 – Emf) = 8,79 m

Ht x Esd = 9,091 m

Ht = 45,454 m

11. Menghitung tinggi dense phase (Hd)

Hd = Ht – Hf (Sbr : Kunii, Chap. 8, p. 204)

= 43,504 m

12. Perancangan (desain) tuyere sebagai distributor)

a. Karena temperature operasi pada gasifier-01 ini tinggi, maka tipe distributor

yang digunakan adalah tuyere distributor.

b. Untuk memastikan aliran gas merata melalui tuyere, maka digunakan tuyere

dengan orifice pada inlet gasnya.

(Sbr : (a) Chap. 4, Kunii, p. 96; (b) Chap. 4, Kunii, p. 97)

# Menghitung pressure drop minimum melalui bed (Dpb)

Dpb = (1 – Emf) x (ρp – ρg) x g x Lmf (Pers. 17, Chap. 3, Kunii, p. 69)

= 220969,878 Pa

# Menghitung pressure drop melalui distributor (Dpd)

Dpd = 0,3 x Dpb (Pers. 3, Chap. 4, Kunii, p. 102)

= 66290,963 Pa

# Menghitung bilangan Reynold pada Uf (Ret) dan menentukan koefisien orifice

(Cd,or)

Ret = g

gDtxUfxµ

ρ (Sbr : Kunii, Chap. 4, p. 105)



Ret = 1288377,926

Karena Ret > 3000, maka Cd,or = 0,6 (Sbr : Kunii, Chap. 4, p. 105)

# Menghitung kecepatan gas melalui orifice (Uor)

Uor = 5,0

5,0)2(,

g

DpdorxCdρ

(Pers. 12, Chap. 4, Kunii, p. 105)

Uor = 224,654 m/s

# Menghitung jumlah tuyere per area distributor (Nor)

Nor = 2

1Ior

Dimana,

Ior = jarak antar tuyere

Asumsi Ior = 0,1 m (Sbr : Kunii, Chap. 4, p. 108)

Sehingga,

Nor = 100 tuyere/m2

# Menghitung diameter orifice pada inlet gas tuyere (dor)

dor = [(4/π)x(Uf/Uor)x(1/Nor)]0,5 (Sbr : Kunii, Chap. 4, p. 108)

dor = 0,011 m

= 11,243 mm

# Menentukan jumlah lubang per tuyere (Nh) dan diameter lubang tersebut (dh)

Ditentukan, Nh = 6 (Sbr : Kunii, Chap. 4, p. 108)

Ior2 x Uf = Nh x (π/4 x dh2) x Uor (Sbr : Kunii, Chap. 4, p. 108)



dh = 5,0

5,02

)]4/([][

πNhxUorxxUfIor

dh = 0,005 m

= 4,590 mm

# Menghitung jumlah tuyere total (ntuyere) dan jumlah lubang total (nhole)

ntuyere = Nor x At

ntuyere = 5024 tuyeres

nhole = ntuyere x Nh

nhole = 30144 holes

13. Menghitung konstanta kecepatan reaksi orde-satu (kr)

Konstanta ini dihitung dengan menggunakan model dari Kunii & Levenspiel

(Sbr : Kunii & Levenspiel, Chap. 12, p. 290-291)

# Menghitung koefisien difusivitas gas (Df)

• Gas yang digunakan adalah steam (H2O)

Df = 23/13/1

5,075,13

])()[(]/)[(10

BA

BABA

vvPxMMMMxT

Σ+Σ+−

(Pers. 3-133, Perry’s CEH)

T = 399,817 K

P = 1,701 atm

MA = BM H

= 1 kg/kmol

MB = BM O

= 16 kg/kmol



Maka:

Df = 1,956 cm2/s

= 0,0001956 m2/s

# Menghitung diameter bubble (Db) dan kecepatan bubbles (Ub)

DboDbmDbDbm

−− = e-0,3Hd/Dt (Pers. 4, Chap. 6, Kunii, p. 146)

Uf – Umf = 2,183 m/s

Dbm = 0,65 [(π/4) x Dt2 x (Uf – Umf)]0,4


Dbm = 4,255

Dbo = 2)(78,2UmfUfgx −


Dbo = 1,351

e-0,3Hd/Dt = 0,196

Dbm – Db = 0,568

Db = 3,867 m

Ub = (Uf – Umf) + Ubr (Pers. 8, Chap. 6, Kunii, p. 147)

Ubr = 0,711 x (g x Db)0,5 (Pers. 9, Chap. 6, Kunii, p. 147)

Ubr = 4,274 m/s

Ub = 6,457 m/s



# Menghitung overall rate of exchange (Qbi)

Qbi = 4/5

4/12/1

85,55,4Db

gDfDb

Umf + (Pers. 80, Rowe&Yates, p. 478)

Qbi = 0,085 s-1

# Menghitung koefisien mass transfer dari fasa cloud ke interstitial phase (Qci)

Cloud terbentuk bila Ubr > Ui (Sbr : Rowe&Yates, Chap. 7, p. 458)

Ui = EmfUmf

= 0,106 m/s

a’ = Ui

Ubr

= 40,470 (dimensioless)

Itu Berarti pada gasifier akan terbentuk cloud

Dari pers. 44, Chap. 7, Rowe&Yates, p. 458

Dc/Db = [(a’ + 2)/(a’ – 1)]1/3

= 1,025

Dc = 3,778 m

Qci = 5,0

378,6

DbEmfxDfxUb (Pers. 81, Rowe&Yates, p. 479)

= 0,023 s-1

# Menghitung fraksi bed yang diisi oleh bubbles (fb)

Untuk tipe turbulent bed dimana Uf >>> Umf,

fb = UbUf (Pers. 29, Kunii, Chap. 6, p. 157)

= 0,345



# Menghitung fraksi volume solid yang terdispersi dalam cloud-wake (Yc)

Yc = (1 – Emf) [3Ui/(Ubr – Ui) + (Vw / Vb)]

(Pers. 101, Rowe&Yates, p. 485)

dimana,

Vw/Vb = fraksi volume wake terhadap volume bubble

= 0,333 (Sbr : Kunii, Chap. 7, p. 454-455)

Yc = 0,229

# Menghitung volume solid yang terdispersi dalam fase interstisial (Yi)

fb x (Yb + Yc + Yi) = (1 – Emf) (1 – fb) (Pers. 99, Rowe&Yates, p. 484)

Yb = fraksi volume solid terdispersi dalam bubbles

= 0,005 (Sbr : Kunii, Chap. 7, p. 485)

Sehingga pers. di atas menjadi :

Yi = fb

YcYbfbfbEmf ))(()1)(1( +−−−

Yi = 0,132

# Menghitung konstanta kecepatan overall efektif (kf)

C + H2O produk gas (CO, CO2, CH4, C2H4, C2H6) (reaksi Gasifikasi)

Produk solid (char)

Ca/Cao = exp

−

UffbxHdkf (Pers. 16b, Chap. 12, Kunii, p. 291)



Ca/Cao = fraksi reaktan (karbon) yang tidak terkonversi

Ca = C pada char (kmol) = 923,263 kmol

Cao = C pada kayu (kmol) = 3407,087 kmol

Ca/Cao = 0,271

Kf = 0,194

# Menghitung konstanta kecepatan reaksi orde satu (kr)

kf =

YixkrQci

YcxkrQbc

Ybxkr

111

111

++

++

(Pers. 14, Kunii, Chap. 12, p.291)

kr ditrial sampai diperoleh nilai kf ~ 0,194

Setelah beberapa trial, diperoleh kr = 21,905 s-1

Yb x kr = f = 0,109524

Qbc

1 = g = Qbi

1 (Pers. 82, Rowe&Yates, p. 479)

= 11,758 s

Yc x kr = d = 5,021234

Qci1 = a = 44,294

Yixkr

1 = b = 0,345

ba +

1 = c = 0,0224

d + c = e = 5,043636



e1 = h = 0,198

hg +

1 = i = 0,083637

kf = f + i = 0,19316

14. Menghitung waktu tinggal

# Menghitung waktu reaksi sempurna dari sebuah partikel (τ)

τ = xkrxCb

xdppb

2ρ

Cb = mol gas/m3 gas

Mol gas H2O = 920,469 kmol/jam

m3 gas H2O = 17539,051 m3/jam

Cb = 52,481 mol/m3jam

Cb = 0,015 mol/m3s

ρpb = ρ partikel dalam mol / m3

ρpb = BMkarbon

karbonρ

ρkarbon = 1642 kg/m3 (HYSYS)

BM karbon = 0,012 kg/mol

ρpb = 136833,333 mol/m3

τ = 42,850 s

# Menghitung rasio tr / τ (y)

Xb = 3y – 6y2 + 6y3 (1 – e-1/y) (Pers. 22, Chap. 18, Kunii, p. 459)

Xb = 1 - CaoCa

Xb = 0,729

Y ditrial sampai Xb ~ 0,729



Diperoleh,

Y = 0,713

Xb = - 0,910 + 1,639

= 0,729

Maka,

tr = τ x y

= 30,547 s



CYCLONE-01 (CY-01)

Fungsi : Memisahkan partikel char + olivine yang terbawa aliran gas hasil sintesa

dari GS-01.

Tipe : Lapple Conventional Cyclone with 4 inch insulation (Vesuvius 3300

castable refractory)

Gambar :

Data desain :

• Aliran massa gas (mg) = 110301,673 kg/jam

• Aliran massa char dalam gas (mchar) = 17862,393 kg/jam

• Aliran massa olivine dalam gas (molivine) = 2248590,603 kg/jam

• Aliran massa total = 2376754,668 kg/jam

• Densitas partikel char = 520,600 kg/m3

• Densitas partikel olivine = 2600 kg/m3

• Densitas campuran partikel (ρp) = 2593,762 kg/m3

• Densitas campuran gas (ρg) = 0,345 kg/m3

• Diameter partikel char = 200 μm

• Diameter partikel olivine = 200 μm

• Viskositas gas (μg) = 0,126 kg/m jam



1. Menghitung laju alir volumetric per detik aliran masuk Cyclone-01 (Q)

Q = 320588,802 m3/jam

= 89,052 m3/s

2. Menentukan dimensi cyclone dengan trial & error sehingga didapatkan

efisiensinya 99,99 %

Diketahui dari perhitungan pada neraca massa cyclone-01 : dpc = 2 μm.

Cyclone yang digunakan adalah standar Lapple.

Dimensi cyclone yang di trial adalah lebar inlet cyclone (W) kemudian

disubstitusikan ke rumus dibawah ini sehingga nilai dpc nya 6 μm.

5,0

)(29

−=

gs

gpc NeV

Wd

ρρπµ

Dimana :

π = 3,14

W = lebar inlet cyclone (m)

V = kecepatan aliran masuk cyclone (m/s)

= Q/(WxH)

H = tinggi inlet cyclone (m)

= 2,5 W

maka :

V = Q/(2,5W2)

Ne = jumlah putaran di dalam vorteks terluar =

+=

21 c

bLL

H


= 7,5 W


= 12,5 W



Setelah di trial, diperoleh W = 0,29 m

V = 423,555 m/s = 1524798,108 m/jam

H = 0,725 m

Lb = 2,175 m

Lc = 3,625 m

Ne = 5,5

9 μg W = 0,329

2πNeV(ρs – ρg) = 136586255029,222

maka :

dpc = 1,552 x 10-6 m = 2 μm

3. Menghitung diameter badan cyclone (D)

mWD 45,12,0

==

4. Menghitung diameter outlet gas (De)

mDDe 725,02

==

5. Menghitung pemecah vorteks (S)

S = 0,5 x D

= 0,725 m


Dd = 0,375 x D

= 0,544 m



Reaktor 02 (R-02)

Fungsi : Membakar char sisa

Tipe :

Gambar :

Data Desain :

Tekanan = 1,5 atm = 151987,5 Pa

Temperatur = 1021 oC

ρg = 1,5 kg/m3

ρchar = 970 kg/m3

ρp = 2566 kg/m3

g = 9,8 m/s2

dpchar = 0,2 mm = 0,0002 m


μg = 2,124 x 10-5 Ns/m2 (Pa-s)

mg = 160912,981 kg/jam

mchar = 8931,197 kg/jam

molivine = 1124295,301 kg/jam

mp = 1133226,498 kg/jam

ρolivine = 2600 kg/m3 (Sumber : Kunii, Chap. 13, p. 324)



1. Menghitung diameter partikel rata-rata (dp”)

dp” = ∑ )/(

1dpixi

(Pers. 15, Kunii, p. 66)

∑(xi/dpi) = olivinep

olivine

charp

char

xdpmm

xdpmm

+

= 5000

Maka,

dp” = 0,0002 m


Umf = 88,0

94,082,13 )("109,7

g

gpxdpxµ

ρρ −−

= 0,030 m/s


Remf = g

gUmfxdpxµ


= 0,428



Umfcorr = f x Umf

f = 1

Umfcorr = 0,030 m/s




Sp = 0,86 (Sumber : Tabel 3, Chap. 3, Kunii, p.69)

dp* = 3/2

3/1))((

g

gpg xgxdpx

µ


= 0,0002 x 001,0558,33

= 8,781


ut* = 2

Ut = ut* x 3/2

3/1))((

g

gpg xgxρ


= 2 x 310,1811,0

= 1,238 m/s




20 Umf < Uf < 200 Umf

0,607 m/s < Uf < 6,068 m/s

Uf ini ditrial sehingga diperoleh dimensi reactor yang sesuai. Seteal ditrial :

Uf = 1,482 m/s

= 48,849 Umf



6. Menghitung kecepatan sirkulasi solid (Gs)

Gs = Atm p

At = Luas penampang bagian dalam gasifier (m2)

= 0,25 x π x (Dt)2

Dt = Diameter dalam gasifier (m)

Ditentukan,

Dt = 8 m

At = 50,24 m2

Gs = 22556,26 kg/m2jam

= 6,266 kg/m2s

7. Menghitung fraksi volume solid pada titik keluar gasifier (Ese)

Ese = )( UpUf

Gsp −ρ

(Pers. 4. Chap. 8, Kunii, p.201)


Up > EmfUmf (syarat terjadinya fluidisasi)


Dari table 3, Chap. 3, Kunii p. 69, diketahui :


Maka,

Up > 0,069 m/s

Ditentukan :

Up = Ut = 1,238 m/s

Diperoleh :

Ese = 0,01002



8. Menghitung tinggi freeboard (Hf)

Ese = Es” + (Esd – Es”)e-a Hf (Pers. 7, Chap. 8, Kunii, p. 204)

Es” = 0,01 ( Kunii, Chap. 8, p. 204)

Untuk Uf = 2,229 m/s,

Esd = 0,2 (Fig. 8b, Chap. 8, Kunii, p. 200)

Dari Fig. 10b, Chap. 8, Kunii, p. 202, diperoleh :

Untuk pasir tipe olivine dengan Uf = 2,229 m/s

a x Uf = 6 /s

a = 4,049 /m

Setelah ditrial, Hf = 1,95 m

Sehingga,

Ese ~ 0,01007


Lmf = )1( EmfAtx

m

p

p

−ρ (Pers. 10, Chap. 8, Kunii, p. 204)

= 15,697 m

10. Menghitung tinggi gasifier (Ht)

Lmf(1 – Emf) = )"( EsEsdHfHtxEsda

EseEsd−−+

−


aEseEsd − = 0,047 m

Hf (Esd – Es”) = 0,371 m

Lmf (1 – Emf) = 8,79 m

Ht x Esd = 9,114 m

Ht = 45,570 m



11. Menghitung tinggi dense phase (Hd)

Hd = Ht – Hf (Kunii, Chap. 8, p. 204)

= 43,620 m

12. Perancangan (desain) tuyere sebagai distributor)

a. Karena temperature operasi pada gasifier-01 ini tinggi, maka tipe distributor




(Sbr : (a) Chap. 4, Kunii, p. 96; (b) Chap. 4, Kunii, p. 97)



= 220922,145 Pa



= 66276,643 Pa


(Cd,or)

Ret = g

gDtxUfxµ

ρ (Kunii, Chap. 4, p. 105)

Ret = 837018,867

Karena Ret > 3000, maka Cd,or = 0,6 (Kunii, Chap. 4, p. 105)




Uor = 5,0

5,0)2(,

g

DpdorxCdρ


Uor = 178,373 m/s


Nor = 2

1Ior

Dimana,


Asumsi Ior = 0,1 m ( Kunii, Chap. 4, p. 108)

