STUDI PROSES MEKANISME PENGADUKAN DENGAN … · Studi Proses Mekanisme Pengadukan Dengan Metode ......

STUDI PROSES MEKANISME PENGADUKAN DENGAN METODE STATIC -MIXER UNTUK MENINGKATKAN

EFISIENSI TRANSESTERIFIKASI MINYAK SAWIT MENJADI BIODIESEL

RIZAL ALAMSYAH

SEKOLAH PASCA SARJANA INSTITUT PERTANIAN

BOGOR 2010

PERNYATAAN MENGENAI DISERTASI DAN SUMBER INFORMASI

Dengan ini saya menyatakan bahwa disertasi “Studi Proses Mekanisme Pengadukan Dengan Metode Static-Mixer Untuk Meningkatkan Efisiensi Transesterifikasi Minyak Sawit Menjadi Biodiesel” adalah karya saya dengan arahan dari komisi pembimbing dan belum diajukan dalam bentuk apapun kepada Perguruan Tinggi manapun. Sumber informasi yang berasal atau dikutip dari karya yang diterbitkan maupun tidak diterbitkan dari penulis lain telah disebutkan dalam teks dan dicantumkan dalam Daftar Pustaka di bagian akhir disertasi ini.

Bogor, September 2010

Rizal Alamsyah NIM . F161060042

ABSTRACT

RIZAL ALAMSYAH. Study on Mixing Process Using Static-mixer Method to Increase Transesterification Efficiency of Refined Palm Oil into Biodiesel. SUPERVISORS: ARMANSYAH H. TAMBUNAN, Y. ARIS PURWANTO, and DADAN KUSDIANA

One of the difficulties faced in the current technology for biodiesel production is the requirement for rigorous mixing of methanol with the feedstock oil in the reactor. Utilization of blade mixer has limitation due to the immiscible state of those substances. This research was devoted to assess of static-mixer utilization in a transesterification reactor for biodiesel production in terms of kinetics reaction (reaction rate coefficient k, activation energy Ea, and collision factor or coefficient factor A).

The experiments were conducted by reacting refined bleached deodorized palm olein (triglyceride or TG) with methanol (MeOH) at 50, 55, 60, 65, and 70o C, using potassium hydroxide (KOH) as a catalyst at atmospheric pressure. Molar ratio of TG and MeOH was 1 : 11.5 and KOH used was 1% of palm oil weight. Transesterification process using blade agitator with the same reaction condition was performed as base of comparison to those of static-mixer. Energy consumption was measured for heater during oil heating, transesterification, boiling water and biodiesel drying by kWh meter. It was also conducted for pump for distribution, reactant mixing, and impeller of blade agitator. The experiments showed that static-mixer has significant effect in reducing reaction time to reach required fatty acid methyl ester content (FAME) i.e. 96.5% than those of blade agitator. Transesterification reaction time with static-mixer were shorter than with blade agitator for all temperature levels. Reaction temperature of 65o C with 5 minutes of reaction time demonstrated the best condition for running the static-mixer reactor.

The kinetics satudy was conducted based on the decrease of bounded glicerol or unmethyl esterified compound (uME) which consists of triglyceride TG, digliceryde DG, and monoglyceride MG during transesterification reaction. Since the bounded glycerol decreased rapidly in the first stage reaction so the reation rate was evaluated into two stages reaction of transesterification that gived the initial and the final reaction rate coefficient (k1 and k2), the initial and final activation energy (Ea1

and Ea2) and the initial and final collision factor (A1 and A2). The value of Ea1, Ea2, A1, and A2 for static-mixer experiments were 1.33 J/mol, 16.71 J/mol, 6.48, minute-1 and 8.89 minute-1, respectively.

The energy ratios of static-mixer are 2,4 times higher than those of blade agitator reactor for all temperature reaction levels. It means that transesterification by

static-mixer improved the energy ratio of blade agitator. The static-mixer experiment at reaction temperature 65oC demonstrated the lowest energy consumption (Qin) e.g 1804.35 kJ/kg, meanwhile Qin for 50, 55, 60 and 70 oC were 1810.45 kJ/kg, 1807.77 kJ/kg, 1801.79 kJ/kg, and 1838.66 kJ/kg respectively. Based on the heat transfer analysis, the overall heat transfer from the reactor wall was 260.62 kJ, meanwhile the highest of heat transfer was released from pipe for circulating the reactants.

Keywords : static mixer, blade agitator, activation energy, biodiesel, collision factor, energy ratio, and transesterification

RINGKASAN

RIZAL ALAMSYAH. Studi Proses Mekanisme Pengadukan Dengan Metode Static -Mixer Untuk Meningkatkan Efisiensi Transesterifikasi Minyak Sawit Menjadi Biodiesel. Dibimbing oleh ARMANSYAH H. TAMBUNAN, Y. ARIS PURWANTO, dan DADAN KUSDIANA

Biodiesel merupakan monoalkil ester (misal: fatty acid methyl ester atau FAME) yang diproses dengan metode transesterifikasi antara trigliserida yang berasal dari minyak nabati atau lemak hewani dengan alkohol rantai pendek terutama metanol untuk digunakan sebagai bahan bakar mesin diesel. Proses esterifikasi atau transesterifikasi dapat dilangsungkan dengan menggunakan katalis atau tanpa katalis. Sejauh ini dalam produksi biodiesel umumnya dilakukan dengan proses transesterifikasi menggunakan katalis basa. Kekurangan dari proses katalis basa adalah: 1) terdapat dua fase campuran minyak nabati-metanol (MeOH) yang memerlukan mekanisme pengadukan yang kuat agar proses transesterifikasi bisa efektif dan reaksi mengarah ke sebelah kanan, 2) dalam purifikasi biodiesel kasar (crude biodiesel) diperlukan proses yang panjang karena di dalam produk masih terkandung impurities yang terdiri dari residu katalis, metanol yang tidak bereaksi, dan sabun yang harus dipisahkan. Waktu reaksi transesterifikasi dengan sistem pengadukan ini berkisar antara 60 – 90 menit.

Tujuan penelitian yang dilakukan adalah untuk: 1) menentukan kinetika reaksi transesterifikasi (laju reaksi, konstanta laju reaksi k, energi aktivasi Ea, dan frekuensi tumbukan A) menggunakan reaktor static-mixer pada beberapa tingkat suhu yaitu 50, 55, 60, 65, dan 70oC pada tekanan atmosfir. Sebagai pembanding proses transesterifikasi dengan menggunakan blade agitator dilakukan pada tingkat suhu yang sama, dan 2) mengkaji kebutuhan energi transesterifikasi, kebutuhan energi pemanasan awal, purifikasi (pencucian dan pengeringan) dan rasio energi biodiesel dari minyak curah sawit (refined bleached deodorized palm olein - RBDPO).

Pembuatan biodiesel dilakukan dengan proses transesterifikasi RBDPO dengan metanol (MeOH) menggunakan reaktor static-mixer. Rasio molar antara RBDPO dan MeOH adalah 1 : 11,5. Jumlah KOH yang digunakan sebanyak 1% dari RBDPO. Proses pembuatan biodiesel adalah diawali dengan pemanasan awal RBDPO dalam reaktor sesuai suhu yang ditentukan (50, 55, 60, 65, dan 70oC) dan pada saat yang sama juga MeOH dipanaskan. Saat suhu yang diinginkan tercapai, campuran MeOH-KOH dimasukkan ke dalam reaktor, kemudian pengadukan dimulai dengan menghidupkan pompa static-mixer sehingga campuran melewati static-mixer. Sampling dilakukan pada biodiesel dengan mengambil contoh di keran bagian atas pada selang waktu menit ke 1, 5, 10, 15, 20, 30, 40, 50, 55, 60, 65, 70, 80, dan 90 untuk dianalisis mutunya sesuai dengan Sandard SNI 04-7128-2006.

Sampel ditampung dalam glass jar untuk kemudian diendapkan (settling) hingga terbentuk 2 lapisan (bagian atas biodiesel kasar dan bagian bawah adalah gliserol kasar). Biodiesel kasar kemudian dicuci dan dianalisa berdasarkan standard

SNI 04-7128-2006 untuk biodiesel. Pengujian dilakukan untuk beberapa parameter mutu utama antara lain untuk: gliserol bebas dan total gliserol dengan metoda uji (AOCS: Ca 14-56), kandungan metil ester (biodiesel), angka asam (AOCS: Cd 3-63), angka penyabunan (AOCS: Cd 3-25), viskositas, densitas, dan kadar air. Biodiesel yang dihasilkan secara visual memiliki warna kuning jernih dan terlihat encer. Hasil samping reaksi transesterifikasi adalah gliserol yang berwarna coklat gelap dan lebih kental dibanding metil ester, yang berada pada lapisan bagian bawah.

Reaksi transesterifikasi menunjukkan bahwa laju reaksi metil ester menggunakan static-mixer lebih cepat dibanding dengan blade agitator pada periode awal proses. Hasil percobaan menunjukkan bahwa penggunaan static-mixer mempunyai pengaruh yang signifikan terhadap pengurangan waktu reaksi untuk mencapai kandungan metil ester minimum yaitu 96,5% dibanding menggunakan blade agitator, untuk seluruh perlakuan suhu yang diberikan. Waktu reaksi transesterifikasi dengan static-mixer lebih pendek dibanding dengan blade agitator unrtuk semua perlakuan suhu. Suhu reaksi 65o C dan waktu reaksi 5 menit memperlihatkan kondisi terbaik untuk mengoperasikan reactor static-mixer. Hasil yang sama juga ditunjukkan dengan hasil penurunan, gliserol terikat (triglierida TG, digliserida DG, dan monogliserida MG) yang tidak bereaksi, viskositas dan angka asam dari biodiesel untuk penggunaan kedua metode pengadukan tersebut.

Perhitungan kinetika didasarkan atas penurunan jumlah gliserol terikat atau unmethyl esterified compound (uME) yang tidak bereaksi dan terdiri dari TG, DG, dan MG). Karena penurunan jumlah gliserol terikat dengan static-mixer lebih cepat pada tahap awal proses, maka laju reaksi dievaluasi ke dalam 2 tahap proses transesterifikasi sehingga memberikan konstanta laju reaksi awal (k1) dan laju raksi akhir (k2). Perubahan dari laju reaksi awal menuju laju reaksi akhir terlihat naik turun, akan tetapi hasil masih menunjukkan kecenderungan penurunan. Perubahan jumlah gliserol terikat dengan blade agitator menunjukkan penurunan yang stabil sehingga laju reaksi dievaluasi dalam satu tahap reaksi transesterifikasi. Dari hasil yang diperoleh laju reaksi awal (k1) dengan static-mixer pada tahap awal lebih tinggi dibandingkan dengan menggunakan blade agitator.

Waktu reaksi transesterifikasi dengan static-mixer lebih pendek dibanding dengan blade agitator untuk semua perlakuan suhu. Suhu reaksi 65oC dan waktu reaksi 5 menit memperlihatkan kondisi terbaik untuk mengoperasikan reaktor static-mixer. Energi aktifasi (Ea) dan frekuensi tumbukan (A) dihitung berdasarkan persamaan Arhenius untuk tahap awal dan akhir reaksi untuk static-mixer, serta untuk satu tahap pada blade agitator. Dengan demikian muntuk static-mixer dihasilkan energi aktivasi awal dan akhir (Ea1 and Ea2) serta frekuensi tumbukan awal dan akhir (A1 and A2) yang masing-masing nilainya adalah : 1,33 J/mol, 16,71 J/mol, 6,48, menit-1 dan 8,89 menit-1. Nilai Ea dan A untuk percobaan blade agitator adalah 10,49 J/mol, dan 2,9 menit-1.

Energi transesterifikasi rata-rata menggunakan reaktor static-mixer adalah 84,53 kJ/kg lebih kecil dibanding menggunakan blade agitator yaitu 484,16 kJ/kg.