Sehingga,

Nor = 100 tuyere/m2


dor = [(4/π)x(Uf/Uor)x(1/Nor)]0,5 (Kunii, Chap. 4, p. 108)

dor = 0,01 m

= 10,288 mm


Ditentukan, Nh = 6 (Kunii, Chap. 4, p. 108)

Ior2 x Uf = Nh x (π/4 x dh2) x Uor (Kunii, Chap. 4, p. 108)

dh = 5,0

5,02

)]4/([][

πNhxUorxxUfIor

dh = 0,004 m

= 4,200 mm




ntuyere = Nor x At



nhole = 30144 holes


Konstanta ini dihitung dengan menggunakan model dari Kunii & Levenspiel

(Kunii & Levenspiel, Chap. 12, p. 290-291)


Gas yang digunakan adalah steam (H2O)

Df = 23/13/1

5,075,13

])()[(]/)[(10

BA

BABA

vvPxMMMMxT

Σ+Σ+−

(Pers. 3-133, Perry’s CEH)

T = 352,313 K

P = 1,5 atm

MA = BM O2 = 32 kg/kmol

MB = BM N2 = 28 kg/kmol

Maka:

Df = 0,189 cm2/s

= 0,0000189 m2/s

# Menghitung diameter bubble (Db) dan kecepatan bubbles (Ub)

DboDbmDbDbm

−− = e-0,3Hd/Dt (Pers. 4, Chap. 6, Kunii, p. 146)

Uf – Umf = 1,452 m/s

Dbm = 0,65 [(π/4) x Dt2 x (Uf – Umf)]0,4




Dbm = 3,615

Dbo = 2)(78,2UmfUfgx −


Dbo = 0,598

e-0,3Hd/Dt = 0,195

Dbm – Db = 0,588

Db = 3,027 m


Ubr = 0,711 x (g x Db)0,5 (Pers. 9, Chap. 6, Kunii, p. 147)

Ubr = 3,873 m/s

Ub = 5,324 m/s


Qbi = 4/5

4/12/1

85,55,4Db

gDfDb

Umf + (Pers. 80, Rowe&Yates, p. 478)

Qbi = 0,056 s-1


Cloud terbentuk bila Ubr > Ui (Rowe&Yates, Chap. 7, p. 458)

Ui = EmfUmf

= 0,069 m/s

a’ = Ui

Ubr

= 56,163 (dimensioless)

artinya terbentuk cloud



Dari pers. 44, Chap. 7, Rowe&Yates, p. 458

Dc/Db = [(a’ + 2)/(a’ – 1)]1/3

= 1,018

Dc = 3,081 m

Qci = 5,0

378,6


= 0,009 s-1

# Menghitung fraksi bed yang diisi oleh bubbles (fb)

Untuk tipe turbulent bed dimana Uf >>> Umf,

Fb = UbUf (Pers. 29, Kunii, Chap. 6, p. 157)

= 0,278




dimana:


= 0,333 (Kunii, Chap. 7, p. 454-455)

Yc = 0,217




= 0,005 (Kunii, Chap. 7, p. 485)




Yi = fb


Yi = 0,182


Reaksi : (dipilih reaksi permukaan)

C + O2 CO2

Ca/Cao = exp

−



Ca = O2 akhir (kmol) = 125,539 kmol

Cao = O2 mula-mula (kmol) = 1171,696 kmol

Ca/Cao = 0,107

Kf = 0,273


kf =

YixkrQci

YcxkrQbc

Ybxkr

111

111

++

++



Setelah beberapa trial, diperoleh kr = 43,390 s-1

Yb x kr = f = 0,216951

Qbc

1 = g = Qbi


= 17,742 s



Yc x kr = d = 9,420958

Qci1 = a = 116,834

Yixkr

1 = b = 0,127

ba +

1 = c = 0,00855

d + c = e = 9,429508

e1 = h = 0,106

hg +

1 = i = 0,056027

kf = f + i = 0,27298

# Menghitung konsentrasi rata-rata O2 yang menutupi solid (Ca’)

Ca’ = )1( EmfkrxLmfx

CaoxXaxUf−

Xa = 1 - CaoCa

Cao = RTpa

Pa = tekanan parsial O2 dalam udara

= 0,21 x Pudara

= 31917,375 Pa

R = konstanta gas ideal = 8,314 m3Pa (mol K)

T = 352,150 K

Cao = 10,902 mol/m3

Xa = 0,893

Ca’ = 0,038



# Menghitung konstanta kecepatan reaksi gas-solid orde satu (Kr)

Xb = konversi solid = 1

= 1- '

1KrxCa

'

1KrxCa

= 0,00010

Kr x Ca’= 10000

Kr = 264412,495 m3/mol s

14. Menghitung waktu terbakar penuh (Tbc)

(Pers. 19.25, Davidson & Harrison, p. 654)

Tbc = xKrxCao

xdpxShxDfxCaox

xdpCaoM CC

2438 2 ρρϕ

+∆

+

Dimana:

M = Massa karbon mula-mula = karbon pada char

M = 11088,388 kg

ρC = densitas karbon = 1642 kg/m3 (HYSYS 3.0.1)

φ = At x [Uf – (Uf – Umf) x exp(-X)] (Davidson&Harrison, p. 654)

X = cross-flow factor

= UbrxVbQbixHt (Davidson&Harrison, p. 653)

Vb = Volume bubble rata-rata

Vb = π x (0,5Db)3

Vb = 10,887 m3

X = 0,061

Φ = 1,434

Sh = Sherwood number

Sh = 2 (1 + c x Ret0,5 x Sc0,333) (Davidson&Harrison, p. 649)



c = 0,3

Sc = Schmidt number

= xDfg

g

ρ

µ (Davidson&Harrison, p. 649)

Sc = 0,751

Sh = 2,357

Δ = koefisien stoikiometrik gravimetric = 0,375

(Davidson&Harrison, p. 653)

Tbc = 1891,390 s

= 0,525 jam



CYCLONE-02 (CY-02)

Fungsi : Memisahkan partikel olivine + abu yang terbawa aliran flue gas dari CR-01

Tipe :Lapple Conventional Cyclone with 4 inch insulation (Vesuvius 3300


Gambar :

Diketahui data desain :

Aliran massa gas (mg) = 178012,600 kg/jam

Aliran massa abu dalam gas (mabu) = 718,172 kg/jam

Aliran massa olivine dalam gas (molivine) = 2248365,744 kg/jam

Aliran massa total = 2427096,516 kg/jam

Densitas partikel abu = 2578,971 kg/m3

Densitas partikel olivine = 2600 kg/m3

Densitas campuran partikel (ρp) = 2600 kg/m3

Densitas campuran gas (ρg) = 0,419 kg/m3

Diameter partikel abu = 10 μm

Diameter partikel olivine = 200 μm

Viskositas gas (μg) = 1,939 x 10-1 kg/m jam




Q = 425716,107 m3/jam

= 118,254 m3/s







5,0

)(29

−=

gs

gpc NeV

Wd

ρρπµ

Dimana :

π = 3,14



= Q/(WxH)


= 2,5 W

maka :

V = Q/(2,5W2)


+=

21 c

bLL

H


= 7,5 W




= 12,5 W


V = 441,689 m/s = 1590079,852 m/jam

H = 0,818 m

Lb = 2,454 m

Lc = 4,091 m

Ne = 5,5

9 μg W = 5,711 x 10-1

2πNeV(ρs – ρg) = 142772495889,941

maka :

dpc = 2 x 10-6 m = 2 μm


mWD 636,12,0

==


mDDe 818,02

==


S = 0,5 x D

= 0,818 m


Dd = 0,375 x D

= 0,614 m



Reaktor 03 (R-03)

Fungsi :

Tipe :

Gambar :

Data Desain :

Tekanan = 1,5 atm

Temperatur = 870 oC

ρg = 0,327 kg/m3

ρolivine = 2600 kg/m3 (Kunii, Chap. 13, p. 324)

g = 9,8 m/s2


μg = 3,573 x 10-5 Ns/m2 (Pa-s)

mg = 110528,318 kg/jam

molivine = 825546,584 kg

Sumber: Subcontract Report, NREL/SR-510-39945, May 2006, p. 2-4




Umf = 88,0

94,082,13 )("109,7

g

gpxdpxµ

ρρ −−

= 0,019 m/s


Remf = g

gUmfxdpxµ


= 0,036



Umfcorr = f x Umf

f = 1

Umfcorr = 0,019 m/s


Sp = 0,86 (Tabel 3, Chap. 3, Kunii, p.69)

dp* = 3/2

3/1))((

g

gpg xgxdpx

µ


= 0,0002 x 001,0209,20

= 3,739


ut* = 0,7



Ut = ut* x 3/2

3/1))((

g

gpg xgxρ


= 0,7 x 474,0969,0

= 1,430 m/s




20 Umf < Uf < 200 Umf

0,389 m/s < Uf < 3,890 m/s

Diinginkan juga tidak ada partikel yang terbawa keluar reactor.

Sehingga nilai Uf diambil dari nilai tengah antara Ut dan Umf.

(Chap. 3, Kunii, p. 68)

Uf = 0,725 m/s

= 37,271 Umf


Lmf = xgEmfxAtx

m

gp

p

)1()( −− ρρ (Pers. 16c, Chap. 3, Kunii, p. 68)

At = luas penampang dalam reformer (m2)

Ditentukan:

Dt = diameter dalam reformer (m) = 4 m

At = 12,560 m2




Sehingga:

Lmf = 4,607 m

6. Perancangan (desain) tuyere sebagai distributor

a. Karena temperature operasi pada reformer1 ini tinggi, maka tipe distributor




(Sumber : (a) Chap. 4, Kunii, p. 96; (b) Chap. 4, Kunii, p. 97)



= 65728,231 Pa



= 19718,469 Pa


(Cd,or)

Ret = g

gDtxUfxµ

ρ (Kunii, Chap. 4, p. 107)

Ret = 26525,664

Karena Ret > 3000, maka Cd,or = 0,6 (Kunii, Chap. 4, p. 105)




Uor = 5,0

5,0)2(,

g

DpdorxCdρ


Uor = 208,405 m/s


Nor = 2

1Ior

Dimana,


Asumsi Ior = 0,1 m (Kunii, Chap. 4, p. 108)

Sehingga,

Nor = 100 tuyere/m2


dor = [(4/π)x(Uf/Uor)x(1/Nor)]0,5 (Kunii, Chap. 4, p. 108)

dor = 0,007 m

= 6,656 mm


Ditentukan, Nh = 6 (Kunii, Chap. 4, p. 108)

Ior2 x Uf = Nh x (π/4 x dh2) x Uor (Kunii, Chap. 4, p. 108)

dh = 5,0

5,02

)]4/([][

πNhxUorxxUfIor

dh = 0,003 m

= 2,717 mm




ntuyere = Nor x At



nhole = 7536 holes

7. Menghitung tinggi bed yang terekspansikan (He)

UbrUmfUf

LmfLmfHe −

=− ………………………………………… (Pers. 2.11)

Nilai He ditrial dengan persamaan 4, Kunii, sampai diperoleh nilai Ubr (dari pers.

9, Kunii) yang sesuai jika disubstitusikan ke persamaan 2.11 di atas.

DtxHeeDboDbmDbDbm /3,0−=

−− (Pers.4, Chap. 6, Kunii, p. 146)

Uf – Umf = 0,705 m/s

Dbm = 0,65 x [(π/4) x Dt2 x (Uf – Umf)]0,4 (Pers.5,Chap.6, Kunii, p.146)

Dbm = 1,556

Dbo = 2)(78,2 UmfUfxg

− (Pers. 19, Chap. 5, Kunii, p. 131)

Dbo = 0,141

Setelah beberapa trial, diperoleh nilai He = 6,380 m

e-0,3xHe/Dt = 0,620

Dbm – Db = 0,877

Db = 0,679 m




Ubr = 0,711 x (g x Db)1/2 (Pers. 9, Chap. 6, Kunii, p. 147)

Ubr = 1,834 m/s

Ub = 2,539 m/s

Nilai He dan Ubr disubstitusikan ke (pers. 2.11)

UbrUmfUf

LmfLmfHe −

=−

0,385 = 0,385

8. Menghitung tinggi reformer (Ht)

Ht = He + Hf

Ditentukan,

Hf < TDH

TDH = xg

Uf001,0

2


TDH = 53,611 m

Ditentukan,

Rasio Ht/D= 5

Ht = 20

Hf = 13,620 m

= 0,254 x TDH

9. Menghitung fraksi volume reformer yang terisi bubbles (fb)

Fb ini tergantung dengan rasio Ub dengan Ui. Ui adalah rasio Umf dengan Emf.

Ui = 0,044 m/s

Maka,

Ub / Ui = 57,456



Karena rasio Ub/Ui > 5, berarti cloud (awan) yang terbentuk mengelilingi bubble

tidak tebal (tipis) dan rumus yang digunakan untuk menghitung fb adalah :

Fb = UmfUbUmfUf

−− (Pers. 28, Chap. 6, Kunii, p. 157)

Fb = 0,280

10. Menghitung diameter cloud (awan) (Dc)

Cloud terbentuk bila Ubr > Ui (Rowe&Yates, Chap. 7, p. 458)

a’ = Ui

Ubr

= 41,496 (dimensionless)

artinya terbentuk cloud

Dari pers. 44, Chap. 7, Rowe&Yates, p. 458, 3/1

1'2'

−+=

aa

DbDc

= 1,024

Dc = 0,695 m


Konstanta ini dihitung dengan menggunakan model dari Davidson & Harrison.

(Sbr : Rowe & Yates, Chap. 7, p. 482-484)


Karena gas yang digunakan adalah gas sintesa dari GS-01 (berupa campuran

gas), maka koefisien difusivitas dihitung dengan rumus :

Di,mix = 1

1

−

=

∑

n

j Dijxj (Pers. 3-136, Perry’s CEH)



Dimana I adalah komponen referensi

Dipilih:

I = H2 (karena memiliki data yang paling lengkap)

Xj = fraksi mol komponen j di dalam campuran gas (tidak termasuk

komponen i)

Xj = yi

yj−1

Yj = fraksi mol komponen gas j di dalam campuran gas (termasuk

komponen i)

Yi = fraksi mol komponen gas I di dalam campuran gas (termasuk

komponen i)

Dij = koefisien difusivitas antara komponen I dengan komponen j (m2/s)

Nilai Dij diambil dari : Tabel 3-318, Perry’s CEH, 50th Anniv. Ed. P. 3-256.

Karena data yang ada pada tekanan 1 atm, temperature 0 oC, sedangkan

kondisi aliran gas sintesa bertekanan 1,5 atm dengan temperature 870 oC,

maka Dij disesuaikan dengan rumus :

DijP2,T2 = DijP1,T1 x (P1/P2) x (T2/T1)3/2

(Pers. 24-41, J. R. Welty, Fund. Momentum Heat and Mass Transfer, p. 488)

dimana:

P1 = 1 atm

P2 = 1,5 atm

T1 = 273,15 K

T2 = 1143,15 K



Komponen j i (H2) y xj xj / DijP2, T2

DijP1, T1 DijP2, T2 H2 - - 0,113 - - H2O 0,0000750 0,0004281 0,458 0,516 1206,199 CO 0,0000651 0,0003716 0,251 0,283 761,566 CO2 0,0000550 0,0003139 0,060 0,068 215,478 CH4 0,0000625 0,0003567 0,085 0,096 268,945 C2H6 0,0000459 0,0002620 0,004 0,005 17,213 C2H4 0,0000486 0,0002774 0,028 0,032 113,798 Total 1,00 1,00 2583,199

Dari table di atas diperoleh,

Di,mix = Df = 199,2583

1 = 0,0003871 m2/s


Qbi = 4/5

4/12/1

85,55,4Db

gDfDb

Umf+ (Pers. 80, Rowe&Yates, p. 478)

Qbi = 0,459 s-1


Qci = 5,0

378,6


= 0,252 s-1






dimana,


= 0,333 (Kunii, Chap. 7, p. 454-455)

Yc = 0,228




= 0,005 (Kunii, Chap. 7, p. 485)


Yi = fb


Yi = 0,170


C2H6 + 2H2O 2CO + 5H2

Ca/Cao = exp

−



Ca = C2H6 akhir (kmol) = 2,165 kmol

Cao = C2H6 mula-mula (kmol) = 21,647 kmol

Ca/Cao = 0,1

Kf = 0,298




kf =

YixkrQci

YcxkrQbc

Ybxkr

111

111

++

++



Setelah beberapa trial, diperoleh kr = 2,599 m3/mol s

Yb x kr = f = 0,012993

Qbc

1 = g = Qbi


= 2,177 s

Yc x kr = d = 0,592865

Qci1 = a = 3,968

Yixkr

1 = b = 2,262

ba +

1 = c = 0,16050

d + c = e = 0,753368

e1 = h = 1,327

hg +

1 = i = 0,285329

kf = f + i = 0,29832



12. Menghitung waktu reaksi (trx)

KrxCarxdtdNaVp

=

− 1 (Pers. 1, Chap. 12, Kunii, p. 277)

dt = trx = KrxCar

dNaVp)/1(−

dimana:

Vp = volume katalis (olivine)

= p

pmρ

= 317,518 m3

dNa = Ca – Cao (mol)

= - 19482,294 mol

Car = mol a bereaksi/Volume gas (mol/m3)

Volume gas = 3600

/ ggm ρ

= 93,925 m3/s

Car = 207,423 mol/m3 s

Maka,

Dt = trx = 0,114 s

13. Menghitung waktu tinggal reaktan gas dalam reactor (tr)

tr = Volume reformer Volume gas

Volume reactor = At x Ht

= 251,200 m3

tr = 2,6745 s



Cooler-01A (CO-01A)

Fungsi : mendinginkan aliran keluar dari TR-01 sampai dengan 301 oC.

Tipe : Shell and Tube Heat Exchanger

Gambar :

Data Desain :

Sisi Shell Sisi Tube

Jenis fluida

Fraksi uap

Laju alir massa (m)

W (m/1000)

ρ (avg)

Spgr

Z (avg)

Cp (avg)

k (avg)

BM

Tinlet

Toutlet

Tavg

DP diizinkan

Lb/jam

Lb/ft3

cP

Btu/lb oF

Btu/hrft oF

oF oF oF

psi

H2O

0

73134,765

73,135

60,500

1,000

0,444

1,041

0,334

18,020

86,000

574,400

330,200

5,000

Gas dari TR-01

1,000

243670,730

243,671

0,018

0,001

0,031

0,518

0,078

18,743

1430,641

1101,000

1265,821

5,000



Metode yang digunakan dalam mendesain HE ini adalah metoda C. H.

Gilmour’s yaitu metode Sum of Products (SOP). Products terdiri dari : Tube side

product, Shell side product, Tube-wall product, dan Fouling product. Geometri HE

ditrial sampai didapatkan SOP ~ 1.

Setelah trial & error didapat geometri HE :

Tube

Panjang tube (L) = 8 ft

OD (do) = 2 inch = 0,167 ft

BWG = 14

ID (di) = 1,834 inch = 0,153 ft

Bahan konstruksi yang digunakan adalah SS304

Dengan kw = 15 Btu/hr ftoF

a. Estimasi overall heat transfer coefficient (U)

U estimasi = 28 Btu/hr ft2 F

b. Menghitung luas area permukaan tube yang dibutuhkan (A)

UxCMTDQA =

Q = 43291000 kJ

= 41032178,570 Btu

CMTD = f x LMTD

)/( LTTDGTTDLNLTTDGTTDLMTD −

=



GTTD = TH – tH = 856,241

LTTD = TL – tL = 1015

Maka:

LMTD = 933,371 oF

f = factor koreksi LMTD tergantung dengan jumlah shell pass dan tube pass.

HE yang digunakan adalah TEMA BEM dengan jumlah shell pass = 1 dan jumlah

tube pass (NPT) = 1.

Untuk HE dengan tipe ini, factor koreksi (f) = 1

CMTD = 933,371 oF

A = 1570,045 ft2

c. Menghitung jumlah tube yang dibutuhkan (n)

AoAn =

Ao = π x do x L

= 4,187

n = 375 tubes

d. Menghitung diameter dalam (ID) shell (Di)

Di = 1,75 x do x (n x NPT)0,47

= 4,728 ft

= 1,441 m

= 57 inch



e. Menghitung jumlah tube maksimum (nmax)

ixdixWin

µ2max =

1000

miWi =

Wi = 243,671

nmax = 10560 tubes

n harus < nmax (hitungan di atas benar)

ditentukan, jarak antar baffle (PB) = 34,272 inch = 2,856 ft

Sehingga jumlah baffle (NB) = (L/PB) – 1

NB = 2 baffle

f. Menghitung Tubeside product (Tsp)

xLLMTDxndittWiTs LH

p 2,0

8,02,0 )(87,9 −=

= 0,649

g. Menghitung Shellside product (Ssp)

LnPNx

LMTDTTWox

soMoZoSs BPTLH

p 718,0

6,0282,04,0

89,0

22,0267,0 )(28,4 −=

= 0,280

h. Menghitung tube-wall product (Twp)

nxdoxLdidox

LMTDttWi

xkwCpixTw LH

p−−

=)(

159

= 0,013



i. Menghitung fouling product (fp)

nxdoxLx

LMTDttWi

xh

Cpixf LHp

1)(3820

−=

h diasumsikan = 500 Btu/hr ft2 F

fp = 3820 x 0,00104 x 86,058 x 0,00017

= 0,057

j. Menghitung tubeside pressure drop (Dpi)

8,38,1

8,12,0

)4,5(

)25(

didiLoN

xn

Wixsi

ZiDpiPT +

=

= 374,696 x 0,460 x 0,005

= 0,83256 psi

k. Menghitung shellside pressure drop (Dpo)

xDosoxPxLoxWoDpo

B3

2326,0=

= 0,006 psi

l. Menghitung jumlah semua product (SOP)

SOP = Tsp + Ssp + Twp + fp

= 1

m. Menghitung Reynold Number tubeside (Nrei) dan shellside (Nreo)

Zi

xdixviNrei iρ

=

Aiqivi =



nimiqi )/( ρ

=

= 35958,501 ft3/hr

Ai = 0,25 x 3,14 x di2

= 0,018 ft2

vi = 1961082,013 ft/hr

Zi = 0,075 lb/ft hr

Nrei = 71743,541

ZoxSmdoxmoNreo =

Sm tergantung dengan lay out tube (pitch). Dipilih 2 1/4 triangular pitch,

sehingga :

144''

xpxPDixcSm B=

p’ = pitch = 2,250 inch

c’ = clearance = p’ – do = 0,25 inch

Maka,

Sm = 1,5 ft2

Zo = 1,073

Nreo = 7568,983

n. Menghitung Prandtl Number tubeside (NPri) dan shellside (NPro)

kiZixCpiiN =Pr



= 0,501

koZoxCpooN =Pr

= 3,342

o. Menghitung heat transfer coefficient tubeside (hi) dan shellside (ho)

hi = 0,0144 x Di-0,2 x Cpi x Gi0,8

Gi = mi /(n x Ai)

= 35436,752 lb/hrft2

hi = 47,314 Btu/hr ft2F

ho = 0,33 x Nreo-0,4 x Npro-0,667 x Cpo x Go x 0,6

Go = mo/Sm

= 48743,297 lb/hrft2

ho = 126,148 Btu/hrft2F

p. Menghitung Clean Overall Heat Transfer Coefficien (Uct)

hohihixhoUct

+=

= 34,409 Btu/hrft2F

q. Menghitung Dirt Factor (rt)

UcxUdUdUcrt −=

= 0,007 Btu/hrft2F



Cooler-01B (CO-01B)

Fungsi : memproduksi steam jenuh pada 301 oC, 1285 psia.


Gambar :

Data Desain :


Jenis fluida

Fraksi uap

Laju alir massa (m)

W (m/1000)

ρ (avg)

Spgr

Z (avg)

Cp (avg)

k (avg)

Heat of Vap.

BM

Tinlet

Toutlet

Tavg

P

DP diizinkan

Lb/jam

Lb/ft3

cP

Btu/lb oF

Btu/hrft oF

Btu/lb

kJ/kg

oF oF oF

psi

H2O

0

73134,765

73,135

23,820

1,000

0,550

1,277

0,172

615,310

1431,200

18,020

574,400

574,400

574,400

1285,000

5,000

Gas dari TR-01

1,000

243670,730

243,671

0,025

0,001

0,026

0,488

0,064

18,743

1101,000

722,200

911,600

19,000

5,000








Tube :


OD (do) = 2 inch = 0,167 ft

BWG = 14

ID (di) = 1,834 inch = 0,153 ft






UxCMTDQA =

Q = 47478216,471 kJ

= 45000916,043 Btu

CMTD = f x LMTD


=



GTTD = TH – tH = 526,6

LTTD = TL – tL = 147,8

Jadi,

LMTD = 298,131 oF





CMTD = 298,131 oF

A = 13523,987 ft2


AoAn =

Ao = π x do x L

= 7,327

n = 1846 tubes

d. Menghitung diameter dalam (ID) shell (Do)

Di = 1,75 x do x (n x NPT)0,47

= 10 ft

= 3,048 m

= 120 inch




ixdixWin

µ2max =

1000

miWi =

Wi = 243,671

nmax = 12624 tubes


ditentukan, jarak antar baffle (PB) = 24 inch = 2 ft


NB = 6 baffle


xLLMTDxndittWix

siMiZixTs LH

p 2,0

8,02,0

89,0

22,0467,0 )(87,9 −=

= 0,971


∑= 3,03,0

3,0

85,0

7,0

075,1

425,02,03,0 1352,0Ln

xLMTD

oxWoxPo

xxCposo

MoZoxSs vop

λρσ

σo1/4 adalah surface tension di luar tube (pada sisi shell), dyne/cm

σo1/4 = [P] x (ρL – ρv) (Pers. 3-151 Perry’s CEH)

komponen di luar tube (sisi shell) adalah air.

ρL = 0,04 mol/cm3 = 44,781 lb/ft3

ρv = 0,003 mol/cm3 = 2,864 lb/ft3

[P] = temperature-independent parachor

Untuk air (H2O), [P] = 45,3 (Tabel 3-343 Perry’s CEH)

σo1/4 = 1,688



σo = 8,128 dyne/cm

Σ adalah surface condition factor

Σ = 1,7 untuk stainless steel

Ssp = 0,003


nxdoxLdidox

LMTDWixx

kwxTw p

−= λ188

= 0,012


nxdoxLx

LMTDWixx

hxf p

112120 λ=


fp = 2120 x 0,00128 x 502,909 x 0,00002

= 0,026


8,38,1

8,12,0

)4,5(

)25(

didiLoN

xn

Wixsi

ZiDpiPT +

=

= 361,553 x 0,026 x 0,005

= 0,05069 psi


xDosoxPxLoxWoDpo

B3

2326,0=

= 0,015 psi





= 1,012


Zi

xdixviNrei iρ=

Aiqivi =

nimiqi )/( ρ=

= 5280,378 ft3/hr

Ai = 0,25 x 3,14 x di2

= 0,018 ft2

vi = 287977,928 ft/hr

Zi = 0,063 lb/ft hr

Nrei = 17423,773

ZoxSmdoxmoNreo =


sehingga :

144''

xpxPDixcSm B=





Maka,

Sm =2,22 ft2

Zo = 1,331

Nreo = 4121,809


kiZixCpiiN =Pr

= 0,482

koZoxCpooN =Pr

= 9,886


hi = 0,0144 x Di-0,2 x Cpi x Gi0,8

Gi = mi /(n x Ai)

= 7199,448 lb/hrft2



Go = mo/Sm

= 32910,643 lb/hrft2

ho = 214182,491 Btu/hrft2F


hohihixhoUct

+=

= 12,467 Btu/hrft2F




UcxUdUdUcrt −

=

= 0,009 Btu/hrft2F



Cooler-01C (CO-01C)

Fungsi : memanaskan steam jenuh dari CO-01B sampai 382 oC.


Gambar :

Data Desain :


Jenis fluida

Fraksi uap

Laju alir massa (m)

W (m/1000)

ρ (avg)

Spgr

Z (avg)

Cp (avg)

k (avg)

BM

Tinlet

Toutlet

Tavg

DP diizinkan

Lb/jam

Lb/ft3

cP

Btu/lb oF

Btu/hrft oF

oF oF oF

psi

H2O

1

73134,765

73,135

2,518

1,000

0,022

0,707

0,035

18,020

574,400

719,810

647,105

5,000

Gas dari TR-01

1,000

243670,730

243,671

0,029

0,001

0,023

0,468

0,055

18,743

722,200

658,000

690,100

5,000








Tube


OD (do) = 1 inch = 0,083 ft

BWG = 16

ID (di) = 0,87 inch = 0,073 ft






UxCMTDQA =

Q = 7715000 kJ

= 7312449,647 Btu

CMTD = f x LMTD


=



GTTD = TH – tH = 2,390

LTTD = TL – tL = 83,600

Jadi,

LMTD = 22,845 oF





CMTD = 22,845 oF

A = 26673,574 ft2


AoAn = Apd nmax = 125337,540

U = 2,554

Ao = π x do x L

= 4,187

n = 6371 tubes


Di = 1,75 x do x (n x NPT)0,47

= 8,95 ft

= 2,728 m

= 107 inch




ixdixWin

µ2max =

1000

miWi =

Wi = 243,671

nmax = 29937 tubes




NB = 8 baffle


xLLMTDxndittWiTs LH

p 2,0

8,02,0 )(87,9 −=

= 0,807


LnPNx

LMTDTTWoxSs BPTLH

p 718,0

6,0282,04,0 )(53,7 −=

= 0,198


nxdoxLdidox

LMTDttWi

xkwCpixTw LH

p−−

=)(

159

= 0,003




nxdoxLx

LMTDttWi

xh

Cpixf LHp

1)(3820

−=


fp = 0,002


8,38,1

8,12,0

)4,5(

)25(

didiLoN

xn

Wixsi

ZiDpiPT +

=

= 0,16065 psi


xDosoxPxLoxWoDpo

B3

2326,0=

= 0,025 psi



= 1,01


Zi

xdixviNrei iρ=

Aiqivi =

nimiqi )/( ρ

=

= 1324 ft3/hr



Ai = 0,25 x 3,14 x di2

= 0,004 ft2

vi = 320879,833 ft/hr

Zi = 0,056 lb/ft hr

Nrei = 11971,823

ZoxSmdoxmoNreo =


sehingga :

−

−+−= )'(

'dop

PdoDotlDotlDixPSm B

Dotl = diameter luar tube bundle,

Ditentukan = (Di – 1) inch

= 106,403 inch

p’ = pitch = 1 inch

Maka,

Sm = 21,958 inch2

= 0,152 ft2

Zo = 0,054

Nreo = 736142,827


kiZixCpiiN =Pr

= 0,479



koZoxCpooN =Pr

= 1,094


hi = 0,0144 x Di-0,2 x Cpi x Gi0,8

Gi = mi /(n x Ai)

= 9269,256 lb/hrft2



Go = mo/Sm

= 479623,858 lb/hrft2



hohihixhoUct

+=

= 12,664 Btu/hrft2F


UcxUdUdUcrt −

=

= 0,0044 Btu/hrft2F



Cooler-01D (CO-01D)

Fungsi : mendinginkan aliran keluar dari TR-01 sampai dengan 301 oC.