Kebutuhan energi rata-rata untuk produksi biodiesel (Qin) menggunakan static-mixer adalah 1812,60 kJ/kg, sedangkan bila menggunakan blade agitator adalah 2212,32 kJ/kg. Energi transesterifikasi terkecil didapat pada suhu operasi (static-mixer) 65 oC yaitu 56,01 kJ/kg. Dari hasil percobaan static-mixer pada suhu 50, 55, 55, 60, 65, dan 70oC dihasilkan rasio energi masing-masing 3,67 , 3,3, 3,65, 3,73, 3,75, dan 3,34. Rasio energi dalam pengolahan biodiesel dengan menggunakan static-mixer 2,4 kali lebih tinggi dibandingkan menggunkan blade agitator. Hal ini menunjukan bahwa reaktor static-mixer dapat mengurangi konsumsi energi (meningkatkan efisiensi proses transesterifikasi). Dari hasil analisis kehilangan panas terlihat bahwa kehilangan terbesar terjadi pada pipa untuk saluran sirkulasi reaktan (116,57 kJ/kg) disusul dengan dinding tangki (73,98 kJ), tutup atas (38,47 kJ), static-mixer (27,72 kJ), dan tutup bawah (8,38 kJ).

© Hak Cipta milik Institut Pertanian Bogor, tahun 2010 Hak Cipta dilindungi Undang-undang

1. Dilarang mengutip sebagian atau seluruh karya tulis ini tanpa mencantumkan atau menyebut sumber

a. Pengutipan hanya untuk kepentingan pendidikan, penelitian, penulisan karya ilmiah, penyusunan laporan, penulisan kritik atau tinjauan suatu masalah

b. Penulisan tidak merugikan kepentingan yang wajar IPB 2. Dilarang mengumumkan dan memperbanyak sebagian atau seluruh karya

tulis dalam bentuk apapun tanpa izin IPB

STUDI PROSES PENGADUKAN DENGAN METODE STATIC -MIXER UNTUK MENINGKATKAN EFISIENSI

TRANSESTERIFIKASI MINYAK SAWIT MENJADI BIODIESEL

RIZAL ALAMSYAH

Disertasi

Sebagai salah satu syarat memperoleh gelar Doktor pada

Program Studi Ilmu Keteknikan Pertanian

SEKOLAH PASCA SARJANA INSTITUT PERTANIAN

BOGOR 2010

Penguji pada Ujian Tertutup: Dr. Ir. Kohar Irwanto, MSi. Dr. Ir. Leopold E. Nelwan, MSi.

Penguji pada Ujian Terbuka: Dr. Ir. Joelianingsih, MT. Dr. Ir. Desrial, M.Eng.

Judul Disertasi : STUDI PROSES PENGADUKAN DENGAN METODE STATIC -MIXER UNTUK MENINGKATKAN EFISIENSI TRANSESTERIFIKASI MINYAK SAWIT MENJADI BIODIESEL

Nama : Rizal Alamsyah NIM : F 161060042

Disetujui Komisi Pembimbing

Prof. Dr. Ir. Armansyah H. Tambunan Ketua

Dr. Ir. Y. Aris Purwanto, MSc. Anggota

Dr. Ir. Dadan Kusdiana, MSc. Anggota

Diketahui Ketua Program Studi Ilmu Keteknikan Pertanian

Dekan Sekolah Pascasarjana

Dr. Ir. Wawan Hermawan, MS. Prof. Dr. Ir. Khairil A. Notodiputro, MS.

Tanggal Ujian: 21 September 2010 Tanggal Lulus:

KATA PENGANTAR

Puji syukur saya panjatkan ke hadirat Allah SWT, atas segala izin, ridha dan

karuniaNya sehingga disertasi berjudul Studi Proses Mekanisme Pengadukan

Dengan Metode Static-Mixer Untuk Meningkatkan Efisiensi Transesterifikasi

Minyak Sawit Menjadi Biodiesel dapat dirancang dan diselesaikan. Kegiatan

penelitian ini dilaksanakan mulai dari bulan Maret 2008 hingga September 2009.

Disertasi ini dibuat dalam rangka penelitian untuk penyelesaian studi program

Doktor (S3) di bidang Ilmu Keteknikan Pertanian pada Sekolah Pasca Sarjana Institut

Pertanian Bogor. Penelitian ini dirancang sedemikian rupa yang diharapkan dapat

memberikan kontribusi dalam khazanah teknologi energi terbarukan (renewable

energy).

Dalam penyelesaian disertasi ini penulis banyak mendapatkan bimbingan,

arahan, serta koreksi konstruktif dari komisi pembimbing. Oleh karena itu ucapan

terima kasih disampaikan kepada Prof. Dr. Ir. Armansyah H. Tambunan (ketua), Dr.

Ir. Y. Aris Purwanto, M.Sc. (anggota) dan Dr. Ir. Dadan Kusdiana, MSc. (anggota).

Penulis juga menyampaikan terima kasih yang sebesar-besarnya kepada Dr. Ir. Kohar

Irwanto, MSi. dan Dr. Ir. Leopold E. Nelwan, MSi. selaku dosen penguji pada ujian

tertutup. Penulis juga menyampaikan terima kasih yang sebesar-besarnya kepada Dr.

Ir. Joelianingsih, MT. dan Dr. Ir. Desrial, M.Eng. selaku dosen penguji pada Ujian

Terbuka.

Penelitian Disertasi S3 di sekolah Pasaca Sarjana IPB ini didanai oleh Pusat

Pendidikan Latihan (Pusdiklat) Industri Kementerian Perindustrian dan The

Indonesian International Education Foundation (IIEF). Karenanya penulis

menyampaikan terima kasih yang sebesar-besarnya atas bantuannya. Ucapan

terimakasih juga ditujukan kepada Laboratorium energi dan Elektrifikasi Fateta IPB

serta kepada Ir. Yang-yang Setiawan, MSc. selaku Kepala Balai Besar Industri Agro

di mana penulis bekerja atas dukungan sarana dan prasarana yang berharga terhadap

penelitian ini.

Ucapan terima kasih disampaikan pula kepada:

1. Rektor IPB, Dekan Sekolah Pascasarjana IPB, Dekan Fakultas Teknologi

Pertanian IPB, Ketua Program Studi Ilmu Keteknikan Pertanian Sekolah Pasca

Sarjana IPB atas penerimaan yang diberikan kepada penulis untuk mengikuti

pendidikan program DOKTOR (S3) di IPB melalui jalur penelitian (by research).

Tak lupa staf pengajar dan pegawai yang ada di lingkup Sekolah Pasaca Sarjana

IPB, atas segala ilmu pengetahuan dan pelayanan yang telah diberikan selama

menempuh pendidikan di IPB.

2. Dr. Sony Solistia Wirawan (BPPT), Prof. Hiroshi Nabetani (Food National

Research, Japan), Dr. Milan Martinov (CIGR), Dr. Zazueta Ranahan (CIGR), Ir.

Ari Rahmadi, MSc. dan Ir. Maharani (BPPT) atas masukan dan arahan teknis

penulisan karya ilmiah yang telah disusun,

3. Prof. Dr. Kamaruddin Abdullah (Universitas Persada), Prof. Dr. Ir. Irawadi

Djamaran (TIN, IPB), dan Dr. Ir. Setyo Pertiwi, MSc. (TEP, IPB) atas arahan

teknisnya

4. Ayahanda (H. Abdul Moeis Abdullah) dan Ibunda (Hj. Nelly Sadiah) atas

asuhan, didikan, perhatian, doa yang tulus, serta dorongan morilnya.

5. Istri (Dra. Ariyanti) dan anak-anak penulis tercinta (Arizia Tamara dan Amira

Mayariza Ghina) atas segala dorongan semangat motivasi dan yang telah

bersabar menanti selama pendidikan.

6. Staf Laboratorium Energi dan Elektrifikasi Pertanian, Pak Harto, Firman, dan

Darma atas segala bantuan teknis.

7. Bengkel Tanggerang (Kota Tanggerang) atas pembuatan dan pengujian awal

static-mixer dan Ir. Asadi, MSi (UPN Jakarta) atas masukan teknis selama

konstruksi reaktor.

8. Saudara/i Ir. Sri Wuri Hadono, MAppSc, Anton Simorangkir, SH, Anita Pardede,

dan Ir. Nurdin Kurnia, MSi (BBIA), Ir. Lukman Junaidi, Hendra Wijaya, Ssi,

MSi, Ir. Nobel Christian Siregar, ST., M Eng., Eni Hawani Lubis, Dipl. IV Kim,

MSi., Reno Fitri Hasrini, SP., MSi., Yuliasri Ramadhani Meutia, STP, MSi., Irma

Susanti, STP, Msi., Fitri Hasanah, STP., MSi, Henggar, ST., Ir. Dadang

Supriatna, MSi., Ramlan Ruvendi, SE, MM., dan teman-teman di Bidang Sarana

Riset dan Standardisasi BBIA serta Ir. Wawan Kartiwa, MSi (BPK, Bandung)

yang sering memberikan dorongan moril selama studi.

9. Saudara/i Ade Wahyuni SP, Atika SP, Retno STP, Ismail STP, dan Didin N, STP

atas bantuan teknis pengujian laboratorium, dan

10. Rasa terimakasih juga disampaikan kepada sdr. Mulyawatulloh, Firman, Darma,

Rusmawati, dan Harto (TEP) atas kelancaran teknis dan administrasi penelitian.

Penulis menyadari tulisan ini masih mempunyai kekurangan, untuk itu saran,

masukan, maupun kritik yang konstruktif sangat diharapkan. Penulis turut berdoa

semoga Allah SWT memberikan limpahan rahmat dan karuniaNya kepada semuanya.

Akhir kata semoga dari disertasi ini dapat memberikan manfaat bagi yang

memerlukannya. Aaamiin ya rabbal a’lamin.

Bogor, September 2010

Rizal Alamsyah

RIWAYAT HIDUP

Penulis dilahirkan di Bogor, Jawa Barat pada tanggal 10 Juli 1959 sebagai

anak keempat dari H. Abdul Muis Abdullah dan Hj. Nely Sadiah. Pada tanggal 10

Desember 1990 penulis menikah dengan Hj. Dra. Ariyanti dan dikaruniai dua anak

yaitu Arizia Tamara dan Amira Mayariza Ghina.

Penulis menyelesaikan pendidikan SD, SMP sampai SMA di Bogor masing-

masing tahun 1971, 1974 dan 1977. Pendidikan Sarjana (S1) ditempuh pada Jurusan

Mekanisasi Pertanian Fateta IPB dan diselesaikan pada tahun 1983. Selanjutnya

penulis mendapat kesempatan melanjutkan Pendidikan Pasca Sarjana (S2) di School

Applied Science jurusan Food Engineering, The University of New South Wales

(UNSW), Sydney-Australia dan diselesaikan pada tahun 1990. Penulis juga pernah

mengikuti program pendidikan training for trainer di Cornell University USA dalam

bidang Food Technology pada tahun 1993 serta pernah mengikuti Training Course on

Biomass Integrated Utilization Technologies, di China Agricultural University

(CAU) Beijing China pada tahin 2008. Selanjutnya, sejak Agustus 2006 penulis

diterima sebagai mahasiswa S3 di Program Studi Ilmu Keteknikan Pertanian (TEP)

Sekolah Pasca Sarjana Institut Pertanian Bogor (IPB) melalui jalur penelitian (by

research). Penulis bekerja sebagai peneliti sejak tahun 1986 hingga sekarang dan

menjabat sebagai Kepala Bidang Sarana Riset dan Standardisasi di Balai Besar

Industri Agro (BBIA) Kementerian Perindustrian, Bogor dari tahun 2009 hingga

sekarang.

Karya ilmiah dari hasil penelitian disertasi S3 berupa Jurnal internasional

telah dipublikasikan pada Agricultural Engineering International: the CIGR Ejournal

Volume 12, Nomor 1 (manuskrip 1566 April), Tahun 2010 dengan judul ” Comparison of Static-Mixer and Blade Agitator Reactor in Biodiesel Production ”

Agricultural Engineering International: the CIGR Ejournal. Karya ilmiah lain dari

hasil penelitian ini juga dipublikasikan pada Jurnal Riset Industri (JRI) Volume 4

Nomor 2 (Agustus) Tahun 2010 dengan judul “Energy Consumption Analysis in

Biodiesel Production Process from Palm Oil Olein by Utilizing Static-Mixer

Reactor”. Sebuah review berjudul “The Current Status Of Biodiesel Production

Technology: A Review, dipublikasikan pada Jurnal Keteknikan Pertanian. Vol. 21 No.

4 (Desember) Tahun. 2007.