Tipe : Shell and Tube heat exchanger

Gambar :

Data Desain :


Jenis fluida

Fraksi uap

Laju alir massa (m)

W (m/1000)

ρ (avg)

Spgr

Z (avg)

Cp (avg)

k (avg)

BM

Tinlet

Toutlet

Tavg

DP diizinkan

Lb/jam

Lb/ft3

cP

Btu/lb oF

Btu/hrft oF

oF oF oF

psi

H2O

0

697733,854

697,734

62,106

1,000

0,630

1,029

0,367

18,020

86,000

140,000

113,000

5,000

Gas dari TR-01

1,000

243670,730

243,671

0,037

0,001

0,020

0,448

0,046

18,743

658,000

302,000

480,000

5,000








Tube


OD (do) = 1,5 inch = 0,125 ft

BWG = 16

ID (di) = 1,37 inch = 0,114 ft

Bahan konstruksi yang digunakan adalah karbon steel



U estimasi = 26,116 Btu/hr ft2 F


UxCMTDQA =

Q = 40357450,179 kJ

= 38251694,402 Btu

CMTD = f x LMTD


=



GTTD = TH – tH = 518

LTTD = TL – tL = 216

Jadi,

LMTD = 345,262 oF





CMTD = 345,262 oF

A = 4242,302 ft2


AoAn =

Ao = π x do x L

= 4,710

n = 901 tubes


Di = 1,75 x do x (n x NPT)0,47

= 5,353 ft

= 1,632 m

= 64 inch




ixdixWin

µ2max =

1000

miWi =

Wi = 243,671

nmax = 22276 tubes


ditentukan, jarak antar baffle (PB) = 50 inch = 4,167 ft


NB = 2 baffle


xLLMTDxndittWiTs LH

p 2,0

8,02,0 )(87,9 −=

= 0,840


LnPNx

LMTDTTWox

soMoZoSs BPTLH

p 718,0

6,0282,04,0

89,0

22,0267,0 )(28,4 −=

= 0,101


nxdoxLdidox

LMTDttWi

xkwCpixTw LH

p−−

=)(

159

= 0,005




nxdoxLx

LMTDttWi

xh

Cpixf LHp

1)(3820

−=


fp = 0,053


8,38,1

8,12,0

)4,5(

)25(

didiLoN

xn

Wixsi

ZiDpiPT +

=

= 0,54693 psi


xDosoxPxLoxWoDpo

B3

2326,0=

= 0,237 psi



= 0,999


Zi

xdixviNrei iρ=

Aiqivi =

nimiqi )/( ρ

=

= 7379,557 ft3/hr



Ai = 0,25 x 3,14 x di2

= 0,010 ft2

vi = 721243,607 ft/hr

Zi = 0,048 lb/ft hr

Nrei = 63010,652

ZoxSmdoxmoNreo =


sehingga :

144''

xpxPDixcSm B=



Maka,

Sm = 3,186 ft2

Zo = 1,525

Nreo = 17951,268


kiZixCpiiN =Pr

= 0,470

koZoxCpooN =Pr

= 4,272




hi = 0,0144 x Di-0,2 x Cpi x Gi0,8

Gi = mi /(n x Ai)

= 26440,791 lb/hrft2



Go = mo/Sm

= 2189764,808 lb/hrft2



hohihixhoUct

+=

= 31,160 Btu/hrft2F


UcxUdUdUcrt −=

= 0,006 Btu/hrft2F



SCRUBBER-01 (SC-01)

Fungsi : - mendinginkan aliran gas panas sampai temperature 60 oC

- membersihkan partikel pengotor (char dan olivine) dari aliran gas

Tipe : Baffle Tower

Gambar :

Kondisi Operasi:

Tgas input = 150 oC = 302 oF

Tgas output = 60 oC = 140 oF

Tliq input = 43,33 oC = 109,994 oF

Tliq output = 60 oC = 140 oF

Pinput SC-01 = 1,021 atm

mg = 110530,192 kg/jam = 243677,071 lb/jam

mliq output = 573237,871 kg/jam = 1263771,675 lb/jam

ρg = 0,628 kg/m3 = 0,039 lb/ft3

ρliq = 993,398 kg/m3 = 62,016 lb/ft3

Qt = 113139726,457kJ/jam = 107235348,186 Btu/jam

Cpgas = 1,801 kJ/kg-C = 0,430 Btu/lb-F

H2O terkondensasikan = 9388,441 kg/jam = 20697,944 lb/jam



a. Menghitung beban kondensasi H2O (Qc)

Qc = H2O terkondensasikan x λH2O1,021atm;302F

λH2O1,021atm;302F = 2265,548 kJ/kg

Qc = 21269964,864 kJ/jam

= 20159957,599 Btu/jam

b. Menghitung beban pendingin sensible gas (Qg)

Qg = Qt - Qc

= 87075390,587 Btu/jam

Diameter kolom (D) di-trial sampai vw-desain mendekati vw-max

Setelah di-trial, didapat D = 13,830 ft

= 4,215 m

Dipilih 50 % cut segmental baffles

Jarak antar baffle (Sb) di-trial sampai vc-desain mendekati vc-max

Setelah di-trial, didapat Sb = 32,765 in

= 2,730 ft

= 0,832 m

c. Menghitung luas penampang kolom (At), jendela (Aw), dan tirai (Ac)

Luas penampang kolom (At)

At = 0,25πD2

At = 150,145 ft2

Luas jendela (Aw)

100

% AtalbafflesxcutsegemntAw =



Aw = 75,072 ft2

Luas tirai (Ac)

Ac = Sb x D

= 37,762 ft2

d. Menghitung laju alir volum gas per detik (Gv), vw-max, vw-deasin, vc-max, vc-desain

g

gmGv

ρ3600=

= 1726,654 ft3/s

5,0

max 58,0

−=

g

glWv

ρ

ρρ

= 23,062 ft/s

AwGvvWdesain =

= 23 ft/s

5,0

max 15,1

−=

g

glcv

ρ

ρρ

= 45,725 ft/s

AcGvvcdesain =

= 45,725 ft/s



e. Menghitung overall volumetric heat transfer coefficient (Ua)

Ua = C x G0,7 x L0,4

Dimana :

C = konstanta yang tergantung dengan jarak antar baffle

Untuk jarak antar baffle 33 inch, C = 0,016.

G = kecepatan alir massa gas

2/948,1622 jamftlbAtm

G g ==

L = kecepatan alir massa liquid

2/026,8417 jamftlbAt

mL liqoutput ==

Maka :

Ua = 105,050 Btu/jam ft2 F

f. Menghitung Ua yang dikoreksi (Ua corr)

=

QtQg

Ua

Uacorr1

1

= 129,372 Btu/jam ft2 F

g. Menghitung dimensi kolom

# Volum zona kontak gas dengan liquid (Vt) #

[ ])/()()()(

____

____

inputliqoutputgasoutputliqinputgas

inputliqoutputgasoutputliqinputgasM TTTTLn

TTTTt

−−

−−−=∆

Tgas input – Tliq output = 162 oF

Tgas output – Tliq input = 30,006 oF

ΔtM = 81,605 oF



MtUacorrx

QtVt∆

=

= 10588,960 ft3

# Tinggi zona kontak gas dengan liquid (Zt) #

21,496m70,525ftAtVtZt ===

# Jumlah baffle (Nb) #

bafflesSbZtNb 26==

# Tinggi level liquid di dasar scrubber (ZL) #

ZL = VL x ts x (4/πD2)

Dimana :

VL = aliran volumetric liquid (m3/min)

VL = (mliq output / ρl) x (1/60)

= 9,617 m3/min

ts = waktu tinggal liquid di dasar scrubber (min)

ts = 7 min

maka :

ZL = 4,826 m

# Jarak antara level liquid dengan gas inlet (ZLG) #

ditentukan ZLG = 1,5 m

# Jarak antara gas inlet dengan baffle pertama di dasar scrubber (ZGB) #

ditentukan ZGB = 0,9 m



# Jarak antara liquid inlet dengan baffle pertama di puncak scrubber (ZIB) #

ditentukan ZIB = 0,9 m

# Tinggi total scrubber (ZT) #

ZT = Zt + ZL + ZLG + ZGB + ZIB

= 29,622 m

h. Menghitung pressure drop (Dp) gas

NbvDp W

l

g2

7,0186,0

=

ρ

ρ

= 3,279 inch H2O

= 0,118 psia



Cooler-02 (CO-02)

Fungsi : mendinginkan aliran air yang di recycle dari SC-01 sampai dengan suhu

43,33 oC.


Gambar :

Data Desain :


Jenis fluida

Fraksi uap

Laju alir massa (m)

W (m/1000)

ρ (avg)

Spgr

Z (avg)

Cp (avg)

k (avg)

BM

Tinlet

Toutlet

Tavg

DP diizinkan

Lb/jam

Lb/ft3

cP

Btu/lb oF

Btu/hrft oF

oF oF oF

psi

H2O

0

691011,825

691,012

62,170

1,000

0,630

1,031

0,367

18,020

86,000

122,000

104,000

5,000

H2O

1,000

1243491,446

1243,491

61,610

1,000

0,538

1,033

0,372

18,020

140,000

109,994

124,997

5,000








Tube


OD (do) = 0,75 inch = 0,063 ft

BWG = 10

ID (di) = 0,482 inch = 0,040 ft

Bahan konstruksi yang digunakan adalah carbon steel

Dengan kw = 30,75 Btu/hr ftoF




UxCMTDQA =

Q = 39345357 kJ

= 37292409,838 Btu

CMTD = f x LMTD


=



GTTD = TH – tH = 18

LTTD = TL – tL = 23,994

Jadi,

LMTD = 20,854 oF





CMTD = 20,854 oF

A = 8491,469 ft2


AoAn =

Ao = π x do x L

= 3,14

n = 2848 tubes


Di = 1,75 x do x (n x NPT)0,47

= 4,598 ft

= 1,401 m

= 55,17 inch




ixdixWin

µ2max =

1000

miWi =

Wi = 1243,491

nmax = 11900 tubes




NB = 6 baffle


xLLMTDxndittWix

siMiZIxTs LH

p 2,0

8,02,0

89,0

22,0467,0 )(43,10 −=

= 0,63


LnPNx

LMTDTTWox

soMoZoSs BPTLH

p 718,0

6,0282,04,0

89,0

22,0267,0 )(28,4 −=

= 0,253


nxdoxLdidox

LMTDttWi

xkwCpixTw LH

p−−

=)(

159

= 0,075




nxdoxLx

LMTDttWi

xh

Cpixf LHp

1)(3820

−=


fp = 3820 x 0,00021 x 1789,243 x 0,00003

= 0,041


8,38,1

8,12,0

)4,5(

)25(

didiLoN

xn

Wixsi

ZiDpiPT +

=

= 0,305 psi


xDosoxPxLoxWoDpo

B3

2326,0=

= 2,257 psi



= 0,999


Zi

xdixviNrei iρ

=

Aiqivi =



nimiqi )/( ρ

=

= 7,088 ft3/hr

Ai = 0,25 x 3,14 x di2

= 0,001 ft2

vi = 5596,43 ft/hr

Zi = 1,301 lb/ft hr

Nrei = 10647,172

ZoxSmdoxmoNreo =

Sm tergantung dengan lay out tube (pitch). Dipilih 1 triangular pitch, sehingga :

144''

xpxPDixcSm B=

p’ = pitch = 1 inch


Maka,

Sm = 2,6 ft2

Zo = 1,524

Nreo = 10896,805


kiZixCpiiN =Pr

= 3,608



koZoxCpooN =Pr

= 4,282


hi = 0,023 x Nrei-0,2 x Npri-0,667 x Cpo x Gi

Gi = mi /(n x Ai)

= 344796,077 lb/hrft2



Go = mo/Sm

= 265762,875 lb/hrft2



hohihixhoUct

+=

= 260,471 Btu/hrft2F


UcxUdUdUcrt −

=

= 0,0012 Btu/hrft2F



Pompa (P-01)

Fungsi : memompakan air sebagai solven kembali ke puncak SC-01.

Tipe : Centrifugal Pump

Gambar :

Data desain :

Jenis fluida = H2O

Temperatur = 60 oC

Tekanan inlet (P1) = 14,882 psia = 1,026 bar = 1,012 atm

Tekanan outlet (P2) = 15 psia = 1,034 bar = 1,020 atm

Tekanan uap (Pv) = 1,275 psia = 0,088 bar = 0,087 atm

Densitas (ρ) = 61,23 lb/ft3 = 980,81 kg/m3

SG = 0,985

Aliran massa (m) = 564044,02 kg/jam

1. Menghitung kapasitas pompa (Q)

ρmQ =

= 575,080 m3/jam

= 2532,076 GPM

SUCTION

DISCHARGE



2. Menghitung Net Positive Suction Head Available (NPSHa)

NPSHa = Hss – Hfs – Hi

(Larry Bachus, Know & Understand Centrifugal Pumps, p. 20)

Hss = Static suction Head (meter)

= ZL – Zslurry

Zslurry = At

Vslurry

Vslurry = slurry

slurrymρ

mslurry = 451,384 kg

ρslurry = 1386,5 kg/m3

Vslurry = 0,326 m3

At = 13,949 m2

Zslurry = 0,023 m

ZL = 4,826 m

Maka,

Hss = 4,803 m

Hfs = Suction fraction head (meter)

= SG

fsx 3,10

Karena panjang pipa dan jumlah fitting yang sebenarnya tidak dapat diketahui

sebelum semua peralatan benar-benar dipasang, aturan berdasarkan pengalaman

(rule of thumb) harus digunakan untuk estimasi frictional pressure drop, f

(Sumber : Harry Silla, p. 264).

Untuk bagian suction, friksi hanya terjadi pada aliran di dalam pipa.

Dari table 5-15, Harry Silla, p. 266, frictional pressure drop melalui perpipaan

diestimasi :



fs = 0,07 bar = 1,015 psia = 0,069 atm

Hfs = 0,722 m

Hi = inlet head = 0,61 m (Safety factor)

Sehingga diperoleh :

NPSHa = 3,471 m

= 11,389 ft

3. Menghitung NPSH required (NPSHr)

NSS = 75,05,0

NPSHrxRpmxQx

Dimana, Q dalam GPM dan NPSHr dalam ft

NSS = Suction Specific Speed (dimensionless)

Berdasarkan Rule of Thumb dari Hydraulic Institute,

NSS = 8500 untuk mendapatkan ketahanan impeller yang baik.

(Sumber : www.Pump-Magazine.com)

Rpm = kecepatan putaran motor (rotation per minute)

Nilai Rpm ini tergantung dengan jenis penggerak motor yang dipilih.

Dipilih penggerak Induction Motor.

Dari table 5.9 Harry Silla, p. 239, untuk penggerak Induction Motor,

Pilihan Rpm 870 700 580

Rpm dan NPSHr ditrial sampai diperoleh NSS ~ 8500

Dipilih Rpm = 870

Setelah ditrial, diperoleh :

NPSHr = 8,894 ft

Sehingga didapatkan :

NSS ~ 8500


http://www.Pump-Magazine.com


Nilai NPSHr ini memenuhi syarat operasi pompa, yaitu :

NPSHr harus < daripada NPSHa

4. Menghitung kerja pompa (W)

W = )(

)()()/( 2121

EdEsPPzzxgcg

+−−+−

ρ (Pers. 5.48, Harry Silla, p. 264)

Dimana :

g/gc = 9,8 m/s2

z1 = Hss = 4,803 m

z2 = ketinggian discharge line = ZT = 29,622 m

z1 – z2 = - 24,819 m

Es = fs = 0,07 bar = 0,071 atm

Ed = Discharge friction head = fd + dPiCO-02

Untuk bagian discharge, friksi terjadi pada aliran di dalam pipa dan satu control

valve :

Dari table 5-15, Harry Silla, p. 266, frictional pressure drop pada discharge line :

fd = 0,63 bar

dPiCO-02 = 0,305 psia = 0,021 bar

Ed = 0,651 bar = 0,660 atm

Es + Ed = 0,721 bar

= 72104,888 N/m2

P1 – P2 = - 0,008 bar

= - 815,869 N/m2

W = - 317,577 N-m/kg

= - 0,137 Btu/lb



Tanda negative menunjukkan kerja dilakukan pada system. Kerja yang dilakukan

oleh system bertanda positif.

5. Menghitung efisiensi pompa (Eff)

Nilai Eff tergantung dengan spesifik speed (Ns).

Ns = 75,0

5,0Hx

RpmxQx

H = Hd – Hs

Hd = discharge head

= z2 + p2 + ed

p2 = SGxP 3,102

= 10,670 m

ed = SG

Edx 3,10

= 6,898 m

Hd = 47,191 m

Hs = suction head

= z1 + P1 + es

p1 = SGxP 3,101

= 10,586 m

es = SG

Esx 3,10

= 0,742 m

Hs = 16,131 m

H = 31,060 m

= 101,902 ft

Ns = 1364,966



Eff = ( )

−−

− 2228629,021333,008955,094,0 x

NsLOGx

RpmQx

(Sumber : www.PumpingMachinery.com)

Eff = 85,4 %

6. Menghitung Shaft Power (SP)

SP = Eff

mxW

= 209713250,170 J/jam

= 58253,681 J/s

= 58,254 kW

= 78,088 Hp

Dari table 5.10, Harry Silla, p. 240, dipilih ukuran standar motor-listrik yang

bekerja pada 100 Hp.


http://www.PumpingMachinery.com


Knock Out Drum-01 (KOD-01)

Fungsi : memisahkan fase liquid di dalam fase gas sebelum gas dikompres.

Tipe :

Gambar :

1. Menghitung densitas fase gas (ρg) dan densitas fase liquid (ρl)

RxTZxPxBM

G =ρ

dimana:

Z = factor kompresibilitas aliran gas top KOD-01 = 0,99

P = tekanan aliran gas top KOD-01 = 1,034 bar = 1,02 atm

BM= berat molekul aliran gas top KOD-01 = 18,782 g/mol

R = konstanta ideal gas = 0,082 atm liter/mol K

T = temperature aliran gas top KOD-01 = 333,150 K = 60 oC

Maka :

ρG = 0,695 g/liter

= 0,043 lb/ft3



ρL = ρH2O,60C = 983,2 kg/m3 = 61,379 lb/ft3

(Dari table 3-28, p. 3-76, Perry’s CEH)

2. Menghitung factor pemisahan (S)

L

G

G

L

WWS

ρρ

=

WL = aliran massa liquid = 18336,297 kg/jam = 40424,568 lb/jam

WG = aluiran massa gas = 100860,870 kg/jam = 222359,891 lb/jam

S = 0,005

3. Menghitung factor kecepatan (KV)

KV = exp (B + DX + EX2 + FX3 + GX4)

X = ln S = - 5,332

B = - 1,877

D = - 0,815 DX = 4,344

E = - 0,187 EX2 = - 5,319

F = - 0,015 FX3 = 2,202

G = - 0,001 GX4 = - 0,821

Maka :

KV = 0,230 (tanpa mist eliminator)

4. Menghitung kecepatan gas maksimum (Vmax)

G

GLVKV

ρρρ −

=max

= 8,632 ft/s

= 2,631 m/s



5. Menghitung kecepatan alir gas (QV)

3600xWQV

G

G

ρ=

= 1424,393 ft3/s

= 40,333 m3/s

6. Menghitung luas penampang minimum (AV)

maxVQVAV =

= 165,004 ft2

= 15,329 m2

7. Menghitung diameter dan tinggi KOD-01 (D)

πVxAD 4

=

= 14,498 ft

= 4,419 m

digunakan rasio H/D = 3

H = 43,494 ft

= 13,257 m

8. Mennghitung laju alir volumetric liquid (QL)

60xWQLL

L

ρ=

= 10,977 ft3/min

= 0,311 m3/min



9. Menghitung ketinggian maksimum liquid di dalam KOD-01 (LH)

AQLxTLH =

t = lama tinggal liquid di dalam KOD, ditentukan 5 menit

LH = 0,333 ft

= 0,101 m

10. Menghitung tebal dinding KOD (ts)

Referensi yang digunakan dalam perhitungan tebal dinding ini adalah Harry Silla,

p. 279-284.

ts = αs x D + tc

αs = PxEsxS

P2,12 −

tc = korosi yang diizinkan (inch)

= 1/8 inch = 0,125 inch

P = tekanan desain (psig)

= Po + 25 psig


= 0,301 psig

P = 25,301 psig

D = diameter dalam KOD (inch)

= 173,978 inch

= 176 inch (pembulatan 6 inch tambahan)

Es = factor efisiensi pengelasan

Karena D > 30 inch, pengelasan dilakukan secara longitudinal.

Es juga tergantung dengan tipe inspeksi sinar X.

Tanpa sinar X, diperoleh :

Es = 0,8



S = stress yang diinginkan (psia)

Bahan konstruksi yang digunakan adalah karbon steel.

Dari table 6-37, Perry’s CEH, untuk Toperasi = 140 oF.

S = 133,074 Mpa = 19301 psia

Maka,

αs = 0,001 inch

dan

ts = 0,269 ich

= 0,007 m





Tipe :

Gambar :


RxTZxPxBM

G =ρ

dimana:






Maka :

ρG = 0,303 g/liter

= 0,081 lb/ft3



ρL = ρH2O,60C = 983,2 kg/m3 = 61,379 lb/ft3



L

G

G

L

WWS

ρρ

=



S = 0,007



X = ln S = - 4,904

B = - 1,877

D = - 0,815 DX = 3,995

E = - 0,187 EX2 = - 4,5

F = - 0,015 FX3 = 1,713

G = - 0,001 GX4 = - 0,587

Maka :

KV = 0,285


G

GLVKV

ρρρ −

=max

= 7,818 ft/s

= 2,383 m/s




3600xWQV

G

G

ρ=

= 686,253 ft3/s

= 19,432 m3/s


maxVQVAV =

= 87,782 ft2

= 8,155 m2


πVxAD 4

=

= 10,575 ft

= 3,223 m


H = 31,724 ft

= 9,669 m


60xWQLL

L

ρ=

= 11,112 ft3/min

= 0,315 m3/min




AQLxTLH =

T = lama tinggal liquid di dalam KOD, ditentukan 5 menit

LH = 0,633 ft

= 0,193 m



p. 279-284.

ts = αs x D + tc

αs = PxEsxS

P2,12 −


= 1/8 inch = 0,125 inch


= Po + 25 psig


= 13,307 psig

P = 38,307 psig


= 126,896 inch








Es = 0,8




S = 133,074 Mpa = 19301 psia

Maka,

αs = 0,001 inch

dan

ts = 0,289 ich

= 0,007 m





Tipe :

Gambar :


RxTZxPxBM

G =ρ

dimana:






Maka :

ρG = 3,599 g/liter

= 0,225 lb/ft3



ρL = ρH2O,60C = 983,2 kg/m3 = 61,379 lb/ft3



L

G

G

L

WWS

ρρ

=



S = 0,006



X = ln S = - 5,077

B = - 1,877

D = - 0,815 DX = 4,136

E = - 0,187 EX2 = - 4,823

F = - 0,015 FX3 = 1,901

G = - 0,001 GX4 = - 0,674

Maka :

KV = 0,262


G

GLVKV

ρρρ −

=max

= 4,329 ft/s

= 1,320 m/s




3600xWQV

G

G

ρ=

= 232,011 ft3/s

= 6,570 m3/s


maxVQVAV =

= 53,592 ft2

= 4,979 m2


πVxAD 4

=

= 8,263 ft

= 2,518 m


H = 24,788 ft

= 7,555 m


60xWQLL

L

ρ=

= 5,252 ft3/min

= 0,149 m3/min




AQLxTLH =


LH = 0,490 ft

= 0,149 m



p. 279-284.

ts = αs x D + tc

αs = PxEsxS

P2,12 −


= 1/8 inch = 0,125 inch


= Po + 25 psig


= 62,322 psig

P = 87,322 psig


= 99,151 inch








Es = 0,9




S = 133,074 Mpa = 19301 psia

Maka,

αs = 0,003 inch

dan

ts = 0,392 ich

= 0,010 m





Tipe :

Gambar :


RxTZxPxBM

G =ρ

dimana:






Maka :

ρG = 9,958 g/liter

= 0,622 lb/ft3



ρL = ρH2O,60C = 983,2 kg/m3 = 61,379 lb/ft3



L

G

G

L

WWS

ρρ

=



S = 0,003



X = ln S = - 5,694

B = - 1,877

D = - 0,815 DX = 4,638

E = - 0,187 EX2 = - 6,065

F = - 0,015 FX3 = 2,681

G = - 0,001 GX4 = - 1,067

Maka :

KV = 0,184


G

GLVKV

ρρρ −

=max

= 1,824 ft/s

= 0,556 m/s




3600xWQV

G

G

ρ=

= 81,944 ft3/s

= 2,320 m3/s


maxVQVAV =

= 44,933 ft2

= 4,174 m2


πVxAD 4

=

= 7,566 ft

= 2,306 m


H = 22,697 ft

= 6,918 m


60xWQLL

L

ρ=

= 1,666 ft3/min

= 0,047 m3/min




AQLxTLH =


LH = 0,185 ft

= 0,056 m



p. 279-284.

ts = αs x D + tc

αs = PxEsxS

P2,12 −


= 1/8 inch = 0,125 inch


= Po + 25 psig


= 198,361 psig

P = 223,361 psig


= 90,788 inch








Es = 0,9




S = 133,074 Mpa = 19301 psia

Maka:

αs = 0,006 inch

dan

ts = 0,747 ich

= 0,019 m





Tipe :

Gambar :

1. Menghitung Berat Molekul Rata-rata gas masuk KOD-05

Komponen xi BMi Xi x BMi H2 H2O CO N2 CO2 H2S NH3 CH4 C2H6 C2H4 C2H2 C6H6 C10H8 Olivine Char

0,443 0,004 0,231

0 0,221

0 0

0,084 0

0,017 0 0 0 0 0

2,020 18,020 28,010 28,010 44,010 34,080 17,030 16,040 30,070 28,050 26,040 78,110

128,170 89,300

179,732

0,895 0,065 6,460

0 9,727

0 0

1,352 0,014 0,469

0 0 0 0 0

Total 1 BM rata-rata 18,982




RxTZxPxBM

G =ρ

dimana:





T = temperature aliran gas top KOD-05 = 316,5 K

Maka :

ρG = 17,885 g/liter

= 1,117 lb/ft3

ρL = ρH2O,43,33C = 990,914 kg/m3 = 61,861 lb/ft3



L

G

G

L

WWS

ρρ

=



S = 0,001



X = ln S = - 6,602

B = - 1,877



D = - 0,815 DX = 5,377

E = - 0,187 EX2 = - 8,153

F = - 0,015 FX3 = 4,178

G = - 0,001 GX4 = - 1,927

Maka :

KV = 0,091


G

GLVKV

ρρρ −

=max

= 0,668 ft/s

= 0,204 m/s


3600xWQV

G

G

ρ=

= 45,170 ft3/s

= 1,279 m3/s


maxVQVAV =

= 67,641 ft2

= 6,284 m2




πVxAD 4

=

= 9,283 ft

= 2,829 m


H = 27,848 ft

= 8,488 m

9. Menghitung laju alir volumetric liquid (QL)

60xWQLL

L

ρ=

= 0,495 ft3/min

= 0,014 m3/min


AQLxTLH =


LH = 0,037 ft

= 0,011 m



p. 279-284.

ts = αs x D + tc



αs = PxEsxS

P2,12 −


= 1/8 inch = 0,125 inch


= Po + 25 psig


= 348,401 psig

P = 373,401 psig


= 111,391 inch






Es = 0,9




S = 133,074 Mpa = 19301 psia

Maka,

αs = 0,011 inch

dan

ts = 1,388 ich

= 0,035 m



Blower-01 (BL-01)

Fungsi : menaikkan tekanan udara pembakar sebelum masuk CR-01.

Tipe : Fan

Gambar :

Kondisi Operasi :

P1 = 101,3 kPa = 1,013 bar

T1 = 30 oC = 303,15 K

P2 = 151,7 kPa = 1,517 bar

n = 5579,507 kmol = 5579506,972 mol

Langkah I Menghitung sifat-sifat campuran gas masuk BL-01.

Komponen xi ni (kmol) BMi xi x BMi N2 O2

0,790 0,210

4407,811 1171,696

28,010 32,000

22,128 6,720

Total 1 5579,507 28,848 (BM rata2)

Komponen Xi Tc (K) Pc (bar) N2 O2

0,767 0,233

126,190 154,770

33,940 50,800

Total 281 84,740

Komponen xi x Tc (K) Xi x Pc (bar) Cpi (kJ/kmol K) xi x Cpi N2 O2

99,690 32,502

26,813 10,668

29,212 29,379

23,077 6,170

Total 132,192 (Tccamp)

37,481 (Pccamp)

58,591 29,247 (Cpcamp)



kcampuran = 32,8247,29

247,29−

= 1,398

Langkah II. Menghitung laju alir volume aliran masuk BL-01 (Q1)

Laju alir massa (m) = 5633,691 x 28,848

= 160957,059 kg/jam

Pr1 = 481,37

013,1 = 0,027 bar

Tr1 = 192,13215,303 = 2,293 K

Dari gambar 8, hal. 286, Marcel Dekker, Z1 = 0,990

v1 = 510013,115,303

848,28831499,0

xxx

= 0,854 m3/kg

Q1 = 0,854 x 162520,163

= 137432,411 m3/h

Langkah III. Memilih blower

Dari table 7 (hal. 289, Marcel Dekker), blower yang sesuai adalah frame 88M.

Blower ini tersedia sampai 8 stage, efisiensi politropik 78 %, 3300 rev/min pada 36

kN m/kg head per stage.



Langkah IV. Menghitung kompresibilitas rata-rata

r = 498,1013,1517,1

1

2 ==PP

k = 1,398 (dari langkah I)

ηp = 0,780 (table 7)

Dari gambar 9 (hal. 288, Marcel Dekker),

X = 0,120

ηad = 0,770

T2 (perkiraan) = 15,30377,0

15,30312,0+

x

= 350,394 K

Tr2 = 651,2191,132394,3502 ==

campTcT

Pr2 = 040,0481,37

517,12 ==campPc

P

Dari gambar 8, Z2 = 0,990

Zrata2 = 990,02

21 =+ ZZ

Langkah V. Menghitung polytropic head (Hp)

−

−=

−

1)(11000

112 n

nrata r

nnRTZHp

)(

11

pkk

nn

η−

=−



365,078,0398,11398,11

=−

=−

xnn

Hp = 37,631 kN m/kg

Langkah VI. Mencari jumlah stage yang diperlukan

Dari gambar 10, hal. 290, Marcel Dekker, dengan mengetahui BM rata-rata, kcampuran,

dan T1, maka :

Maksimum head per stage = 33 kN m/kg

Jumlah stage = 33631,37 = 1,140 (1 stages)

Langkah VII. Menghitung kecepatan putaran blower yang dibutuhkan

Speed =433

631,373300x

= 1761,980 rev/min

Langkah VIII. Menghitung shaft power yang dibutuhkan

Shaft power = Gas power + bearingn and oil seal loss

Gas power = px

mxHpη3600

= 2157,053 kW

Dari gambar 11, hal. 291, Marcel Dekker,

Bearing and oil seal loss blower 88M = 18 kW

Shaft power = 2175,053 kW



Langkah IX. Menghitung temperature keluar blower actual (T2)

T2 = 3078,0

1398,1398,1

848,28314,899,0

631,371000+

−

xx

x

= 79,163 oC

Langkah X. Menghitung laju alir volumetric keluar blower (Q2)

Q2 = 112

2211 ZTP

ZTPQ

= 106655,838 m3/h



Kompressor-01 (K-01)

Fungsi : menaikkan tekanan gas dari KOD-01 sebelum masuk CO-01..

Tipe : Centrifugal Compressor

Gambar :

Kondisi Operasi :

P1 = 103,4 kPa = 1,034 bar

T1 = 60 oC = 333,15 K

P2 = 206,8 kPa = 2,068 bar

n = 5370,038 kmol = 5370038,380 mol

Langkah I Menghitung sifat-sifat campuran gas masuk K-01.

Komponen xi ni (kmol) BMi xi x BMi H2 H2O CO N2 CO2 H2S NH3 CH4 C2H6 C2H4 C2H2 C6H6 C10H8 Olivine Char

0,358 0,194 0,186

0 0,179

0 0

0,068 0

0,014 0 0 0 0 0

1922,224 1041,601 1000,710

0 959,078

0 0

365,698 2,012

72,834 0 0 0

0,002 0

2,020 18,020 28,010 28,010 44,010 34,080 17,030 16,040 30,070 28,050 26,040 78,110

128,170 89,300

184,196

0,723 3,495 5,220

0 7,860

0 0

1,092 0,011 0,380

0 0 0 0 0

Total 0,999 5370,038 18,780 (BM rata2)



Komponen Xi Tc (K) Pc (bar) H2 H2O CO N2 CO2 H2S NH3 CH4 C2H6 C2H4 C2H2 C6H6 C10H8 Olivine Char

0,038 0,186 0,278

0 0,418

0 0

0,058 0,001 0,020

0 0 0 0 0

42,230 647,300 132,950 126,190 304,100 373,600 405,550 190,700 305,430 282,360 308,320 562,100 748,350

0 0

19,200 221,200 34,990 33,940 73,700 90,080

112,770 46,410 48,840 50,320 61,390 49,240 40,510

0 0

Total 4429 882,590

Komponen xi x Tc (K) Xi x Pc (bar) Cpi (kJ/kmol K) xi x Cpi H2 H2O CO N2 CO2 H2S NH3 CH4 C2H6 C2H4 C2H2 C6H6 C10H8 Olivine Char

15,116 125,554

24,775 0

54,312 0 0

12,987 0,114 3,830

0 0 0 0 0

6,873 42,905 6,520

0 13,163

0 0

3,161 0,018 0,682

0 0 0 0 0

28,510 78,003 29,190 29,367 39,543 34,881 36,770 37,473 57,138 46,886 47,236

131,050 193,310 92,515

751,570

10,205 15,130 5,440

0 7,062

0 0

2,552 0,021 0,636

0 0 0 0 0


37,481 (Pccamp)

1633,442 41,046 (Cpcamp)




968,40−

= 1,254

Langkah II. Menghitung laju alir volume aliran masuk K-01 (Q1)


= 100860,870 kg/jam

Pr1 = 946,72

034,1 = 0,014 bar

Tr1 = 963,23415,333 = 1,408 K


v1 = 510034,115,333

549,18831499,0

xxx

= 1,412 m3/kg

Q1 = 1,430 x 99826,916

= 142410,458 m3/h

Langkah III. Memilih Kompressor

Dari table 7 (hal. 289, Marcel Dekker), kompressor yang sesuai adalah frame 88M.