Karya ilmiah berjudul “Rekayasa Mekanisme Pengadukan Dengan Metode

Static-mixer Untuk Meningkatkan Efisiensi Proses Transesterifikasi Minyak Nabati

Menjadi Biodiesel” dipresentasikan dan dipublikasikan pada Prosiding Seminar

Nasional Perteta, Yogyakarta 18 November 2008. Karya ilmiah tersebut juga

merupakan bagian dari hasil penelitian Disertasi S3 penulis.

Disertasi yang berjudul “Rekayasa Mekanisme Pengadukan Dengan Metode

Static Mixer Untuk Meningkatkan Efisiensi Proses Transesterifikasi Minyak Nabati

Menjadi Biodiesel” ini juga telah mendapat anugerah (award) yang dilombakan

dalam momen DISSERTATION SCHOLAR DISSERTATION AWARD, yang

disponsori FORD FOUNDATION dan dilaksanakan oleh The Indonesian

International Education Foundation (IIEF) pada bulan Mei 2010.

i

DAFTAR ISI

Halaman

DAFTAR TABEL ………………………………………………………. iv

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

DAFTAR LAMPIRAN………………………………………………….... viii

DAFTAR SIMBOL …………………………………………………….... x

I. PENDAHULUAN …………………………………………..………. 1 1.1 Latar Belakang ………………………………………………...… 1 1.2 Rumusan Masalah ……………………………………………….. 5 1.3 Kerangka Pemikiran ………………………………………..……. 6 1.4 Hipotesis …………………………………………………………. 8 1.5 Tujuan Penelitian ……………………………………………….... 8 1.6 Manfaat Penelitian ………………………………………….......... 9 1.7 Ruang Lingkup dan Outline Disertasi …………………………… 9

II. TINJAUAN PUSTAKA ………………………………….………… 11 2.1 Biodiesel ……………………………………..….......................... 11 2.2 Proses Transesterifikasi …………………………………….…… 12 2.2.1 Faktor-faktor yang Mempengaruhi Proses Transesterifikasi 13 2.2.2 Penggunaan Katalis……………………..…………………. 16 2.2.3 Kinetika Reaksi …………………………………………… 25 2.3 Static-mixer ……………………………………………….……... 30 2.3.1 Profil Turbulensi Fluida dalam Static-mixer ......................... 30 2.3.2 Jenis Static-mixer ……………………………………….. 31 2.3.3 Aplikasi Static-mixer …………………………………….. 33 2.4 Blade agitator …………………………………………………… 34

III. METODE PENELITIAN ………………………………………… 37 3.1 Tempat dan Waktu Penelitian …………………………….…….. 37 3.2 Bahan …………………………………………….…………….... 37 3.3 Reaktor Static-mixer ……….……………………………………. 37 3.4 Kondisi Percobaan ……………………………………………………... 39 3.5 Prosedur Percobaan …………….………………………………. 41 3.5.1 Uji Performansi ………………………………………... 41 3.5.2 Analisis Parameter Uji ………………………...………. 42 3.5.3 Kinetika Reaksi .................................................................. 42 3.5.4 Analisis Kehilangan Panas …………………………...… 44 3.5.5 Analisis Energi …………………………………………... 44

ii

IV. HASIL DAN PEMBAHASAN …….……………………………… 47 4.1 Karakteristik Teknik Reaktor ……….…………………………… 47 4.1.1 Uji Performansi………………..…………………………….. 47 4.1.2 Analisis Parameter Uji ……..…………………..……………. 51 4.2 Kinetika Reaksi …….…………………………………………… 56 4.2.1 Laju Reaksi ………………………………………………… 56 4.2.2 Perbandingan Reaksi menggunakan Static-mixer dan Blade

agitator………………………………………………………

61 4.2.3 Konstanta Laju Reaksi (k) ....................................................... 63 4.2.4 Energi Aktifasi (Ea) dan Frekuensi Tumbukan (A) ……….... 68 4.3 Analisis Energi …………….. …………………………………… 72 4.3.1 Analisis Kehilangan Panas ………..………………………… 72 4.3.2 Kebutuhan Energi untuk Proses Transesterifikasi ………..…. 78 4.3.3 Kebutuhan Energi untuk Pemanasan awal dan Purifikasi……… 79 4.3.4 Rasio Energi ………………………….……………………... 81

V. KESIMPULAN ……………….…………………………………….. 86 5.1 Kesimpulan ……...…………………………………………… 86 5.2 Saran ………………………………………………………..... 87

DAFTAR PUSTAKA ……………….………………………………….. 88

LAMPIRAN ………………………..…………………………………… 95

iii

DAFTAR TABEL

Halaman

1 Data konsumsi BBM Indonesia tahun 2009 .................................... 2

2 Karakteristik katalis asam homogen ................................................ 22

3 Karakteristik katalis asam heterogen ............................................... 22

4 Perbandingan metode katalis lipase dan alkali dalam pengolahan biodiesel………………………………………………………………

24

5 Komparasi metode katalis dan non-katalis....................................... 24

6 Petunjuk penggunaan static mixer.................................................... 33

7 Hasil uji coba reaktor static-mixer.................................................... 50

8 Keseimbangan masa pengolahan biodiesel dengan static-mixer….. 50

9 Konstanta laju reaksi transesterifikasi dengan static-mixer dan blade

agitator ..................................................................................

65

10 Perbandingan energi aktivasi (Ea) dan frekuensi tumbukan (A) 70

11 Konsumsi energi untuk setiap tahap produksi biodiesel ……......... 79

12 Hasil perhitungan rasio energi (Er) ……………………….…........ 82

iv

DAFTAR GAMBAR

Halaman

1 Bauran energi Indonesia tahun 2006 dan proyeksinya tahun 2025 1

2 Opsi proses transesterifikasi ………………………………..…… 4

3 Kerangka pemikiran penelitian ………………………………… 7

4 Reaksi alkoholisis trigliserida dengan metanol ............................ 12

5 Diagram proses transesterifikasi (untuk FFA minyak < 0,5 %) 19

6 Diagram proses Es-trans (esterifikasi-transesterifikasi) untuk

FFA minyak > 0,5 %) ..................................................................

20

7 Mekanisme reaksi katalis asam .................................................... 21

8 Reaksi transesterifikasi TG dan MeOH ........................................ 25

9 Hubungan energi dan reaksi bahan kimia ………………………. 27

10 Jenis elemen dan housing dari static-mixer tipe helical ……….. 32

11 Profil zona reaksi reaktan A dan B dalam reaktor blade agitator 35

12 Profil zona reaksi reaktan, produk, serta reaktan yang tidak

bereaksi .........................................................................................

35

13 Diagram reaktor dan setting percobaan ...……………………….. 49

14 Diagram rancangan (a) elemen static-mixer , (b) balde agitator 41

15 Diagram posisi pengukuran kondisi proses ........................... 42

16 Diagram alir percobaan penelitian……………………………… 45

17 Sampel produk biodiesel selama proses transesterifikasi ….....… 47

18 Produk hasil pengendapan .......………………………...…...…… 48

19 Proses pencucian biodiesel ..…………………………………….. 48

20 Perbandingan biodiesel pada tahap transesterifikasi, pencucian,

dan pengeringan ……………………..……………......................

49

21 FAME yang dihasilkan dengan static-mixer pada suhu 50, 60

dan 70oC …………………………..…………….........................

52

22 Angka asam FAME yang dihasilkan dengan static-mixer pada

suhu 50, 60 dan 70oC ………….………………………….........

53

v

23 Gliserol total FAME yang dihasilkan dengan static-mixer pada

suhu 50, 60 dan 70oC ...................................................................

54

24 Viskositas AME yang dihasilkan dengan static-mixer pada

suhu 50, 60 dan 70oC ...................................................................

55

25 Densitas FAME yang dihasilkan dengan static-mixer pada suhu

50, 60 dan 70oC ............................................................................

56

26 Pengaruh suhu terhadap pembentukan FAME menggunakan

static-mixer .................................................................................

57

27 Pengaruh suhu terhadap pembentukan FAME menggunakan

blade agitator ................................................................................

57

28 Viskositas FAME yang dihasilkan dengan static-mixerdan blade

agitator pada suhu 65o C ..............................................................

58

29 Angka asam FAME yang dihasilkan dengan static-mixerdan

blade agitator pada suhu 65o C ....................................................

58

30 Pembentukan FAME menggunakan static-mixer dan blade

agitator pada suhu 50o C .............................................................

60

31 Pembentukan FAME menggunakan static-mixer dan blade

agitator pada suhu 70o C ………….…………………………….

60

32 Hubungan konsentrasi ME selama reaksi transesterifikasi

menggunakan static-mixer dan blade agitator pada suhu 50o C

65



66



66



67

36 Hubungan Konsentrasi ME selama reaksi transesterifikasi


67

37 Plot Arhenius antara konstanta laju reaksi (ln k) tahap awal

dengan kebalikan suhu mutlak menggunakan static-mixer ……..

68

vi

38 Plot Arhenius antara konstanta laju reaksi (ln k) tahap akhir

dengan kebalikan suhu mutlak menggunakan static-mixer………

69

39 Plot Arhenius antara konstanta laju reaksi (ln k) dengan

kebalikan suhu mutlak menggunakan blade agitator ……………

69

40 Posisi pengukuran suhu pada reaktor, static-mixer ...................... 72

41 Sebaran suhu pada tutup atas, uap keluar, heater,dan kran atas 73

42 Sebaran suhu pada pipa sirkulasi, dinding luar, static-mixer, dan

kran bawah ……………………………….……………………..

73

43 Sebaran suhu pada tutup bawah, dinding dalam, glas wool, dan

kran tengah ……………………………........................................

74

44 Sebaran suhu rata-rata pada reaktor…………………………… 76

45 Kehilangan panas pada reaktor ……………………………….. 77

46 Kebutuhan energi transesterifikasi yang dibutuhkan untuk static-

mixer dan blade agitator ………….……………………………..

79

47 Distribusi energi produksi biodiesel dengan reaktor static-mixer 80

48 Distribusi energi produksi biodiesel dengan reaktor blade

agitator ………………………………………………………….

81

49 Rasio energi produksi biodiesel dengan tanpa melibatkan energi

purifikasi …………………………………………………...……

82

50 Rasio energi produksi biodiesel dengan melibatkan energi

purifikasi …………………………………………….…………..

83

51 Reaktor static-mixer ……………………………………….……. 100

52 Tangki penampung (tangki pencucian) …………………………. 101

53 Rumahan (Casing) dan elemen static-mixer ......……………….. 102

54 Pompa static-mixer .....………………………………..………… 103

55 Pemanas (Heater) ……………………..……………………….. 103

56 Kondenser …………………………………….………………… 104

57 Kontrol panel static-mixer…………………………..……………

104

vii

DAFTAR LAMPIRAN

Halaman

1 Gambar piktorial reaktor static-mixer .............................................. 95

2 Gambar irisan reaktor static-mixer .................................................... 96

3 Tampak atas reaktor static-mixer ...................................................... 97

4 Spesifikasi Reaktor Static-Mixer ..................................................... 98

5 Rancangan Fungsional Reaktor Static-mixer ……………….………... 100

6 Perhitungan rancangan tangki reaktor static-mixer ……………..… 105

7 Perhitungan rancangan settling tank dan pencucian......................... 106

8 Perhitungan tenaga pompa …......................................................…. 107

9 Perhitungan tenaga pemanas (Heater)............................................... 110

10 Perhitungan rancangan kondensor..................................................... 112

11 Perhitungan komposisi bahan baku sesuai dengan rasio yang

ditetapkan dan keseimbangan massa biodiesel ...............................

115

12 kWh meter untuk pengukuran konsimsi energi.................................. 116

13 Pengujian Reaktor dan pengukuran proses transesterifikasi …........ 117

14 Standard Nasional Indonesia–SNI 04-718-2006 (biodiesel).............. 118

15 Data hasil pengukuran kandungan metil ester.................................... 119

16 Hubungan parameter mutu biodiesel dengan waktu ................……. 120

17 Data sebaran suhu alat 70°C.............................................................. 130

18 Data sebaran suhu reaktor static-mixer.............................................. 131

19 Perhitungan pindah panas pada dinding tangki utama....................... 132

20 Perhitungan kehilangan panas dari dinding luar ke udara sekitar 133

21 Perhitungan kehilangan panas dari pipa ke udara luar …………...... 134

22 Perhitungan kehilangan panas melalui dinding static-mixer ............ 135

23 Perhitungan kehilangan panas melalui tutup atas ............................ 136

24 Perhitungan kehilangan panas melalui tutup bawah ……………… 137

25 Perhitungan Er suhu 50oC ……………………………………...… 138

26 Perhitungan Er suhu 55oC ………………………………………........... 139

viii

27 Perhitungan Er suhu 60oC ……………………………………............ 140

28 Perhitungan Er suhu 65oC ………………….....……………………… 141

29 Perhitungan Er suhu 70oC ……………………………….....……….. 142

30 Roadmap biodiesel Indonesia ........................................................... 143

31 Roadmap pemanfaatan biofuel Indonesia ........................................ 144

ix

DAFTAR SINGKATAN

A : Frekuensi tumbukkan atau faktor pre-eksponensial (tidak berdimensi)

As : Angka penyabunan (mg KOH/g biodiesel)

Aa : Angka asam (mg KOH/g biodiesel)

Ad luas / penampang dinding tangki reaktor (m2)

CN: : Bilangan setana (tidak berdimensi)

CP : Cloud Point atau titik kabut (oC)

CR : Residu karbon (% w/w),

Dd : Diameter dinding tangki reaktor (m)

DG : Digliserida

Ef : Rasio energi

Ea : Energi aktivasi (kj/mol)

f : Koefisien gesekan

FFA : Free fatty acyd atau kadar asam lemak bebas (% )

FP : Flash point atau titik nyala (oC)

g : percepatan gravitasi (m/det2)

GL : Gliserol

Gb : Gliserol bebas (% massa)

Gttl : Gliserol total (% massa)

hp : Tenaga motor (Watt)

h : koefisien pindah panas konveksi (W/m2°K),

hf : Kehilangan tekanan akibat gesekan (m)

hb : Kehilangan tekanan akibat belokan (m)

hl : Kehilangan tekanan akibat kran (m)

hsm : Kehilangan tekanan akibat static-mixer (m)

ht : Kehilangan total (m)

k : Konstanta laju reaksi transesterifikasi keseluruhan (menit -1)

k1 : Konstanta laju reaksi transesterifikasi tahap awal (menit -1)

k2 : Konstanta laju reaksi transesterifikasi tahap akhir (menit -1)

kn : Konstanta laju reaksi konversi TG, DG dan MG (menit -1)

x

kr : Konstanta laju reaksi konversi TG menjadi ME (menit -1)

kl : Konstanta laju reaksi konversi Me menjadi TG (menit -1)

k’ : Pseudo konstanta laju reaksi transesterifikasi (menit -1)

Kt : Parameter pressure drop aliran turbulen

MeOH : Metanol

ME : Kandungan metil ester (% w/w)

MG : Monogliserida

NNu : bilangan Nusselt (tidak berdimensi)

n : Jumlah elemen static-mixer

n : Jumlah mol

PP : Pour point atau titik tuang (oC)

NGr : bilangan Grashoff (tidak berdimensi)

Npr : bilangan Prandtl (tidak berdimensi)

p : Panjang pipa (m)

Q : Laju volumetrik (m3/menit)

qn : kehilangan panas (kJ),

R : Tetapan gas (8,31 jK-1mol-1)

Rn : Asam lemak, n :1,2,3....dst

RBDPO : Refined bleached deodorized palm olein

Re : Bilangan Reynolds (tidak berdimensi)

T : Suhu biodiesel (oC)

TG : Trigliserida

[ TG ] : Kadar trigliserida (%,w/w)

t : Waktu (jam)

td : temperatur dinding luar (°K)

tu : suhu udara luar (°K)

μ ME : unmethyl esterfied compounds

[μ ME] : Kadar unmethyl esterfied compounds (% w/w)

w : Lebar elemen

v : kecepatan alir (m/det)

∆LTMD : Perbedaan suhu logaritmik (°C)

xi

DAFTAR SIMBOL

ß : koefisien muai volume (1/K)

ρ : Densitas (kg/L)

μ : Viskositas kinematik (cSt)

μd : Viskositas dinamik (Pa.s)

1

I. PENDAHULUAN 1.1 Latar Belakang

Bahan bakar minyak berbasis fosil seperti solar, premium (bensin), premix

dan minyak tanah sangat memegang peranan penting dalam memenuhi kebutuhan

energi nasional antara lain untuk transportasi, industri, mesin pertanian, dan

keperluan rumah tangga. Dilihat dari kebutuhan energi nasional, sekitar lima

puluh persen bahan bakar tersebut dipasok dari bahan bakar yang berasal dari

minyak bumi, sedangkan sebagian lagi dipenuhi dari sumber energi lain seperti

batu bara, gas bumi, panas bumi dan tenaga air. Sumber energi terbarukan

(renewable energy) seperti biomassa sejauh ini belum banyak dimanfaatkan

sehingga menyebabkan bauran energi (energy mix) dirasakan masih timpang.

Bauran energi di Indonesia dalam memenuhi kebutuhan energi nasional

adalah: minyak bumi 52 %, gas bumi 29 %, batu bara 15 %, PLTA 3 %, panas

bumi 1 % dan energi terbarukan 0,2 %. Ketimpangan ini dimungkinkan karena

penguasaan teknologi yang belum maksimal dan sistem pengelolaan energi yang

kurang baik (Komara, 2007). Pada tahun 2025 direncanakan target bauran energi

berubah dengan penurunan penggunaan minyak bumi dan peningkatan

penggunaan sumber energi gas, batu bara, dan energi baru terbarukan seperti

terlihat dalam Gambar 1.

Gambar 1. Bauran energi Indonesia tahun 2006 dan proyeksinya

tahun 2025 (Perpres No. 5 Tahun 2006)

Dibagi menjadi: biofuel (5%), panas bumi (5%), biomasa nuklir, tenaga air dan tenaga angin (5%), batu bara cair (2%)

2

Kebutuhan energi bersifat primer dan selalu beriringan dengan

pertumbuhan ekonomi. Dengan pertumbuhan industri dan produksi kendaraan

transportasi yang terus meningkat mengakibatkan kenaikan permintaan bahan

bakar dari minyak bumi. Dengan tingkat pertumbuhan ekonomi nasional yang

terus dipacu dan membaik, bisa dipastikan konsumsi energi juga akan meningkat.

Data terakhir konsumsi BBM (bensin, solar, dan minyak tanah) pada tahun 2009

disajikan dalam Tabel 1. Dalam tabel tersebut disajikan data konsumsi bahan

bakar menurut sektor (industri, rumah tangga, dan transportasi) dan terlihat bahwa

jenis BBM solar merupakan jumlah terbanyak dikonsumsi dengan jumlah 122,25

kL, sedangkan dilihat dari sektor maka sektor transportasi mengkonsumsi BBM

kedua terbanyak yaitu 35,05 % setelah sektor industri.

Tabel 1. Data Konsumsi BBM Indonesia Tahun 2008

Konsumsi Menurut Jenis (Juta kL) Jenis BBM bersubsidi Bensin Solar Minyak tanah JumlahJumlah 114,79 122,25 46,83 283,87

Konsumsi Menurut Sektor (%) Sektor Industri Transportasi Rumah

tanggakomersial Lain-lain Jumlah

Jumlah 39,84 35,05 15,50 5,06 4,55 100

Sumber : Pusdatin KESDM (2009).

Sebagian dari kebutuhan BBM dalam negeri dipenuhi oleh minyak impor

dan saat ini impor BBM mencapai 30 persen dari kebutuhan dalam negeri (Ariati,

2007). Angka tersebut relatif tinggi karena Indonesia merupakan negara penghasil

minyak mentah. Di sisi lain laju peningkatan konsumsi bahan bakar minyak di

dalam negeri yang semakin tinggi menyebabkan jumlah impor bahan bakar

minyak (BBM) pada tahun 2010 diperkirakan akan meningkat 40 persen dari

kebutuhan dalam negeri. Oleh sebab itu, ketergantungan impor Indonesia terhadap

komoditas BBM dan minyak mentah akan terus meningkat. Di sisi lain cadangan

minyak bumi Indonesia terbatas.

Untuk mengurangi jumlah penggunaan BBM, pemerintah telah

mengeluarkan peraturan antara lain INPRES No.1 tahun 2006 tentang penyediaan

dan pemanfaatan bahan bakar nabati (biofuel) sebagai bahan bakar lain, dan

3

PERPRES No. 5 tahun 2006 tentang kebijakan energi nasional yang menjelaskan

target pemerintah di bidang konversi energi melalui pemanfaatan sumber energi

alternatif. Biodiesel berpotensi menggantikan solar dan bisa menjadi solusi

permasalahan bahan bakar minyak (BBM) di masa mendatang.

Informasi yang menyatakan FAME (biodiesel) dengan stabilitas oksidasi

dan termal yang lebih rendah dibanding petroleum diesel telah mendorong

beberapa fihak untuk melakukan hydrogenated vegetable oil (HVO) agar stabilitas

oksidasi dan oksidasi termal lebih baik dari peroleum diesel. dengan

pertimbangan bila tidak dilakukan akan membuat FAME (biodiesel) akan tidak

kompetitif dengan HVO. Sebenarnya reaksi oksidasi ini terjadi karena pengaruh

oksigen atmosfir dalam biodiesel (autoxidation). Proses ini berlangsung selama

transportasi dan penyimpanan biodiesel dan dalam tangki bahan bakar di

kendaraan.

Biodiesel termasuk golongan alkil ester dengan nama kimia alkil ester

mempunyai kemiripan sifat dengan solar. Biodiesel merupakan salah satu jenis

bahan bakar pengganti solar yang yang berasal dari minyak nabati yang bahan

bakunya bisa diperbaharui dengan cara budidaya. Beberapa sumber minyak

nabati yang bisa digunakan sebagai sumber bahan biodiesel adalah biji sawit, biji

jarak, biji nyamplung, kelapa, kedelai dan lainnya. Penggunaan biodiesel sebagai

bahan bakar untuk mesin diesel mempunyai beberapa keuntungan antara lain bisa

mengurangi ketergantungan terhadap pasar minyak dunia, menjadikan substitusi

bahan bakar solar (biosolar) dan bisa mengurangi emisi gas buang kendaraan

(Wirawan, et al., 2008; Carraretto, et. al., 2004). Biodiesel merupakan metil ester

(fatty acid methyl ester) yang diproses dengan cara transesterifikasi antara

trigliserida yang berasal dari minyak nabati atau lemak hewan dengan alkohol

rantai pendek terutama metanol untuk digunakan sebagai bahan bakar mesin

diesel (Mettelbach dan Remschmidt, 2004; Knothe, 2005).

Penggunaan biodiesel sebagai bahan bakar substitusi solar harus diikuti

dengan pengembangan teknologi proses yang efisien dan ekonomis. Hal ini

sejalan dengan road map biodiesel yang mengharuskan menerapkan teknologi

4

yang lebih maju sejalan dengan waktu (Ariyati, 2007). Proses transesterifikasi

tersebut bisa dilakukan dengan menggunakan katalis atau tanpa katalis. Katalis

yang digunakan dalam proses transesterifikasi (catalytic transesterification) bisa

terdiri dari katalis asam, basa, dan biokatalis (enzim), sedangkan untuk untuk

proses transesterifikasi tanpa katalis (non-catalytic transesterification) bisa

diproses pada tekanan atmosfir dan kondisi tekanan tinggi (supercritical). Secara

skematis metode-metode transesterifikasi dapat dilihat dalam Gambar 2.

Sejauh ini teknik produksi biodiesel komersil umumnya dilakukan dengan

proses transesterifikasi menggunakan katalis basa. Salah satu masalah yang

dihadapi dalam menghasilkan biodiesel dengan metode ini adalah laju reaksi atau

efektifitas proses transesterifikasi yang masih relatif lambat sehingga berimplikasi

terhadap jumlah energi yang dibutuhkan dalam proses relatif besar (Carraretto et

al., 2004; Mootabadi et al., 2008; Ajav dan Akingbehin, 2002). Untuk lebih

mendapatkan proses yang lebih efisien dari proses katalis basa ini, maka perlu

dikembangkan suatu rekayasa proses yang lebih efisien diilihat dari pemakaian

energi, laju reaksi, waktu reaksi.