Kompressor ini tersedia sampai 8 stage, efisiensi politropik 78 %, 3300 rev/min pada

36 kN m/kg head per stage.




r = 2034,1068,2

1

2 ==PP


ηp = 0,780 (table 7)


X = 0,160

ηad = 0,760

T2 (perkiraan) = 15,33376,0

15,33316,0+

x

= 403,287 K

Tr2 = 704,1963,234287,4032 ==

campTcT

Pr2 = 028,0946,72068,22 ==

campPcP


Zrata2 = 2

21 ZZ +

= 0,985


−

−=

−

1)(11000

112 n

nrata r

nnRTZHp

)(

11

pkk

nn

η−

=−



26,078,0255,11255,11

=−

=−

xnn

Hp = 110,323 kN m/kg



dan T1, maka :


Jumlah stage = 33

729,111 = 3,434 (4 stages)

Langkah VII. Menghitung kecepatan putaran kompressor yang dibutuhkan

Speed =433

729,1113300x

= 3016,898 rev/min



Gas power = px

mxHpη3600

= 3962,717 kW


Bearing and oil seal loss blower 88M = 52 kW




Langkah IX. Menghitung temperature keluar kompressor actual (T2)

T2 = 6078,0

1255,1255,1

549,18314,8985,0

729,1111000+

−

xx

x

= 144,3 oC

Langkah X. Menghitung laju alir volumetric keluar kompressor (Q2)

Q2 = 112

2211 ZTP

ZTPQ

= 88321,680 m3/h






Ganbar :

Kondisi Operasi :

P1 = 193,05 kPa = 1,931 bar

T1 = 60 oC = 333,15 K

P2 = 544,69 kPa = 5,447 bar

n = 4830,377 kmol = 4830376,881 mol



0,398 0,104 0,207

0 0,199

0 0

0,076 0

0,015 0 0 0 0 0

1922,224 501,794

1000,712 0

959,146 0 0

365,748 2,008

72,881 0 0 0 0 0

2,020 18,020 28,010 28,010 44,010 34,080 17,030 16,040 30,070 28,050 26,040 78,110

128,170 89,300

179,732

0,804 1,872 5,803

0 8,739

0 0

1,215 0,013 0,423

0 0 0 0 0

Total 0,999 4830,377 18,868 (BM rata2)




0,043 0,099 0,308

0 0,463

0 0

0,064 0,001 0,022

0 0 0 0 0

42,230 647,300 132,950 126,190 304,100 373,600 405,550 190,700 305,430 282,360 308,320 562,100 748,350

0 0

19,200 221,200 34,990 33,940 73,700 90,080

112,770 46,410 48,840 50,320 61,390 49,240 40,510

0 0

Total 4429 882,590


16,805 67,243 27,543

0 60,384

0 0

14,439 0,127 4,260

0 0 0 0 0

7,641 22,979 7,249

0 14,634

0 0

3,514 0,020 0,759

0 0 0 0 0

28,510 78,003 29,190 29,367 39,543 34,881 36,770 37,473 57,138 46,886 47,236

131,050 193,310 92,515

751,570

11,345 8,103 6,047

0 7,852

0 0

2,837 0,024 0,707

0 0 0 0 0


56,796 (Pccamp)

1633,442 36,916 (Cpcamp)


858,36−

= 1,291





= 91138,448 kg/jam

Pr1 = 502,56

931,1 = 0,034 bar

Tr1 = 228,18915,333 = 1,746 K


v1 = 510931,115,333

607,18831498,0

xxx

= 0,753 m3/kg

Q1 = 0,756 x 90145,671

= 68611,394 m3/h



compressor ini tersedia sampai 8 stage, efisiensi politropik 78 %, 3300 rev/min pada



r = 821,2931,1447,5

1

2 ==PP


ηp = 0,780 (table 7)




X = 0,260

ηad = 0,751

T2 (perkiraan) = 15,333751,0

15,33326,0+

x

= 448,488 K

Tr2 = 351,2228,189488,4482 ==

campTcT

Pr2 = 096,0502,56447,52 ==

campPcP


Zrata2 = 2

21 ZZ +

= 0,990


−

−=

−

1)(11000

112 n

nrata r

nnRTZHp

)(

11

pkk

nn

η−

=−

289,078,0292,11292,11

=−

=−

xnn

Hp = 175,776 kN m/kg





dan T1, maka :


Jumlah stage = 33

384,177 = 5,327 (6 stages)


Speed =633

384,1773300x

= 4711,050 rev/min



Gas power = px

mxHpη3600

= 5705,125 kW


Bearing and oil seal kompressor 60MB = 160 kW





T2 = 6078,0

1292,1292,1

607,188314985,0

384,1771000+

−

xx

x

= 194,487 oC


Q2 = 112

2211 ZTP

ZTPQ

= 34133,874 m3/h






Gambar :

Kondisi Operasi :

P1 = 530,9 kPa = 5,309 bar

T1 = 60 oC = 333,15 K

P2 = 1482,4 kPa = 14,824 bar

n = 4491,057 kmol = 4491057,15 mol



0,428 0,038 0,223

0 0,214

0 0

0,081 0

0,016 0 0 0 0 0

1922,224 168,469

1000,711 0

959,129 0 0

365,733 1,999

72,810 0 0 0 0 0

2,020 18,020 28,010 28,010 44,010 34,080 17,030 16,040 30,070 28,050 26,040 78,110

128,170 89,300

179,732

0,865 0,676 6,241

0 9,399

0 0

1,306 0,013 0,455

0 0 0 0 0

Total 1 4491,057 18,955 (BM rata2)




0,046 0,036 0,329

0 0,496

0 0

0,069 0,001 0,024

0 0 0 0 0

42,230 647,300 132,950 126,190 304,100 373,600 405,550 190,700 305,430 282,360 308,320 562,100 748,350

0 0

19,200 221,200 34,990 33,940 73,700 90,080

112,770 46,410 48,840 50,320 61,390 49,240 40,510

0 0

Total 4429 882,590


18,075 24,282 29,624

0 64,945

0 0

15,530 0,136 4,578

0 0 0 0 0

8,218 8,298 7,797

0 15,740

0 0

3,779 0,022 0,816

0 0 0 0 0

28,510 78,003 29,190 29,367 39,543 34,881 36,770 37,473 57,138 46,886 47,236

131,050 193,310 92,515

751,570

12,203 2,926 6,504

0 8,445

0 0

3,052 0,025 0,760

0 0 0 0 0


44,669 (Pccamp)

1633,442 33,915 (Cpcamp)




897,33−

= 1,325



= 85128,708 kg/jam

Pr1 = 336,44

309,5 = 0,119 bar

Tr1 = 498,15515,333 = 2,12 K


v1 = 510309,515,333

715,18831499,0

xxx

= 1,272 m3/kg

Q1 = 0,273 x 84069,101

= 23196,416 m3/h








r = 792,2309,5824,14

1

2 ==PP


ηp = 0,780 (table 7)


X = 0,270

ηad = 0,751

T2 (perkiraan) = 15,333751,0

15,33327,0+

x

= 452,876 K

Tr2 = 881,2498,155287,4032 ==

campTcT

Pr2 = 332,0336,44068,22 ==

campPcP


Zrata2 = 2

21 ZZ +

= 0,985


−

−=

−

1)(11000

112 n

nrata r

nnRTZHp



)(

11

pkk

nn

η−

=−

315,078,0325,11325,11

=−

=−

xnn

Hp = 174,453 kN m/kg



dan T1, maka :


Jumlah stage = 33

809,175 = 5,286 (6 stages)


Speed =633

809,1758100x

= 7603,107 rev/min



Gas power = px

mxHpη3600

= 5288,790 kW




Bearing and oil seal loss kompressor 38MB = 42 kW



T2 = 6078,0

1325,1325,1

715,18314,898,0

809,1751000+

−

xx

x

= 195,739 oC


Q2 = 112

2211 ZTP

ZTPQ

= 11574,166 m3/h




Fungsi : menaikkan tekanan gas dari KOD-01 sebelum masuk CO-01.


Gambar :

Kondisi Operasi :

P1 = 1468,6 kPa = 14,686 bar

T1 = 60 oC = 333,15 K

P2 = 2517 kPa = 25,17 bar

n = 4387,824 kmol = 4387823,917 mol



0,438 0,014 0,228

0 0,219

0 0

0,083 0

0,017 0 0 0 0 0

1922,224 61,024

1000,714 0

959,126 0 0

365,731 1,992

72,756 0 0 0 0 0

2,020 18,020 28,010 28,010 44,010 34,080 17,030 16,040 30,070 28,050 26,040 78,110

128,170 89,300

179,732

0,885 0,251 6,388

0 9,620

0 0

1,337 0,014 0,465

0 0 0 0 0

Total 0,999 4387,824 18,959 (BM rata2)




0,047 0,013 0,337

0 0,507

0 0

0,071 0,001 0,025

0 0 0 0 0

42,230 647,300 132,950 126,190 304,100 373,600 405,550 190,700 305,430 282,360 308,320 562,100 748,350

0 0

19,200 221,200 34,990 33,940 73,700 90,080

112,770 46,410 48,840 50,320 61,390 49,240 40,510

0 0

Total 4429 882,590


18,500 9,002

30,231 0

66,473 0 0

15,895 0,139 4,682

0 0 0 0 0

8,411 3,076 7,980

0 16,110

0 0

3,868 0,022 0,834

0 0 0 0 0

28,510 78,003 29,190 29,367 39,543 34,881 36,770 37,473 57,138 46,886 47,236

131,050 193,310 92,515

751,570

12,490 1,085 6,657

0 8,644

0 0

3,123 0,026 0,777

0 0 0 0 0


40,302 (Pccamp)

1633,442 32,802 (Cpcamp)




763,32−

= 1,340



= 83190,669 kg/jam

Pr1 = 961,39686,14 = 0,364 bar

Tr1 = 27,14315,333 = 2,297 K


v1 = 510686,1415,333

696,18831498,0

xxx

= 1,272 m3/kg

Q1 = 0,099 x 82146,431

= 8192,769 m3/h








r = 714,1686,14061,32

1

2 ==PP


ηp = 0,760 (table 7)


X = 0,210

ηad = 0,736

T2 (perkiraan) = 15,333736,0

15,33321,0+

x

= 428,206 K

Tr2 = 953,227,143206,4282 ==

campTcT

Pr2 = 625,0961,39061,322 ==

campPcP


Zrata2 = 2

21 ZZ +

= 0,985


−

−=

−

1)(11000

112 n

nrata r

nnRTZHp



)(

11

pkk

nn

η−

=−

334,076,0340,11340,11

=−

=−

xnn

Hp = 84,934 kN m/kg



dan T1, maka :


Jumlah stage = 30

173,130 = 2,831 (3 stages)


Speed =530

173,13011500x

= 8653,542 rev/min



Gas power = px

mxHpη3600

= 2582,51 kW




Bearing and oil seal loss kompressor 19M = 50 kW



T2 = 6076,0

1321,1321,1

696,188314985,0

173,1301000+

−

xx

x

= 127,359 oC


Q2 = 112

2211 ZTP

ZTPQ

= 5746,758 m3/h



Air Cooler-01 (AC-01)

Fungsi : sebagai pendingin gas output compressor-01 (K-01)

Tipe : Forced draft with 2 fans

Gambar :

Courtesy of GPSA

Data desain :

TPI = temperature proses input = 144,476 oC = 292,057 oF

TPO = temperature proses output = 60 oC = 140 oF

TAI = temperatut udara input (oF) = 30 oC = 86 oF

Fin tube = 1 inch OD (16 BWG; 0,87 inch ID) dengan 5/8 inch high fins

Tube pitch = 2 ½ inch triangular spacing


Pressure drop (Dpi) allowable = 5 psi

a. Menghitung ΔT

ΔT = TPI - TPO

= (292,057 – 140) oF

= 152,057 oF

b. Menentukan baris tube (tube rows, TR)

Menurut Metode Therma Technology Inc. :

Untuk 100 < ΔT ≤ 200 oF digunakan 5 baris tube (Tube Rows)

Dengan 5 baris tube, digunakan 1 shell pass dengan 3 tube passes



c. Estimasi nilai overall heat exchanger coefficient (U)

TR =

−

+U

TTBA AIPIln''

Dimana,

A’ = 3,168

B’ = 3,795

TPI = 292,057 oF

BATR

UTT AIPI 'ln −=

−

= 0,483

−

UTT AIPI = 1,621

U = 621,1

AIPI TT −

= 127,148 Btu/h ft2 F

d. Menghitung rasio area (A/FA)

A/FA = C’ (RD’)

Dimana,

C’ = 1,256

D’ = 1,003

Maka,

A/FA = 6,310



e. Menghitung kecepatan muka udara (FV)

FV = E’ (F’R)

Dimana,

E’ = 720,854

F’ = 0,953

Maka,

FV = 566,641 ft/min

f. Estimasi temperature udara outlet (TAO’)

TAO’ = AIAIPIPO TTTTxU +

−

+2

005,0

+

2PIPO TT = 216,028

TAO’ = (0,005 x 127,148 x (216,028 – 86)) + 86

= 168,664 oF

g. Menghitung CMTD berdasarkan TAO’ estimasi

LMTD = )]/()ln[()()(

AOPIAIPO

AOPIAIPO

TTTTTTTT

−−−−−

TPO – TAI = 54

TPI – TAO = 123,393

LMTD = 83,971

CMTD = F x LMTD

F (factor koreksi) ditentukan dari gambar 9-4 GPSA, Section 9, berdasarkan :

Efisiensi temperature (P) = AIPI

AIAO

TTTT

−−' = 0,401



R = AIAO

POPI

TTTT

−−

'

= 1,839

Diperoleh F untuk 1 shell passes, 2 or more tube passes = 0,751

Maka,

CMTD = 63,057

h. Menghitung luas area permukaan tube yang dibutuhkan (A)

A = UxLMTD

Q

Q = 426140602,690 kJ/hr = 40391000 Btu/hr

A = 5037,824 ft2

i. Menghitung area muka bundle (FA)

FA = A x (FA/A)

= 798,435 ft2

j. Menghitung temperature udara outlet actual (TAO)

TAO = AITFAxFVx

Q+

08,1

= 168,663 oF

k. Menghitung laju alir udara (F)

F = FA x FV

= 452426,139 ft3/min



l. Menghitung tenaga yang dibutuhkan (BHP)

BHP = HxRG

FA+

Dimana,

G = 7,421

H = 12,534

BHP = 11,391 Hp

m. Menghitung lebar bundle tube (W)

W = L

FA

= 39,922 ft

n. Menghitung area fan minimum (FAPF)

FAPF = jumlahfan

xFA4,0

= 159,687 ft2

o. Menghitung diameter fan (D)

D = 5,0

4

πFAPFx

= 14,259 ft

= 4,346 m

p. Menghitung jumlah tube (Nt)

Nt = xODtxL

Aπ

ODt = 0,083 ft



Nt = 963 tubes

q. Menghitung pressure drop pada tube side (Dpi)

Untuk Dp pada tube side yang diikuti kondensasi,

Dpi = 5,0)4,5(

25

8,38,1

8,12,0

xdidiLoN

xn

Wixsi

Zi PT

+

Dimana,

Zi = 0,009 cP

si = 0,002

Wi = 1000

mi

mi = 222357,873 lb/jam

Wi = 222,358

di = ID tube = 0,87 inch

Maka.