Masalah dalam proses transesterifikasi katalis basa tersebut adalah sukar

bercampurnya trigliserida dan metanol. Dengan mekanisme pencampuran biasa

menggunakan blade agitator, frekuensi tumbukan kurang optimal bila dilakukan

Gambar 2. Opsi proses transesterifikasi (Joeliangsih, 2008; Mettelbach dan Remschmidt, 2004)

5

pada putaran (rpm) yang rendah. Bahan-bahan tersebut bisa bereaksi atau proses

reaksi bisa mengarah ke kanan bila diterapkan mekanisme pengadukan yang amat

kuat (vigorous stirring) dan suhu yang relatif tinggi (Darnoko dan Cheryan,

2000a). Dengan kata lain dibutuhkan putaran (rpm) yang amat tinggi, di mana

sebagai konsekuensinya memerlukan daya (horse power / hp) yang cukup besar.

Untuk memperbaiki rekayasa proses ini maka perlu dikembangkan suatu

proses pengolahan biodiesel dengan katalis basa yang mempunyai sistem

pengadukan (stirring) yang lebih intensif sehingga laju reaksi lebih tinggi dari

yang sudah dicapai, konstanta reaksi (k) lebih tinggi, dan energi aktivasi (Ea)

yang lebih rendah. Untuk pengembangan rekayasa proses ini diperlukan suatu

pendekatan rancangan peralatan yang baru. Salah satu pendekatannya adalah

pemanfatan sistem pengadukan static-mixer pada reaktor biodiesel.

Rasio energi (perbandingan energi output – input) di dalam suatu proses

pengolahan biodiesel dapat dijadikan suatu ukuran nilai efisiensi ekonomis dan

teknis selama proses berlangsung sehingga dapat dijadikan cara untuk

menentukan metode yang terbaik dalam pengolahan biodiesel (Costa, 2006;

Mootabadi, et al., 2008; Spath dan Mann, 2000 ). Semakin tinggi nilai rasio energi

maka akan semakin efisien energi yang digunakan untuk poduksi biodiesel.

Penelitian yang membahas analisis rasio energi dari pengolahan biodiesel masih

belum banyak dilakukan. Sejauh ini penelitian rasio energi biodesel dilakukan

dengan menggunakan reaktor konvensional (blade agitator). Dalam penelitian ini

akan dilakukan proses transesterifikasi dengan menggunakan reaktor static-mixer

di samping itu juga dihitung energi input untuk pemanasan awal minyak dan

purifikasi (pencucian dan pengeringan).

1.2 Rumusan Masalah

Sistematika perumusan masalah yang akan dikaji dalam penelitian ini

adalah sebagai berikut:

Transesterifikasi minyak nabati menjadi biodisel dengan katalis basa masih

menghasilkan laju reaksi yang rendah sehingga waktu reaksi transesterifikasi

relatif masih lama (1-2 jam pada kondisi reaksi T 65 oC dan tekanan atmosfir).

6

Metode pengadukan yang banyak diterapkan masih menggunakan metode

pengadukan (mixing) konvensional dalam proses produksi biodisel (blade

agitator); akibatnya bila pengadukan kurang kuat mengakibatkan efektifitas reaksi

(frekuensi) tumbukan berkurang serta menghasilkan nilai konstanta reaksi (k)

yang relatif kecil,

Konversi biodiesel (metil ester) dari minyak nabati (triglserida) dengan

katalis basa dipengaruhi pengadukan (vigorous stiring), semakin tinggi rpm

produksi semakin tinggi produksi/laju pembentukan metil ester. Pengadukan

yang efektif diperkirakan dapat meningkatkan reaksi tumbukan, laju reaksi, dan

meningkatkan konstanta reaksi pada proses produksi biodiesel.

1.3 Kerangka Pemikiran

Waktu reaksi yang relatif lama dan konsumsi energi yang tinggi

merupakan kendala dalam pengolahan biodiesel dari minyak nabati dengan

metode katalitik basa. Lamanya reaksi disebabkan laju reaksi pembentukan metil

ester (biodiesel) masih lambat. Lambatnya pembentukan metil ester ini erat

kaitannya dengan mekanisme pengadukan yang selama ini digunakan. Umumnya

pengolahan biodiesel menggunakan reaktor yang dilengkapi dengan blade

agitator untuk melangsungkan reaksi transesterifikasi. Persoalan dengan sistem

pengadukan bahan seperti ini adalah dua fase bahan dalam reaksi sulit bercampur.

Bila putaran blade agitator tidak tinggi akan memberikan efek pencampuran

yang tidak maksimal (laju reaksi yang lambat), sehingga sulit untuk mendapatkan

waktu reaksi yang singkat.

Untuk memecahkan masalah ini diperlukan suatu rekayasa proses dengan

suatu mekanisme sehingga proses dapat dilangsungkan dengan waktu yang relatif

singkat dan jumlah energi yang lebih kecil. Salah satu metode yang bisa

diterapkan adalah dengan penerapan sistem pengadukan statis (static-mixer).

Mekanisme pengadukan dengan static-mixer adalah suatu sistem pengadukan

yang menggabungkan mekanisme pencampuran bahan dengan cara dividing

(membagi), rotating (memutar), channeling (menghubungkan), diverting

(membelokan), dan recombining (menggabung kembali) aliran atau bahan yang

dicampur. Secara skematis skema kerangka pemikiran disajikan dalam Gambar 3.

7

Gambar 3. Kerangka pemikiran penelitian

8

Sejauh ini penelitian pengolahan biodiesel dengan menggunakan static-

mixer masih terbatas. Thompson (2007) melakukan penelitian pengolahan

biodiesel (canola metil ester) dari minyak canola menggunakan static-mixer skala

30 ml dengan melihat pengaruh berbagai konsentrasi katalis. Reaktor static-mixer

merupakan reaktor skala laboratorium dengan lebar elemen 4,9 mm dan panjang

300 mm. Hasil penelitian menunjukkan waktu pengolahan metil ester yang

terbaik (total gliserol terendah) dicapai pada suhu 60 oC, konsentrasi katalis 1,5 %

dengan waktu proses 30 menit.

Untuk memperbaiki rekayasa proses ini diperlukan suatu rancangan

peralatan yang baru yaitu reaktor static mixer yang mampu memberikan konstanta

reaksi yang lebih tinggi dan memberikan efisiensi energi (rasio energi output-

input) yang tinggi.

1.4 Hipotesis

Tiga hipotesis yang dikemukakan dalam penelitian ini terdiri dari:

1. Konstanta laju reaksi (k) dan frekuensi tumbukan (A) dapat meningkat

dengan sistem pengadukan static-mixer

2. Waktu reaksi pembentukan biodiesel (fatty acid methyl ester atau FAME)

dengan static-mixer akan lebih singkat dibandingkan waktu reaksi

menggunakan blade agitator 3. Konsumsi energi dapat berkurang dengan penerapan static-mixer dalam

reaktor pengolahan biodiesel

1.5 Tujuan Penelitian

Tujuan penelitian adalah untuk mengkaji reaksi pengolahan biodiesel dari

minyak sawit dengan reaktor static-mixer sehingga diperoleh waktu

transesterifikasi lebih singkat dan kebutuhan energi pengolahan relatif lebih kecil

dibandingkan reaktor blade agitator. Secara spesifik tujuan penelitian adalah

untuk:

1. Menentukan kinetika reaksi transesterifikasi (laju reaksi, konstanta laju reaksi

k, energi aktivasi Ea, dan frekuensi tumbukan A) menggunakan reaktor

9

static-mixer pada beberapa tingkat suhu yaitu 50, 55, 60, 65, dan 70oC pada

tingkat suhu yang sama pada tekanan atmosfir. Sebagai pembanding proses

transesterifikasi dengan menggunakan blade agitator dilakukan.

2. Mengkaji kebutuhan energi transesterifikasi, kebutuhan energi pemanasan

awal dan purifikasi (pencucian dan pengeringan) dan rasio energi biodiesel

dari minyak curah sawit (refined bleached deodorized palm olein RBDPO).

1.6 Manfaat Penelitian

Manfaat yang diharapkan dari hasil penelitian ini adalah untuk 1)

memberikan informasi karakteristik transesterifikasi biodiesel dengan reaktor

static-mixer, 2) memberikan informasi rancangan sebagai bahan scale up reaktor,

dan 3) memberikan alternatif rancangan pengolahan biodiesel dengan waktu yang

lebih singkat dan energi pengolahan biodiesel lebih kecil.

1.7 Ruang Lingkup dan Outline Disertasi

Penelitian ini mengkaji pembuatan biodiesel dengan menggunakan sistem

pengadukan static-mixer. Dalam proses pembuatan biodiesel tersebut digunakan

bahan baku (feedstock) trigliserida (TG) dari minyak goreng sawit (RBDPO),

methanol (MeOH) dengan bantuan katalis KOH. Percobaan dilakukan dengan

mengunakan reaktor static-mixer dengan mereaksikan reaktan (TG, MeOH, dan

katalis sebanyak 16,5 liter (kapasitas maksimum reaktor 23 liter). Secara garis

besar pembuatan biodiesel terdiri dari tahap proses pemanasan awal minyak,

proses transesterifikasi, dan proses purifikasi (pencucian dan pengeringan). Untuk

memvalidasi hasil proses transesterifikasi dengan static-mixer maka dilakukan

juga percobaan yang sama dengan menggunakan reaktor blade agitator. Secara

garis besar pembahasan dalam penelitian ini terdiri dari 3 pembahasan, yaitu:

Pertama, pembahasan mengenai uji performansi (keseimbangan massa)

dan analisis pindah panas reaktor static-mixer. Analisis pindah panas yang diamati

dalam reaktor pada bagian pipa, dinding tangki, tutup atas, tutup bawah, dan static-

mixer.

10

Kedua, pembahasan mengenai kajian tentang menentukan kinetika reaksi

transesterifikasi (laju reaksi, konstanta laju reaksi k, energi aktivasi Ea, dan

frekuensi tumbukan A) menggunakan reaktor static-mixer pada beberapa tingkat

suhu yaitu 50, 55, 60, 65, and 70oC pada tekanan atmosfir. Hasilnya

dibandingkan dengan hasil yang dicoba dengan menggunakan reaktor blade

agitator pada kondisi percobaan yang sama.

Ketiga, pembahasan mengenai analisis kebutuhan energi pemanasan awal,

energi transesterifikasi, dan energi untuk purifikasi (pencucian dan pengeringan)

dan rasio energi biodiesel dari minyak curah sawit RBDPO. Penelitian dilakukan

dengan menggunakan reaktor static-mixer yang dioperasikan pada suhu 50, 55, 60,

65, and 70oC. Percobaan dengan kondisi yang sama juga dilakukan dengan reaktor

blade agitator untuk memvalidasi efisiensi energi.

11

II. TINJAUAN PUSTAKA

2.1 Biodiesel

Biodiesel merupakan sejenis bahan bakar diesel yang diproses dari bahan

hayati terutama minyak nabati dan lemak hewan dan secara kimiawi dinyatakan

sebagai monoalkil ester dari asam lemak rantai panjang yang bersumber dari

golongan lipida (Darnoko, et al., 2001; Tapasvi, et al., 2005; Ma dan Hanna,

1999). Biodiesel didefinisikan sebagai monoalkil ester rantai panjang dari asam

lemak yang diderivasi dari bahan yang dapat diperbaharui (renewable feedstocks),

seperti minyak nabati dan lemak hewan, untuk penggunaan penyundutan

kompresi (compression-ignition) dari mesin diesel (Krawczyk, 1996). Biodiesel

dianggap sebagai bahan bakar pengganti (alternatif) dari bahan bakar

konvensional diesel solar yang tersusun dari metil ester asam lemak (FAME).

Terminologi biodiesel berasal dari persetujuan Department of Energy

(DOE), The Environmental Protection Agency (EPA) dan The American Society of

Testing Materials (ASTM) sebagai salah satu energi alternatif untuk mesin diesel

(ASTM, 2002; DOE, 2009; EPA 2009 ). Istilah bio merujuk kepada bahan

terbarukan dan bahan hayati yang berbeda dari solar yang berbahan baku minyak

bumi. Dalam kenyataannya, biodiesel bisa digunakan murni (100 % metil ester)

atau sebagai campuran dengan perbandingan tertentu dengan bahan bakar solar.