Dpi = 2,981 psi (Dpi allowable)






Gambar :

Courtesy of GPSA

Data desain :








a. Menghitung ΔT

ΔT = TPI - TPO

= (382,076 – 140) oF

= 242,076 oF








TR =

−

+U

TTBA AIPIln''

Dimana:

A’ = 3,168

B’ = 3,795

TPI = 382,057 oF

BATR

UTT AIPI 'ln −=

−

= 0,746

−

UTT AIPI = 2,109

U = 109,2

AIPI TT −

= 140,372 Btu/h ft2 F


A/FA = C’ (RD’)

Dimana:

C’ = 1,256

D’ = 1,003

Maka,

A/FA = 7,576




FV = E’ (F’R)

Dimana:

E’ = 720,854

F’ = 0,953

Maka:

FV = 540,008 ft/min



−

+2

005,0

+

2PIPO TT = 261,038

TAO’ = 208,852 oF


LMTD = )]/()ln[()()(

AOPIAIPO

AOPIAIPO

TTTTTTTT

−−−−−

TPO – TAI = 54

TPI – TAO = 173,224

LMTD = 102,286

CMTD = F x LMTD



AIAO

TTTT

−−' = 0,415



R = AIAO

POPI

TTTT

−−

'

= 1,970


Maka,

CMTD = 67,375


A = UxLMTD

Q

Q = 37471675,382 kJ/hr = 35516000 Btu/hr

A = 3755,294 ft2


FA = A x (FA/A)

= 495,699 ft2


TAO = AITFAxFVx

Q+

08,1

= 208,852 oF


F = FA x FV

= 267681,317 ft3/min




BHP = HxRG

FA+

Dimana:

G = 7,421

H = 12,534

BHP = 5,999 Hp


W = L

FA

= 24,785 ft


FAPF = jumlahfan

xFA4,0

= 99,140 ft2


D = 5,0

4

πFAPFx

= 11,325 ft

= 3,424 m


Nt = xODtxL

Aπ

ODt = 0,083 ft

Nt = 720 tubes





Dpi = 5,0)4,5(

25

8,38,1

8,12,0

xdidiLoN

xn

Wixsi

Zi PT

+

Dimana:

Zi = 0,009 cP

si = 0,005

Wi = 1000

mi

mi = 200923,823 lb/jam

Wi = 200,924


Maka.







Gambar :

Courtesy of GPSA

Data desain :




Fin tube =: 1 inch OD (16 BWG; 0,87 inch ID) dengan 5/8 inch high fins




a. Menghitung ΔT

ΔT = TPI - TPO

= (384,331 – 140) oF

= 244,331 oF








TR =

−

+U

TTBA AIPIln''

Dimana:

A’ = 3,168

B’ = 3,795

TPI = 384,331 oF

BATR

UTT AIPI 'ln −=

−

= 0,746

−

UTT AIPI = 2,109

U = 109,2

AIPI TT −

= 141,441 Btu/h ft2 F


A/FA = C’ (RD’)

Dimana,

C’ = 1,256

D’ = 1,003

Maka,

A/FA = 7,576




FV = E’ (F’R)

Dimana,

E’ = 720,854

F’ = 0,953

Maka,

FV = 540,008 ft/min



−

+2

005,0

+

2PIPO TT = 262,165

TAO’ = 210,585 oF


LMTD = )]/()ln[()()(

AOPIAIPO

AOPIAIPO

TTTTTTTT

−−−−−

TPO – TAI = 54

TPI – TAO = 173,746

LMTD = 102,469

CMTD = F x LMTD



AIAO

TTTT

−−' = 0,418



R = AIAO

POPI

TTTT

−−

'

= 1,961


Maka,

CMTD = 67,809


A = UxLMTD

Q

Q = 24761804,271 kJ/hr = 23470000 Btu/hr

A = 2447,087 ft2


FA = A x (FA/A)

= 323,016 ft2


TAO = AITFAxFVx

Q+

08,1

= 210,585 oF


F = FA x FV

= 174430,963 ft3/min


BHP = HxRG

FA+



Dimana,

G = 7,421

H = 12,534

BHP = 3,909 Hp


W = L

FA

= 16,151 ft


FAPF = jumlahfan

xFA4,0

= 64,603 ft2


D = 5,0

4

πFAPFx

= 9,069 ft

= 2,764 m


Nt = xODtxL

Aπ

ODt = 0,083 ft

Nt = 469 tubes





Dpi = 5,0)4,5(

25

8,38,1

8,12,0

xdidiLoN

xn

Wixsi

Zi PT

+

Dimana,

Zi = 0,009 cP

si = 0,012

Wi = 1000

mi

mi = 187674,751 lb/jam

Wi = 187,675


Maka.







Gambar :

Courtesy of GPSA

Data desain :


TPO = temperature proses output = 43,33 oC = 109,994 oF






a. Menghitung ΔT

ΔT = TPI - TPO

= (261,245 – 109,994) oF

= 151,251 oF








TR =

−

+U

TTBA AIPIln''

Dimana:

A’ = 3,168

B’ = 3,795

TPI = 261,245 oF

BATR

UTT AIPI 'ln −=

−

= 0,483

−

UTT AIPI = 1,621

U = 621,1

AIPI TT −

= 108,135 Btu/h ft2 F


A/FA = C’ (RD’)

Dimana,

C’ = 1,256

D’ = 1,003

Maka,

A/FA = 6,310


FV = E’ (F’R)

Dimana,

E’ = 720,854



F’ = 0,953

Maka,

FV = 566,641 ft/min



−

+2

005,0

+

2PIPO TT = 185,620

TAO’ = 139,862oF


LMTD = )]/()ln[()()(

AOPIAIPO

AOPIAIPO

TTTTTTTT

−−−−−

TPO – TAI = 23,994

TPI – TAO = 121,383

LMTD = 60,074

CMTD = F x LMTD



AIAO

TTTT

−−' = 0,307

R = AIAO

POPI

TTTT

−−

'

= 2,808


Maka,

CMTD = 48,311




A = UxLMTD

Q

Q = 14006609,634 kJ/hr = 13276000 Btu/hr

A = 2541,302 ft2


FA = A x (FA/A)

= 402,766 ft2


TAO = AITFAxFVx

Q+

08,1

= 139,862 oF


F = FA x FV

= 228223,842 ft3/min


BHP = HxRG

FA+

Dimana,

G = 7,421

H = 12,534

BHP = 5,746 Hp




W = L

FA

= 20,138 ft


FAPF = jumlahfan

xFA4,0

= 80,553 ft2


D = 5,0

4

πFAPFx

= 10,127 ft

= 3,087 m


Nt = xODtxL

Aπ

ODt = 0,083 ft

Nt = 488 tubes



Dpi = 5,0)4,5(

25

8,38,1

8,12,0

xdidiLoN

xn

Wixsi

Zi PT

+



Dimana,

Zi = 0,009 cP

si = 0,02

Wi = 1000

mi

mi = 183402,148 lb/jam

Wi = 183,402


Maka.




Pressure Swing Adsorber-01 (PSA-01)

Fungsi : memurnikan produk gas H2

Tipe :

Gambar :

Parameter operasi :

Jenis adsorben yang digunakan = Molecular sieves (Tipe 5A)

Diameter adsorben (dads) = 0,125 mm = 0,000125 m

Sphericity (sp) = 1 (asumsi)

Bulk density (ρads_b) = 41,171 lb/ft3 (Tabel 16-3, Perry’s CEH)

Void volume fraction (Eads) = 0,3 (Fig. 1, Chap. 3, Kunii, p. 64)

Real density (ρads_r) = 58,815 lb/ft3

Kapasitas adsorbsi (cads) = 0,28 kg impurities/kg adsorben

(Tabel 16-3, Perry’s CEH)

Laju alir massa gas (mg) = 82357,997 kg/jam

Densitas gas (ρg) = 18,28 kg/m3 = 1,141 lb/ft3 (HYSYS 3.0.1)

Jumlah kolom adsorber (identik) = 4

Temperatur operasi = 43,33 oC

Tekanan operasi = 25 atm



1. Menghitung laju alir volume gas (Qg) dalam ft3/s

Qg = g

gmρ

mg = 181566,441 lb/jam

= 50,435 lb/s

Qg = 44,195 ft3/s

2. Menghitung kebutuhan adsorben (adsreq) per kolom

Jumlah impurities = 78475,105 kg/jam

adsreq = )1( SFxcimpuritiesjumlahads

+

SF merupakan safety factor, ditentukan = 25 %

adsreq = 350335,292 kg

= 158911,046 lb

3. Menghitung dimensi per kolom adsorber (Diameter, Dk, dan Tinggi, Hk)

Ditentukan :

Dk = 10 ft = 3 m

Ak = 0,25 x 3,14 x Dk2

= 78,5 ft2

# Menghitung tinggi kolom adsorber (Hk) #

Volum adsorber = Vads = Hk x Ak

Hk = Ak

Vads

Vads = bads

reqads

_ρ

= 3859,8 ft3



Maka,

Hk = 49,169 ft

= 15 m



Tank (T-01)

Fungsi : tempat penyimpanan sementara produk Hidrogen

Tipe : Spherical Tank

Gambar :

Parameter Operasi :

Temperatur, T = 43,33 oC = 110 oF

Tekanan, P = 25 atm

Laju alir massa, W = 3106,314 kg/jam

Densitas, ρ = 1,885 kg/m3 (HYSYS 3.0.1)

Lama persediaan, tos = 1 jam

1. Menghitung kapasitas total tanki yang diperlukan (Vt_r)

Vt_r = xtosWρ

= 1647,912 m3

2. Menentukan diameter tanki (Dt) dan menghitung jumlah tanki (Nt)



Ditentukan, Dt = 10 m = 33 ft

# Menghitung volume tanki tersedia (Vt_av) #

Vt_av = (1/6)π(Dt)3

= 523,333 m3

# Menghitung jumlah tanki yang diperlukan (Nt) #

Nt = avt

rt

VV

_

_

= 3 tanki

3. Menghitung tebal dinding tanki (tw)


p. 279-284.

tw = αs x D + tc

αs = PEsxS

P2,12 −


= 1/16 inch = 0,063 inch


= Po + 25 psig


= 352,8 psig

P = 377,8 psig

D = diameter dalam tanki (inch)

= 393,701 inch





Karena D> 30 inch, pengelasan dilakukan secara longitudinal.


Dengan full X-Ray, diperoleh :

Es = 0,9


Bahan konstruksi yang digunakan adalah stinless steel.

Dari table 6-37 Perry’s CEH, untuk Toperasi = 110 oF

S = 18750 psia

Maka,

αs = 0,011 inch

dan

tw = 4,556 inch

= 12 cm



LAMPIRAN E

PERHITUNGAN EKONOMI

E.1 Menentukan indeks harga

Estimasi harga yang digunakan adalah estimasi harga terpasang (installed cost)

masing-masing peralatan dalam proses produksi hidrogen ini. Harga terpasang suatu

peralatan terdiri dari :

a. Harga pembelian (purchased cost),

b. Harga pengaturan pemasangan (setting cost),

c. Harga pondasi (foundation cost),

d. Harga struktur baja penunjang alat (structural steel cost),

e. Harga bangunan (building cost),

f. Harga pemasangan insulasi (insulation cost),

g. Harga pemasangan alat listrik (electrical cost),

h. Harga pemasangan alat pengendali (instrument cost),

i. Harga pemasangan pipa (piping cost),

j. Harga pengecatan (painting cost), dan

k. Harga lain-lain (miscellanous cost)

Digunakan indeks harga terpasang-peralatan Marshall and Swift Indexs.

Tabel E.1 Indeks Harga Terpasang_Peralatan

Tahun Indeks Harga 1997 1068,3 1998 1075,9 1999 1083,1 2000 1102,7 2001 1106,9

Sumber : DOE/NETL-2002/1169 Report p. 48

Harga terpasang peralatan diestimasi pada tahun pembelian dan pemasangan

peralatan pabrik dimulai, dalam hal ini yaitu tahun 2008.



Dengan metode regresi linear, didapat persamaan :

Y = 10,4 X – 19702,22

Dimana : Y = indeks harga

X = tahun

Untuk tahun 2008, diperoleh indeks harga terpasang-peralatan adalah 1187,86.

E.2 Perhitungan Harga Terpasang Peralatan

Nilai tukar rupiah diperkirakan pada tahun 2008 adalah Rp. 9000,00 per US $ 1.

Estimasi harga terpasang peralatan menggunakan rumus :

Harga 2 = Harga 1 * (Indeks 2 / Indeks 1)

Dimana : Harga 1 = Harga terpasang peralatan pada tahun yang diketahui

Harga 2 = Harga terpasang peralatan pada tahun yang dicari

Indeks 1 = Indeks harga pada tahun yang diketahui

Indeks 2 = Indeks harga pada tahun yang dicari

Contoh perhitungan harga terpasang peralatan :

Diketahui :

Harga terpasang Rotary Drier (RD-01) pada tahun 1998 adalah US $ 980.770.

Maka, harga RD-01 pada tahun 2008 = US $ 980.770 * (1187,86 / 1075,9)

= US $ 1.082.830,513

Apabila data harga untuk ukuran peralatan yang dibutuhkan tidak tersedia,

dapat digunakan rumus sebagai berikut :

Harga 2 = Harga 1 * (Kap. 2 / Kap. 1)n

Dimana : Harga 1 = Harga terpasang peralatan yang diketahui kapasitasnya

Harga 2 = Harga terpasang peralatan yang dicari

Kap. 1 = Kapasitas peralatan yang diketahui harganya

Kap. 2 = Kapasitas peralatan yang dicari harganya

n = Faktor skala (digunakan 0,6)

Berikut ini harga terpasang semua peralatan setelah melalui perhitungan dengan

rumus-rumus di atas :



Tabel E.2 Daftar Harga Terpasang-Peralatan Tahun 2008

No. Nama Alat Harga/Unit (US $) Jumlah Harga Total (US $) 1 CP-01 94838,97484 1 94838,97484 2 B-01 81426,27762 2 162852,5552 3 SCY-01 13507,6098 6 81045,6588 4 RD-01 1082830,513 2 2165661,026 5 R-01 3454447,965 2 6908895,931 6 CY-01 104489,0662 1 104489,0662 7 BL-01 1196343,054 1 1196343,054 8 R-02 3503912,916 2 7007825,831 9 CY-02 123756,32 1 123756,32

10 R-03 827696,7803 1 827696,7803 11 CO-01A 118047,0378 1 118047,0378 12 CO-01B 429712,8343 1 429712,8343 13 CO-01C 645904,3228 1 645904,3228 14 CO-01D 214317,4493 1 214317,4493 15 SC-01 565544,359 1 565544,359 16 P-01 62619,05924 2 125238,1185 17 CO-02 335233,1714 1 335233,1714 18 K-01 5683889,277 1 5683889,277 19 K-02 3169060,363 1 3169060,363 20 K-03 1330926,188 1 1330926,188 21 K-04 578833,0887 1 578833,0887 22 KOD-01 217517,3591 1 217517,3591 23 KOD-02 101783,0891 1 101783,0891 24 KOD-03 55819,25079 1 55819,25079 25 KOD-04 45692,65955 1 45692,65955 26 KOD-05 75048,73331 1 75048,73331 27 PSA-01 10169352,27 1 10169352,27 28 AC-01 171219,3898 1 171219,3898 29 AC-02 135355,0248 1 135355,0248 30 AC-03 96090,27131 1 96090,27131 31 AC-04 99038,37228 1 99038,37228 32 T-01 815688,4019 1 815688,4019 33 T-02 83698,36858 1 83698,36858 34 ST-01 658586,7742 1 658586,7742 35 AC-05 1075024,438 1 1075024,438 36 CT-01 64847,56789 1 64847,56789 37 P-02 36840,60868 2 73681,21735 38 B-02 67923,5103 1 67923,5103 39 B-03 4136,445218 1 4136,445218

Total 45880614,55



E.3 Perhitungan Pembelian Bahan, Tanah, dan Bangunan

A. Pembelian Bahan

a. Kayu karet (basis basah)

Kebutuhan per tahun = 167.016,8 kg

Harga per kg = US $ 0,15 (Rp 1350,00) (asumsi)

Biaya per tahun = US $ 180.377.280

b. Olivine sebagai katalis di R-01 dan R-03

Kebutuhan per tahun = 1.949.841,9 kg

Harga per kg = US $ 0,197 (Technical Report NREL/TP-510-

37408, May 2005)