Dalam istilah perdagangan campuran biodiesel dengan solar dinamakan dengan

notasi BXX. Misalnya bila campuran biosolar mengandung 5 % atau 10 % solar

maka notasi masing-masing biosolar dinyatakan sebagai B5 dan B10.

Biodiesel merupakan monoalkil ester (misal: fatty acid methyl

ester/FAME) yang diproses dengan metode transesterifikasi antara trigliserida

yang berasal dari minyak nabati atau lemak hewani dengan alkohol rantai pendek

terutama metanol untuk digunakan sebagai bahan bakar mesin diesel (Krawczyk,

1996; Mittelbach, and Reshmidt, 2004; Knothe, 2005). Sehubungan dengan

proses transesterifikasi ini proses pengolahan banyak diteliti dan dikembangkan

untuk mendapatkan proses yang lebih efisien.

12

2.2 Proses Transesterifikasi

Reaksi transesterifikasi memegang peranan penting dalam pengolahan

biodiesel dari minyak nabati (trigliserida atau TG). Reaksi transesterifikasi disebut

juga reaksi alkoholisis dan proses ini sering dikaitkan dengan proses untuk

mengurangi viskositas trigliserida (TG) (Otera, 1993). Reaksi transesterifikasi

secara umum dinyatakan sebagi berikut (persamaan 1):

Bila methanol (MeOH) digunakan dalam reaksi di atas maka reaksinya

disebut metanolisis dan reaksinya bisa dilihat seperti pada Gambar 4. Untuk

menjadikan biodiesel, minyak nabati diproses secara kimia dengan cara

transesterifikasi dengan keberadaan alkohol (metanol atau etanol) dan katalis

(basa atau asam) untuk menghasilkan alkil ester (biodiesel) dan gliserol sebagai

hasil samping.

H2C O C

O

R1

HC O C

O

R2

H2C O C

O

R3

3CH3OH

MeOH

H3C O C

O

R1

H3C O C

O

R2

H3C O C

O

R3

H2C OH

HC OH

H2C OH

TG FAME GL

............ [2]

Gambar 4. Reaksi alkoholisis TG dengan MeOH reaksi keseluruhan pers. [2];

tiga reaksi berurutan dan reversibel pers. [3] (R1,2,3 = asam lemak)

Trigliserida (TG) sebagai komponen utama dari minyak nabati bila

direaksikan dengan dengan alkohol (misal methanol), maka ketiga rantai asam

lemak akan dibebaskan dari skeleton gliserol dan bergabung dengan methanol

untuk menghasilkan asam lemak alkil ester (misal asam lemak metil ester atau

TG + CH3OH DG + CH3COOR1 DG + CH3OH MG + CH3COOR2 ……......[3] MG + CH3OH GL + CH3COOR3.

RCOOR1 + R2OH RCOOR2 + R1OH ………………….…..…..[1] Ester Alkohol Ester Alkohol

13

FAME). Reaksi transesterifikasi merupakan reaksi tiga tahap dan reaksi balik

(reversible) yang membentuk tiga molar FAME dan satu molar gliserol (GL) dari

satu molar trigliserida (TG) dan tiga molar methanol. Digliserida (DG) dan

monogliserida (MG) merupakan hasil reaksi antara (intermediate). Terdapat dua

jenis proses transesterifikasi yaitu transesterifikasi dengan katalis dan

transesterifikasi tanpa katalis. Katalis diharapkan dapat mempengaruhi laju reaksi

dalam memproduksi biodiesel secara katalitik pada skala komersial.

2.2.1 Faktor-Faktor Yang Mempengaruhi Proses Transesterifikasi

Transesterifikasi minyak nabati menjadi biodesel merupakan suatu proses

bertahap dan reversible. Proses ini dipengaruhi oleh beberapa parameter antara

lain: 1) Homogenisasi reaksi (keseragaman pencampuran), 2) molar rasio antara

methanol and minyak nabati, 3) suhu reaksi, 4) tekanan dalam reaksi, 5) waktu

reaksi, dan 6) jenis katalis (Mettelbach dan Reshmidt, 2004).

2.2.1.1 Homogenisasi Reaksi (Pencampuran)

Homogenisasi campuran dalam reaksi merupakan salah satu parameter

penting yang mempengaruhi efektifitas reaksi karena dari kondisi ini maka reaksi

tumbukan akan terjadi yang pada akhirnya akan mempengaruhi laju reaksi,

konstanta reaksi, energi aktivasi dan lama reaksi. Transesterifikasi tidak akan

berlangsung baik bila campuran bahan tidak dihomogenisasi terutama selama

tahap awal proses. Pengadukan yang kuat (vigorous stirring) merupakan salah

satu metode homogenisasi yang cukup berhasil untuk proses yang dilakukan

secara batch dan kontinyu (darnoko dan Cheryan, 2000)..

2.2.1.2 Rasio Molar

Rasio molar antara methanol dan minyak nabati tergantung dari jenis

katalis yang digunakan. Untuk menjamin reaksi transesterifikasi berlangsung ke

arah kanan maka direkomendasikan menggunakan katalis berlebih. Menurut

Freedman et al.,(1986), perbandingan rasio molar 6 : 1 dari methanol terhadap

katalis basa bisa digunakan untuk mendapat rendemen ester yang maksimum.

Rasio molar yang digunakan biasanya tidak melebihi perbandingan ini, dan bila

14

jumlah alkohol terlalu berlebih maka akan berakibat menganggu pemisahan

gliserol (Srivasta dan Prasad, 2000). Rasio molar untuk proses transesterifikasi

dengan katalis asam perbandingannya direkomendasikan bisa mencapai 30 : 1

(Mittelbach dan Reshmidt, 2004).

2.2.1.3 Suhu Reaksi

Transesterifikasi dapat dilakukan pada berbagai tingkatan suhu tergantung

dari jenis minyak nabati yang digunakan. Dalam proses metanolisis kastor oil

menjadi metil risinoleat, reaksi akan berlangsung memuaskan bila dioperasikan

pada suhu 20 – 35oC dengan rasio molar 6 :1 and 12 : 1 menggunakan NaOH

sebagai katalis (Fredman et al., 1984). Untuk transesterifikasi minyak kedelai

dengan metanol molar ratio yang digunakan adalah 6 : 1 dengan 1 % NaOH,

untuk berbagai suhu transesterifikasi (Fredman et al., 1986). Setelah satu jam

proses ester yang terbentuk adalah 94,87 % dan 64 % untuk suhu 45 dan 32 oC.

Suhu reaksi mempengaruhi laju reaksi dan ester yang terbentuk. Yamazaki et al.,

(2007) menjelaskan flowrate produksi FAME meningkat dari 0,1 g/menit mulai

pada suhu 250 oC menjadi 1,0 g/menit pada suhu 330 oC.

2.2.1.4 Waktu Reaksi

Laju produksi metil ester sangat dipengaruhi oleh waktu reaksi

transesterifikasi. Fredman et al. (1984) melaporkan bahwa transesterifikasi

minyak kacang, cotton seed, minyak bunga matahari, dan kedelai dengan rasio

molar metanol terhadap minyak 6 : 1 dengan katalis sodium methoxide pada suhu

60oC. Hasil pengamatan menunjukkan setelah 1 menit diperoleh hasil metil ester

80 % dan mencapai maksimum setelah waktu reaksi 1 jam dengan hasil metil

ester 93 -98 % (Fredman et al., 1986). Ma dan Hanna (1999) juga melaporkan

bahwa pengaruh waktu reaksi dalam proses transesterifikasi lemak hewan dengan

hasil metil ester 1 – 38 %. Laju produksi metil ester mencapai maksimum setelah

waktu berjalan 15 menit (Fredman et al., 1984). Yuswono et al. (2008)

mengolah minyak minyak CPO dengan rasio molar metanol terhadap minyak 6 :

1 (katalis NaOH) dengan hasil metil ester 97 – 99 % dalam waktu 1 jam dengan

15

penghitungan waktu reaksi dimulai saat suhu bahan secara keseluruhan telah

mencapai 70 oC

2.2.1.5 Tekanan Reaksi

Metil ester dapat direaksikan dalam kondisi tekanan rendah dan tinggi.

Secara komersil produksi biodiesel dari minyak nabati dilangsungkan pada

tekanan rendah guna mengurangi biaya pengolahan dan keamanan dan umumnya

dilakukan pada tekanan atmosfir. Proses produksi biodiesel dengan tekanan

tinggi dapat dilangsungkan di atas tekanan 100 bar pada suhu 250 oC dengan

kelipatan 7 hingga 8 molar ekses dalam keberadaan katalis basa (Gerpen dan

Knothe, 2005). Tekanan reaksi yang tinggi ini juga bisa dilakukan pada

transesterifikasi tanpa katalis yang dilakukan pada tekanan 8,09 MPa dan suhu

optimal 350 oC (Kusdiana dan Saka, 2000). Keuntungan penggunaan tekanan

tinggi dalam proses transesterifikasi adalah bahan baku yang mengandung lebih

20 % FFA dapat diolah tanpa perlakuan pendahuluan serta dapat menghasilkan

gliserol kandungan tinggi dapat dihasilkan sebagai hasil samping (Kusdiana dan

Saka, 2000 Kusdiana dan Saka, 2000). Pendekatan yang diusulkan Mittelbach

dan Junek (1986) yaitu penggunaan tekanan rendah merupakan rekomendasi yang

sudah banyak diterapkan dan berhasil dilakukan dalam mengolah biodiesel.

2.2.1.6 Jenis Katalis

Untuk mencapai hasil atau rendemen yang maksimum, transesterifikasi

biasanya dilangsungkan dengan keberadaan katalis baik katalis basa (alkali)

ataupun asam. Katalis basa yang sering digunakan adalah NaOH dan KOH.

Katalis NaOH sering digunakan karena lebih reaktif dan murah. Katalis dari

kompon logam, silikat, dan enzim atau biokatalis seperti enzim lipase bisa juga

digunakan dalam sintesis biodiesel. Jumlah optimum alkali basa yang baik

digunakan berkisar anatar 0,5-1,0 % dari berat minyak nabati (Fredman et al.,

1984). Katalis asam bisa juga digunakan untuk proses produksi biodiesel.

Transesterifikasi dengan katalis asam lebih lambat dari katalis basa. Katalis asam

cocok untuk proses trigliserida dengan kandungan asam lemak dan kandungan air

16

yang tinggi (Aksoy et al., 1988). Contoh katalis asam yang sering digunakan

adalah H2SO4 (disajikan lebih lanjut dalam sub Bab 2.2.2).

2.2.2 Penggunaan Katalis

Katalis dalam proses produksi biofuel (misal esterifikasi atau

transesterifikasi) merupakan suatu bahan (misal basa, asam atau enzim) yang

berfungsi untuk mempercepat reaksi dengan jalan menurunkan energi aktivasi

(actifation energy, Ea) dan tidak mengubah kesetimbangan reaksi, serta bersifat

sangat spesifik. Sebenarnya proses produksi bisa berlangsung tanpa katalis akan

tetapi reaksi akan berlangsung sangat lambat, membutuhkan suhu yang tinggi dan

tekanan yang tinggi pula. Umumnya untuk mencapai hasil (yields) ester yang

memuaskan dalam kondisi reaksi yang sedang, produksi biodiesel dilakukan

dengan keberadaan katalis yang meliputi katalis basa (alkali), asam termasuk

katalis bahan transisi logam, dan katalis enzim.

Menurut perbedaan fase dengan reaktan, katalis dapat dibagi menjadi

katalis homogen yang memiliki fase yang sama dengan reaktannya dan katalis

heterogen yang berbeda fase dengan reaktannya (contohnya, katalis padat pada

campuran reaktan cair). Katalis heterogen menyediakan permukaan luas untuk

tempat reaksi kimia terjadi. Agar reaksi terjadi, satu atau lebih reaktan harus

tersebar pada permukaan katalis dan teradsorb ke dalamnya. Setelah reaksi

selesai, produk menjauh dari permukaan katalis padat. Seringkali, perpindahan

reaktan dan produk dari satu fase ke fase lainnya ini berperan dalam menurunkan

energi aktivasi (Mittelbach dan Remschmidt, 2004).