Biaya per tahun = US $ 384.118,85

c. Make up katalis untuk R-02

Kebutuhan per tahun = 17.808.837,574 kg


37408, May 2005)


d. Adsorben (Molecular Sieve) untuk PSA-01

Kebutuhan per tahun = 15.440 ft3

Harga per ft3 = US $ 268.419


e. MgO untuk R-02

Kebutuhan per tahun = 21.318,104 kg


37408, May 2005)

Biaya per tahun = US $ 8.870,46

Total Biaya Pembelian Bahan = US $ 185.352.286,32



B. Pembelian Tanah dan Bangunan

a. Tanah

Luas Tanah = 120.000 m2

Harga Tanah per m2 = Rp 200.000,00

Biaya Pembelian Tanah = Rp. 24.000.000.000,00

= US $ 2.666.667

b. Bangunan

Luas Bangunan = 23.000 m2

Harga Bangunan per m2 = Rp 300.000,00

Biaya Pembelian Bangunan = Rp 6.900.000.000,-

= US $ 766.667



E.4 Pembagian Gaji Karyawan

Tabel D.3 Daftar Gaji Karyawan per Bulan

Jumlah Gaji / (Rp) Total Gaji Bagian (orang) Perbulan (Rp)

Direktur Utama 1 50.000.000 50.000.000 Sekretaris Direktur Utama 1 5.000.000 5.000.000 Direktur 3 30.000.000 90.000.000 Sekretaris 3 4.000.000 12.000.000 Kepala Bagian 6 20.000.000 120.000.000 Kepala Seksi 19 12.000.000 228.000.000 Supervisor 2 8.000.000 16.000.000 Foreman 8 6.000.000 48.000.000 Staff 38 5.000.000 190.000.000 Operator 27 3.000.000 81.000.000 Dokter 3 10.000.000 30.000.000 Perawat 4 3.000.000 12.000.000 Satpam 12 2.000.000 24.000.000 Pengemudi (Sopir) 6 1.600.000 9.600.000 Tukang 4 1.000.000 4.000.000 Karyawan lainnya 4 1.000.000 4.000.000

Total 141 923.600.000

Jumlah gaji karyawan per tahun = Rp 11.083.200.000,00

= US $ 1.231.467



E.5 Total Capital Investment A. Direct Cost (DC) a. Total Harga Terpasang Peralatan (THTP) = $45.880.614,547 b. Buildings = $766.667,000 c. Land = $2.666.667,000 Total = $49.313.9485,54 B. Indirect Cost (IDC) a. Engineering 13% DC = $5.964.479,891 b. Construction 14% DC = $6.423.286,037 c. Contractor's Fees 9% DC = $4.129.255,309 d. Contingency 15% DC = $6.882.092,182 Total = $23.399.113,419 FCI = A. + B = $72.713.061,967 C. Working Capital (WC) WC = 20% TCI = $19.996.092,041 D. Start Up (SU) SU = 10% FCI = $7.271.306,197 Maka, Total Capital Investment (TCI) = $99.980.460,204

E.6 Total Production Cost (TPC)

A. Direct Production Cost (DPC) a. Kayu karet $180.377.280,000 b. Listrik $7.845.313,309 c. MgO $8.870,463 d. Make up olivine $3.508.341,002 e. Olivine (as catalyst) $384.118,852 f. Adsorben (Molecular Sieves) $1.073.676,000 g. Operating Labor (OL) $108.000,000 h. Operating Supervision (OS) 20% OL $21.600,000 i. Quality Control (QC) 20% OL $21.600,000 j. Maintenance Labor (ML) 2,70% FCI $1.963.252,673 k. Maintenance Material (MM) 1,80% FCI $1.308.835,115 l. Operating Supplies (OS) 0,75% FCI $545.347,965



B. Indirect Production Cost (IDP) a. Fixed Costs (FC) i. Depreciation (D) 10% FCI $7.271.306,197 ii. Property Taxes (PT) 2% FCI $1.454.261,239 iii. Insurance (Is) 1% FCI $727.130,620 b. Plant Overhead (PO) i. Fringe Benefits (FB) 22% (OL+OS+ML) $460.427,588 ii Overhead (Ovh) 50% (OL+OS+ML) $1.046.426,337 C. General Cost (GC) a. Administrative Cost (AC) 15%(OL+OS+ML+MM) $510.253,168 b. Research & Development (R&D) 5% Selling Price (SP) $14.025.137,959 c. Distribution & Selling (D&S) 2% TPC $4.544.105,683 Maka, Total Production Cost (TPC) = $227.205.284,170



TUGAS KHUSUS

CYCLONE (Diadaptasi dari Air Pollution Control oleh C. D. Cooper & Alley, 1986)

1. Pendahuluan

Alat pemisah cyclone telah digunakan di Amerika Serikat sekitar 100 tahun

yang lalu dan masih menjadi salah satu alat yang paling banyak digunakan dalam

industri pembersihan gas. Alasan utamanya adalah karena harga beli cyclone tidak

terlalu mahal, cyclone tidak memiliki bagian alat yang bergerak dan dapat

disesuaikan untuk kondisi operasi yang ekstrim.

Umumnya, gas yang mengandung partikel-partikel pengotor masuk ke bagian

saluran inlet cyclone secara tangensial (membentuk sudut kemiringan tertentu dengan

dasar saluran masuk cyclone) seperti ditunjukkan oleh gambar 1a. Aliran gas

terdorong ke dalam cyclone dan turun secara spiral karena bentuk cyclone dan arah

masuk gas. Tipe cyclone lainnya adalah cyclone sumbu-kipas (Gambar 1b). Pada

cyclone ini, arah masuk gas sejajar dengan dasar inlet cyclone. Namun di bagian

dalam cyclone terdapat sumbu-kipas yang berputar untuk membentuk aliran spiral.

Gaya sentrifugal dan inersia menyebabkan partikel-partikel pengotor bergerak keluar,

bertumbukan dengan dinding cyclone, kemudian meluncur turun ke dasar cyclone. Di

dekat dasar cyclone, aliran gas membalik arah spiralnya naik ke atas dalam ukuran

spiral yang lebih kecil. Gas yang telah bersih keluar dari bagian outlet gas melalui

sebuah tabung kecil pemecah vorteks sedangkan partikel-partikel pengotor keluar dari

dasar cyclone melalui sebuah pipa saluran keluar yang dipasangi keranan.



Gambar 1

a. b.

Menggunakan cyclone saja umumnya tidak cukup untuk memenuhi syarat

dalam regulasi mengenai polusi udara. Namun, cyclone memberikan hasil yang

sangat baik. Modal untuk pembelian dan pemasangannya yang rendah dan tidak

memerlukan perawatan khusus, membuat cyclone cocok sebagai alat pembersih

mula-mula aliran gas sebelum menggunakan alat lainnya yang lebih mahal seperti

kantong-kantong penyaring (baghouses) atau pengayak elektrostatik (electrostatic

precipitator). Selain digunakan dalam pengendalian polusi udara, cyclone juga secara

luas digunakan dalam industri proses seperti untuk mensirkulasikan katalis tertentu

dalam kilang perminyakan dan untuk mengambil kembali kopi beku-kering dalam

pabrik pengolahan makanan.

Dahulu, cyclone dianggap sebagai alat pemisah yang berefisiensi rendah.

Namun efisiensi sesungguhnya tergantung dengan ukuran partikel dan rancangan

cyclone itu sendiri. Selama 2 dekade terakhir, banyak rancangan telah dikembangkan

untuk meningkatkan kinerja cyclone. Beberapa produsen cyclone bahkan telah berani



mempromosikan cyclone yang memiliki efisiensi lebih dari 98 % untuk memisahkan

partikel berukuran kurang dari 5 µm dan 90 % untuk partikel berukuran lebih besar

dari 15-20 µm.

Biaya operasi cyclone akan ikut naik berbanding lurus dengan efisiensi, karena

efisiensi yang tinggi memerlukan tekanan aliran masuk yang tinggi pula. Ada tiga

kategori cyclone yang tersedia yaitu : efisiensi tinggi, konvensional dan efisiensi

rendah (high throughput). Kurva efisiensi secara umum untuk ketiga tipe cyclone ini

ditunjukkan oleh Gambar 2.

Gambar 2

Catatan : Kurva efisiensi terhadap ukuran partikel ini hanya generalisasi, tidak

menunjukkan hubungan sebenarnya

Keuntungan menggunakan cyclone antara lain :

1. Tidak memerlukan modal yang besar.

2. Dapat beroperasi pada suhu yang tinggi.



3. Tidak memerlukan perawatan khusus karena tidak ada bagian alat yang

bergerak

Sedangkan kerugian menggunakan cyclone antara lain :

1. Efisiensinya rendah untuk pemisahan partikel yang berukuran sangat kecil.

2. Biaya operasi yang tinggi karena memerlukan tenaga yang besar untuk

mengatasi penurunan tekanan.

Dimensi Cyclone Standar

Beberapa usaha telah dilakukan untuk menentukan ukuran cyclone yang

bagaimana yang dapat mempengaruhi kinerjanya. Usaha di masa lampau yang masih

digunakan sampai sekarang adalah dari Shepperd dan Lapple (1939 dan 1940) yang

telah menentukan dimensi optimum untuk cyclone. Semua dimensi dihubungkan

dengan ukuran diameter badan cyclone sehingga dapat dipakai secara umum. Peneliti

lainnya melaoprkan usaha yang serupa sehingga muncul istilah “Cyclone Standar”.

Tabel 1 merangkum dimensi dari ketiga tipe cyclone standar yang telah disebutkan

sebelumnya. Gambar 3 menunjukkan dimensi-dimensi yang dimaksud pada Tabel 1.



Gambar 3

2. Teori

Sebuah model yang sangat sederhana dapat digunakan untuk menentukan

pengaruh desain dan operasi cyclone dengan efisiensi pemisahan. Dalam model ini,

gas digambarkan berputar dengan sejumlah putaran (Ne) pada vorteks terluar. Nilai

Ne ini dapat dihitung dengan rumus :

Dimana : Ne = jumlah putaran efektif

H = tinggi saluran masuk (m atau ft)

Lb = panjang badan cyclone (m atau ft)

Lc = panjang (vertikal) kerucut cyclone (m atau ft)

Agar terjadi pemisahan antara partikel dengan gas, partikel harus menabarak

dinding cyclone selama beberapa waktu sehingga gas bergerak pada vorteks terluar.



Waktu tinggal gas di vorteks terluar dihitung dengan rumus :

Dimana : ∆t = waktu tinggal gas selama bergerak spiral turun (detik)

D = diameter badan cyclone (m atau ft)

Vi = kecepatan gas masuk (m/s atau ft/s) = Q / WH

Q = kecepatan alir volum gas masuk (m3/s atau ft3/s)

W = lebar saluran masuk cyclone (m atau ft)

Jarak radial maksimum yang dilalui setiap partikel adalah lebar saluran masuk

cyclone, W. Gaya sentrifugal dengan cepat menambah laju partikel sampai kecepatan

terminalnya ke arah keluar, dengan gaya geser yang berlawanan dan setara dengan

gaya sentrifugal. Kecepatan terminal (Vt) yang membuat sebuah partikel yang mula-

mula berada pada titik W, menjauh dari dinding untuk dipisahkan dalam waktu ∆t

adalah :

Kecepatan terminal adalah fungsi dari ukuran partikel. Asumsi tipe aliran

adalah tipe Stokes (gaya geser = 3πµdpVt) dan partikel berbentuk sperik yang

dikenakan pada gaya sentrifugal (mv2/r, dimana m = massa partikel, v = Vi dan r =

D/2), didapatkan :

Dimana : Vt = kecepatan terminal (m/s atau ft/s)

dp = diameter patikel (m atau ft)

ρp = densitas partikel (kg/m3 atau lb/ft3)

ρg = densitas gas (kg/m3 atau lb/ft3)

µ = viskositas gas (kg/m.s atau lb/ft s)



Substitusi persamaan kedua ke dalam persamaan ketiga mengeliminasi ∆t.

Kemudian dengan menyetarakan kedua variabel Vt di atas dan menyusunnya untuk

mendapatkan persamaan diameter partikel, maka diperoleh :

Satuan-satuan yang digunakan dalam persamaan di atas harus konsisten. Perlu

diperhatikan bahwa dalam persamaan ini, dp adalah ukuran partikel terkecil yang

akan terpisahkan. Dengan demikian, secara teori, semua partikel dengan diameter

lebih besar daripada dp ini seharusnya terpisahkan dengan efisensi 100 %.

3. Pertimbangan-pertimbangan dalam Perancangan

Dari persamaan sebelumnya terlihat bahwa secara teori, diameter partikel

terkecil yang dapat dipisahkan 100 % berbanding lurus dengan viskositas gas dan

lebar saluran masuk cyclone dan berbanding terbalik dengan jumlah putaran efektif,

kecepatan gas masuk dan selisih antara densitas partikel dengan densitas gas. Pada

prakteknya, efisiensi pemisahan memang tergantung dengan parameter-parameter ini.

Namun model ini memiliki kekurangan utama. Memprediksikan bahwa semua

partikel yang lebih besar daripada dp akan terpisah 100 %, tidaklah benar.



Gambar 4

Lapple (1951) mengembangkan suatu hubungan semi-empiris untuk

menghitung yang disebut dengan “diameter 50 % terpotong”, dpc, yaitu diameter

partikel dengan efisiensi pemisahan 50 %. Hubungannya adalah :

Terdapat kemiripan antara kedua persamaan terkahir. Perbedaannya hanya pada

faktor 2 pada bilangan pembagi. Lapple lalu mengembangkan sebuah kurva umum

untuk cyclone konvensional yang dapat memprediksikan efisiensi pemisahan untuk

partikel-pertikel yang ukurannya diketahui. Jika distribusi ukuran partikel diketahui,

efisiensi pemisahan keseluruhan dari sebuah cyclone dapat diprediksikan dengan

menggunakan Gambar 4. Theodore dan De Paola (1980) telah merumuskan Gambar

4 ke dalam persamaan aljabar yang membuat pendekatan Lapple menjadi lebih tepat



dan lebih mudah diaplikasikan ke dalam program perhitungan komputer. Efisiensi

pemisahan untuk suatu ukuran partikel diberikan oleh :

Dimana : ηj = efisiensi pemisahan partikel j (0 < ηj < 1)

dpj = diameter partikel j (µm)

Efisiensi keseluruhan cyclone adalah jumlah semua efisiensi partikel dibagi

massa total partikel, atau dalam rumus :

Dimana : η = efisiensi pemisahan keseluruhan (0 < η < 1)

mj = massa partikel j

M = massa total semua partikel



Contoh Perhitungan pada Cyclone

Tipe : Lapple Conventional Cyclone with 4 inch insulation (Vesuvius 3300


Gambar :

Data desain :

• Aliran massa gas (mg) = 110301,673 kg/jam

• Aliran massa char dalam gas (mchar) = 17862,393 kg/jam

• Aliran massa olivine dalam gas (molivine) = 2248590,603 kg/jam

• Aliran massa total = 2376754,668 kg/jam

• Densitas partikel char = 520,600 kg/m3

• Densitas partikel olivine = 2600 kg/m3

• Densitas campuran partikel (ρp) = 2593,762 kg/m3

• Densitas campuran gas (ρg) = 0,345 kg/m3

• Diameter partikel char = 200 μm

• Diameter partikel olivine = 200 μm

• Viskositas gas (μg) = 0,126 kg/m jam




Q = 320588,802 m3/jam

= 89,052 m3/s







5,0

)(29

−=

gs

gpc NeV

Wd

ρρπµ

Dimana :

π = 3,14



= Q/(WxH)


= 2,5 W

maka :

V = Q/(2,5W2)


+=

21 c

bLL

H


= 7,5 W


= 12,5 W




V = 423,555 m/s = 1524798,108 m/jam

H = 0,725 m

Lb = 2,175 m

Lc = 3,625 m

Ne = 5,5

9 μg W = 0,329

2πNeV(ρs – ρg) = 136586255029,222

maka :

dpc = 1,552 x 10-6 m = 2 μm


mWD 45,12,0

==


mDDe 725,02

==


S = 0,5 x D

= 0,725 m


Dd = 0,375 x D

= 0,544 m



Rancang Pabrik Hidrogen Nizar

Documents

Transcript of Rancang Pabrik Hidrogen Nizar