2.2.2.1 Katalis Basa

Kelebihan (keuntungan) penggunaan katalis basa adalah kondisi operasi

dapat dilakukan dalam kondisi reaksi sedang (mild) seperti tekanan dan suhu

rendah (1 atm, suhu 60-65oC ), molar rasio yang rendah (1 % dari jumlah minyak

nabati), memberikan waktu reaksi yang relatif cepat (sekitar 1 jam), dan

memberikan efek korosi yang rendah terhadap peralatan pengolahan (bisa

digunakan jenis bahan logam berkarbon / carbon steel reaktor). Kelemahan

17

penggunaan katalis basa adalah memerlukan pengadukan yang cukup kuat

sehingga merata untuk memperoleh hasil yang maksimal. Di samping itu dalam

proses purifikasi biodiesel dari katalis dan bahan lainnya memerlukan waktu yang

cukup lama seperti dalam proses decanting, netralisasi, washing, dan drying.

(Friedman et al., 1984; Friedman et al., 1986; Noureddini and Zhu, 1997;

Darnoko dan Cheryan, 2000).

Saat ini hampir seluruh reaksi pengolahan biodiesel skala komersial

menggunakan katalis basa homogen. Katalis yang bersifat basa lebih umum

digunakan pada reaksi transesterifikasi karena menghasilkan metil ester yang

tinggi dan waktu yang cepat. Konsentrasi katalis yang umum digunakan adalah

0.5-4% dari berat minyak (Mittelbach dan Reschmidt, 2004; Zhang et al., 2003,).

Namun pemakaian katalis basa hanya berlangsung sempurna bila minyak dalam

kondisi netral dan tanpa keberadaan air. Secara garis besar reaksi yang

berlangsung disajikan dalam persamaan [4] dan reaksi pembentukan sabun

disajikan dalam persamaan [5].

Katalis homogen selama ini telah digunakan secara luas pada produksi

biodiesel, karena harganya yang murah. Walaupun begitu, untuk aplikasi industri

katalis heterogen yang berwujud padat menawarkan keuntungan dibandingkan

katalis homogen, yaitu mudahnya pemisahan katalis dari produk dengan cara

penyaringan dan tidak perlu proses netralisasi untuk menghilangkan sisa katalis.

Beberapa katalis heterogen pada proses pembuatan biodiesel menggambarkan

bahwa katalis yang mengandung campuran unsur Ca dan Mg, serta katalis yang

mengandung K menghasilkan rendemen metil ester yang tinggi.

Katalis bersifat basa yang umum digunakan adalah basa Brönsted

sederhana seperti NaOH dan KOH. Freedman et al. (1984) membandingkan

penggunaan katalis basa NaOH dan NaOCH3 pada saat memproduksi biodiesel

RONa RO- + Na+ Na + ROH RO- + Na+ + ½ H2 (g) NaOH + ROH RO- + Na+ + H2O

R1COOR2 + NaOH R1COONa + R2OH ……………............[5]

...….............[4]

18

dari minyak kedelai. Hasil penelitian mereka adalah bahwa jumlah katalis optimal

adalah 1% NaOH atau 0,5% NaOCH3.

Noureddini dan Zhu (1997) menghasilkan rendemen metil ester 80%

dari minyak kedelai pada rasio molar metanol-asam lemak 6:1, suhu 60°C, laju

pengadukan 300 rpm selama dua jam, dan katalis NaOH 2-4%. Freedman et al.

(1984) menyebutkan metil ester dari minyak jelantah dengan kondisi terbaik pada

rasio molar metanol terhadap minyak 6:1, katalis KOH 1% dan suhu 65°C.

Secara komersial biodiesel banyak diproduksi dengan transesterifikasi alkali

(basa) di bawah tekanan atmosfir, diproses secara batch, dioperasikan pada suhu

60 – 70 oC dengan methanol berlebih serta menggunakan katalis NaOH. Dalam

proses ini metil ester akan terbentuk secara maksimal dalam waktu 60 menit.

Dengan kondisi proses tersebut hasil atau kandungan metil ester yang terbentuk

sekitar 97 - 99% (Freedman et al.,1984,) dan proses yang dipilih bergantung

dari mutu bahan baku (minyak nabati) awal. Bila minyak mempunyai nilai FFA <

0,5 % maka bisa langsung diproses dengan transesterifikasi dengan katalis basa

eperti tersaji dalam diagram proses pada Gambar 5. Bila kandungan FFA > 5 %

maka proses harus dilakukan dengan Es-trans (esterifikasi-transesterifikasi).

Tahap awal dilakukan netralisasi dengan mereaksikan minyak dengan metanol

dan asam misal H2SO4 (proses ini disebut esterifikasi) sehingga nilai FFA minyak

akan turun atau < 0,5 dan selanjutnya dilanjutkan dengan proses transesterifikasi.

Proses esterifikasi dan esterifikasi-transesterifikasi (estrans) disajikan dalam

Gambar 6.

Setelah reaksi selesai akan terbentuk 2 lapisan, lapisan atas berupa metil

ester atau biodiesel serta bagian bawah adalah gliserol. Pada metil ester yang

terbentuk ditambahkan asam untuk menetralisir katalis basa dan didiamkan

(settling). Untuk purifikasi lebih lanjut biodiesel yang terbentuk dicuci dengan air

panas (90 oC) sehingga impurities (pengotor) seperti FFA, NaOH, sedimen

terlarut. Pengeringan (drying) perlu dilakukan guna mencapai kandungan air yang

serendahnya dari biodiesel, dan metanol yang tidak bereaksi (unreacted methanol)

dalam biodiesel digunakan ulang (recovery) dengan jalan destilasi atau evaporasi

19

(Freedman et al., 1984; Noureddini dan Zhu, 1997; Darnoko dan Cheryan, (2000).

Untuk lebih meningkatkan mutu biodiesel hasil purifikasi difilter kembali

sehingga grade biodiesel akan lebih baik.

Gambar 5. Diagram proses transesterifikasi (untuk FFA minyak < 0,5 %)

20

2.2.2.2 Katalis Asam

Katalis asam memberikan keuntungan antara lain cocok untuk proses

pengolahan biodiesel dengan bahan baku (feedstock) dengan tingkat keasaman

yang tinggi atau untuk proses / transesterifikasi (dengan asam lemak bebas yang

tinggi). Oleh karena itu cocok untuk proses transesterifikasi minyak sawit atau

minyak jelantah (waste edible oil), pada reaksi [6] proses esterifikasi dari asam

lemak bebas, sedangkan pada persamaan [7] disajikan mekanisme reaksi

transesterifikasi dengan katalis asam. Keunggulan lain dari katalis asam adalah

mampu menjadikan produk ester dengan rantai cabang yang panjang, dan katalis

asam dapat digunakan dalam tahap pra-esterifikasi. Mekanisme reaksi katalis

asam disajikan dalam Gambar 7.

Kekurangan penggunaan katalis asam adalah: 1) memberikan reaksi

yang sangat lambat (pada T 65oC, rasio molar metanol terhadap minyak 30,

memerlukan waktu 50 jam), 2) menghasilkan produk yang tidak diinginkan

(dialkil eter atau gliserol eter bila suhu reaksi dinaikan), dan 3) konversi ester

menurun dengan adanya kandungan air. Transesterifikasi berkatalis asam lebih

Gambar 6. Diagram proses Es-trans (esterifikasi-transesterifikasi) untuk FFA minyak > 0,5 %)

21

toleran terhadap asam lemak bebas tinggi, tetapi membutuhkan pemanasan tinggi

dan waktu yang lama (Canakci dan Gerpen, 1999).

Secara garis besar katalis asam terdiri dari katalis asam homogen dan

katalis asam heterogen. Katalis asam homogen terdiri dari beberapa jenis yang

masing-masing memberikan kinerja yang berbeda seperti terlihat dalam Tabel 2.

Demikian juga dengan katalis asam heterogen mempunyai fungsi dan karakteristik

yang spesifik tergantung dari jenisnya seperti dapat dilihat dalam Tabel 3.

Transesterifikasi katalis asam dilakukan dalam rangka mensintesis minyak yang

mempunyai nilai FFA tinggi. Katalis asam seperti asam sulfat, asam phospat,

asam klorida cocok untuk reaksi yang minyak mempunyai bilangan asam lemak

bebas yang tinggi. Menyerupai sistem katalis enzimatis, reaksi katalis asam

memerlukan waktu reaksi jauh lebih panjang dibanding reaksi katalis basa

(Nelson et al., 1996; Watanabe et al., 2001, Canakci, M dan Gerpen, 2001; Linko

et al., 1998). Proses transesterifikasi tidak banyak diterapkan dalam skala

produksi karena dianggap tidak ekonomis dan dianggap time consuming.

Gambar 7. Mekanisme reaksi katalis asam (Schuchardt et al., 1998)

RCOOH + R’OH OOR’ + H2O ..………………………………....[6]

H2SO4 2H+ + SO42- .………..…….…………………...….........,….[7]

OR RCOOCR1 + H+ R1 C OH+ ...................................[8] OR OR R1 C OH+ + HOR’ R1 C OH + H+ ......................[9] OR OR’ R1 C OH R1COOR’ + HOR ..........................................[10] OR’

22

Tabel 2. Karakteristik katalis asam homogen Jenis katalis Contoh

katalis Minyak -

lemak Kondisi reaksi Jenis

alkohol Yield ester

Asam mineral

H2SO4, H3PO4 Minyak nabati FFA tinggi

T 65-250o C alkohol:minyak=

5,5-30:1 waktu 3 -50 jam

Metanol, etanol, 1-butanol

99 %

Asam alfatik dan sulfonik

p-toluen, xilen dan asam sulfat benzena (+H2SO4) C10-C12 asam sulfat benzena alkil, asam sulfat metana

Minyak nabati FFA tinggi


3-7:1

Metanol, aqu etanol

90,5-97 %

Asam Lewis dan halogenida

BF3 (NaOH), SnCl2, AlCl3, CoCl2InI3

Minyak sunflower, & minyak lain


6:1, Waktu 8 jam

metanol tidak ada data

Sumber : Mittlebach dan Remschmidt (2004)

Tabel 3. Karakteristik katalis asam heterogen Jenis katalis Contoh katalis Minyak - lemak Kondisi reaksi Jenis

alkohol Yield ester

Penukar ion kuat

H2SO4, H3PO4 Minyak nabati FFA tinggi


5,5-30:1 waktu 3 -50 jam

Metanol, etanol, 1-butanol

99 %

Fosfat logam p-toluen, xilen dan asam sulfat benzena (+H2SO4) C10-C12 asam sulfat benzena alkil, asam sulfat metana



3-7:1

Metanol, etanol

90,5-97 %

Logam oksida transisi

BF3 (NaOH), SnCl2, AlCl3, CoCl2InI3

Minyak sunflower, dan minyaknabati lain


6:1 Waktu 8 jam

metanol tidak ada data

Garam logam transisi dari asam amino

Zn dan Cd ariginate

Palm oil dn sunflower oil

3 jam metanol > 50 %

Garam logam transisi dari asam lemak

Zn dan Mn palmitat


- metanol > 92 %

Garam logam transisi dari alkil asam sulfonik benzena dan asamsulfonik alkana

Zn, Ti, Cr, Co, Cd

Minyak nabati FFA tinggi (unrefined) dari FFA tallow

4,75 jam metanol 96 %

Sumber : Mittlebach dan Remschmidt (2004)

23

2.2.2.3 Katalis Enzim

Katalis enzim memberikan kemampuan untuk : 1) penggunaan berulang-

ulang hingga 50 kali tanpa kehilangan potensi katalitiknya, 2) penggunaan

metanol yang sedikit. 3) katalis enzim bisa mengkonversi metil ester pada suhu,

tekanan, dan pH sedang, 4) hasil reaksi memberikan proses purifikasi lebih

mudah, 5) mutu gliserol yang tinggi sebagai by product, 6) menunjang

pencegahan kerusakan lingkungan (mengurangi limbah cair), 7) dilakukan dalam

satu tahap proses, dan 8) bisa mengolah feedstock dengan keasaman yang tinggi

tanpa perlakuan awal (Choo dan Ong, 1986; Mittelbach, 1990; Nelson et al.,1996;

Wu et al.,1999; Fukuda et al., 2001; Ban et al.,2001)

Kekurangannya terkait dengan waktu transesterifikasi yang lama,

berlangsung pada pH tertentu, cocok dengan pelarut tertentu, dan kandungan air

tertentu, harga katalis yang mahal, efisiensi reaksi rendah, enzim membutuhkan

imobilisasi dan membutuhkan penambahan air (10 wt %) sehingga yield ester

turun drastis, serta enzim mudah untuk non aktif dalam minyak (phospolipid),

sehingga minyak nabati harus dilakukan degumming (Choo and Ong, 1986;

Nelson et al.,1996; Wu et al.,1999; Fukuda et al., 2001; Ban et al.,2001)

Katalis enzim akan mudah mengubah FFA menjadi FAME dengan

konversi yang cukup seperti untuk bahan baku minyak jelantah (Fukuda et al.,

2001). Alkoholisis enzimatis masih memerlukan biaya lebih tinggi dibandingkan

katalis basa. Enzim lipase sering digunakan sebagai katalis, dan hasil dari proses

ini adalah gliserol yang terbentuk dapat dengan mudah digunakan tanpa proses

yang rumit serta FFA dalam minyak dapat dengan mudah dikonversi menjadi

metil ester. Sebagai perbandingan dari proses katalis basa dan enzimatis dapat

dilihat dalam Tabel 4.

24

Tabel 4. Perbandingan Metode katalis lipase dan alkali dalam pengolahan biodiesel

Parameter Katalis basa Katalis lipase

Suhu reaksi 60 – 70 oC 30 – 40 oC

FFA dalam bahan saponified products metil ester

Air dalam bahan bereaksi tidak ada pengaruh Hasil metil ester normal lebih tinggi

Recovery glyserol sulit mudah

Purifikasi metil ester berulang tidak ada

Biaya produksi murah relatif mahal

*)Sumber : (Fukuda et al., 2001)

2.2.2.4 Transesterifikasi non-Katalis

Transesterifikasi non-katalis merupakan salah satu metode pengolahan

biodiesel dengan tujuan pengurangan waktu reaksi, peniadaan penggunaan katalis,

purifikiasi yang lebih baik, dan meningkatkan mutu hasil proses biodiesel. Pada

Tabel 5 disajikan perbandingan karakteristik pengolahan biodiesel dengan

bantuan katalis dan non-katalis.

Tabel 5. Komparasi metode katalis dan non-katalis *)

Parameter Katalis Superkritik MeOH

Waktu reaksi 1 – 8 jam 120 – 240 detik Kondisi reaksi tekanan 0,1 MPa,

suhu 30 – 65 oC Tekanan > 8.09 MPa

suhu > 239.4 oC Katalis basa atau asam tidak ada FFA saponified products metil ester Hasil (yield) normal lebih tinggi Hasil purifikasi metanol, katalis dan

saponified productsmetanol

Proses bertahap sederhana Konsumsi energi rendah tinggi *)Sumber : (Fukuda et al., 2001; Saka and Kusdiana, 2000)

25

2.2.3 Kinetika Reaksi

2.2.3.1 Tumbukan (collisions)

Reaksi yang hanya melibatkan satu partikel mekanisme tumbukan

berlangsung secara sederhana akan tetapi bila reaksi yang melibatkan tumbukan

antara dua atau lebih partikel mekanisme reaksi menjadi lebih rumit. Reaksi yang

melibatkan tumbukan antara dua partikel dapat bereaksi jika partikel-partikel

melakukan kontak satu dengan yang lain. Partikel-partikel harus bertumbukan

sehingga terjadi reaksi. Reaksi terjadi karena kedua partikel tersebut harus

bertumbukan dengan mekanisme yang tepat, dan partikel-partikel harus

bertumbukan dengan energi yang cukup untuk memutuskan ikatan-ikatan. Bila

dikaitkan mekanisme tumbukan dalam proses transesterifikasi (biodiesel) antara

trigliserida (TG) dan methanol (MeOH) maka dapat dijelaskan seperti dalam

Gambar 8 di bawah ini.

Tumbukan terjadi antara tiga molekul CH3OH atau (3A) dan satu molekul

trigliserida (TG). Keduanya bereaksi untuk menghasilkan 3 molekul fatty acid

methyl ester (FAME) dan 1 molekul gliserol (G). Sebagai hasil dari tumbukan

antara satu molekul TG dan tiga molekul methanol (MeOH) berubah menjadi tiga

moleklul FAME dan satu molekul GL. Di dalam reaksi transesterifikasi,

sebenarnya antara TG dan MeOH sukar sekali untuk bersatu (bereaksi) karena

Gambar 8. Reaksi transesterifikasi TG dan MeOH (E = ester, G = gliserida, A = alkohol, B = alkil dari alkohol)

26

kedua bahan tersebut mempunyai phase yang berbeda, di samping itu TG dan

MeOH mempunyai sifat elektronegatifitas yang berbeda dan menyebabkan ikatan

keduanya menimbulkan tolakan karena keduanya memiliki elektronegatifitas yang

tinggi (Atkins, 1986)

Untuk menjadikan reaksi berlangsung dan mengarah ke sebelah kanan

sehingga terbentuk 3 BE (biodiesel) maka diperlukan efek pengadukan yang

sangat tinggi (vigorous stirring) yang salah satunya dipunyai oleh static-mixer

yang bisa menghasilkan gaya inersia yang tinggi atau shear stress yang tinggi.

Kondisi ini sangat diperlukan terutama dalam tahap-tahap awal reaksi

transesterifikasi (persamaan 11) :

Di dalam reaksi transesterifikasi seperti di atas maka nilai konstanta laju reaksi (k)

harus mengikuti k1 > k2 >k3 (Levenspiel, 1972)

2.2.3.2. Energi tumbukan dan Laju Reaksi

Di dalam reaksi transesterifikasi partikel-partikel tersebut tidak dapat

bertumbukan melampui energi minimum yang disebut dengan energi aktivasi

reaksi (Ea). Ea adalah adalah energi minimum yang diperlukan untuk

melangsungkan terjadinya suatu reaksi. Secara garis besar reaksi eksotermal

(termasuk reaksi transesterifikasi) dapat dijelaskan seperti Gambar 9 di bawah ini

k1

TG + CH3OH DG + CH3COOR1

k2

DG + CH3OH MG + CH3COOR2 …………..…[11]

k3

MG + CH3OH GL + CH3COOR3

27

Ea adalah energi minimum untuk menghasilkan FAME dan gliserol dari reaktan

TG dan MeOH. Jika partikel-partikel bertumbukan dengan energi yang lebih

rendah dari energi aktivasi (Ea) maka fluida yang diproses masih dalam bentuk

reaktan (TG dan MeOH) dan tidak akan terjadi reaksi transesterifikasi. Reaktan

akan kembali ke keadaan semula energi aktivasi sebagai tembok dari reaksi.

Hanya tumbukan yang memiliki energi sama atau lebih besar dari energi aktivasi

yang dapat menghasilkan terjadinya reaksi (product). Di dalam reaksi kimia,

ikatan-ikatan dipisahkan (membutuhkan energi) dan membentuk ikatan-ikatan

baru (melepaskan energi). Umumnya, ikatan-ikatan harus diceraikan sebelum

yang baru terbentuk. Energi aktivasi dilibatkan dalam menceraikan beberapa dari

ikatan-ikatan tersebut (TG, DG, dan MG). Hubungan antara jumlah atau

persentase (frekuensi) tumbukan energi aktivasi (Ea) dan konstanta reaksi

dinyatakan dalam rumus Arhenius, dalam persamaan [12] dan konstanta laju

reaksi dinyatakan dalam persamaan [13] (Levenspiel, 1972):

Gambar 9. Hubungan energi dan reaksi bahan kimia

28

2.2.3.3 Kinetika Kimia

Kinetika kimia adalah studi tentang laju reaksi atau perubahan konsentrasi

reaktan (atau produk) per satuan waktu (Atkins., 1986). Laju reaksi sangat penting

untuk diketahui karena mampu meramalkan kecepatan campuran reaksi

mendekati keseimbangan.

Tahap awal dalam analisis kinetika reaksi adalah menentukan stoikiometri

reaksi dan mengenali setiap reaksi samping, maka data dasar tentang kinetika

kimia adalah konsentrasi reaktan dan produk pada waktu yang berbeda-beda

setelah reaksi dimulai. Karena reaksi kimia pada umumnya peka terhadap suhu,

maka suhu campuran reaksi harus dijaga konstan selama reaksi berlangsung, jika

tidak maka laju reaksi yang diamati akan merupakan laju rata-rata pada

temperatur yang berbeda-beda yang tidak berarti (Atkins, 1986). Faktor yang

mempengaruhi laju reaksi antara lain adalah sifat alami reaktan, konsentrasi

reaktan, suhu, dan adanya katalis.

Hukum laju reaksi adalah persamaan yang menyatakan laju reaksi sebagai

fungsi dari konsentrasi semua spesies yang ada, termasuk produknya. Konstanta

laju reaksi (k) tidak bergantung pada konsentrasi, tetapi bergantung pada

temperatur. Hukum laju reaksi ditentukan secara eksperimen dan umumnya tidak

dapat diduga dari persamaan reaksi. Dengan diketahuinya hukum laju reaksi dan

konstanta laju maka laju reaksi dapat diramalkan dari komposisi campurannya,

selain itu hukum laju merupakan pemandu untuk mekanisme reaksi.

Orde dari suatu reaksi menggambarkan bentuk matematika yang dapat

ditunjukkan oleh hasil percobaan (Atkins, 1986). Orde reaksi hanya dapat

ditentukan berdasarkan eksperimen, dan hanya dapat diramalkan jika suatu

mekanisme reaksi diketahui. Orde reaksi terhadap suatu komponen merupakan

pangkat dari konsentrasi komponen itu di dalam hukum laju, sedangkan orde

keseluruhan reaksi adalah penjumlahan orde semua komponennya (Atkins, 1996).

29

Secara umum laju reaksi bertambah dengan naiknya temperatur.

Pengamatan empiris menunjukkan bahwa reaksi mempunyai konstanta laju yang

mentaati persamaan Arrhenius (Atkins, 1996):

Untuk kebanyakan reaksi ternyata grafik antara ln k terhadap 1/T

menghasilkan garis lurus. Persamaan Arrhenius sering dituliskan sebagai:

A disebut faktor praeksponensial atau frekuensi tumbukan dan Ea

merupakan energi pengaktifan atau energi aktivasi. Energi aktivasi merupakan

energi minimum yang harus dimiliki reaktan untuk berlangsungnya proses,

sedangkan faktor praeksponensial ditafsirkan sebagai fraksi tumbukan yang

mempunyai cukup energi untuk menghasilkan reaksi. Secara bersamaan keduanya

disebut parameter Arrhenius reaksi (Atkins, 1996). Secara garis besar (reaksi

secara keseluruhan) dari reaksi trasnesterifikasi dapat dituliskan sebagai nerikut

(persamaan 14):

TG + 3CH3OH ⇔ 3CH3COOR + GL ..............................[10]

Karena reaksi yang berlangsung merupakan reaksi bolak-balik dan mengikuti

reaksi orde pertama , konstanta reaksi (k) ke arah kanan berdasarkan k1 dan ke

arah kiri berdasarkan k2 sehingga reaksi mengikuti pseudo orde pertrama k’.

Kalau dimisalkan reaksi 11 dengan reaksi yang dituliskan sebagai berikut

(persamaan 15)

Ln k = ln A – Ea/RT ………...………………………………………..…..…..[12]

k = A e – Ea/RT ………...…………………………………………...……..……[13]

kr TG + 3 CH3OH 3 CH3COOR + GL ………………………….……[14]

kl

kr A + B D + C …………………...…………………………..…[15]

kl

30

Laju reaksi pengurangan reaktan A adalah :

- dCA / dt = k r CA - k l CA

= (k r - k l) CA

= k ’ CA

dCA / CA = k ’ dt

ln CA = k’ t , ( batas integrasi CA dan CAo ), CAo adalah konsentrasi awal CA

CA / CA o = e - k ’ t

CA = CA o e - k ’ t

Untuk jumlah masa metil ester asam lemak (D) ekivalen dengan :

CD = 3 (CA o - CA)

CD = 3 (CA o - CA o e - k ’ t)

CD = 3 CA o (1- e - k ’ t)

C Me = 3 C awal TG (1- e - k ’ t) ..................................................................[16]

Me adalah konsentrasi metil ester, dan sehingga jumlah mol metil ester yang

terbentuk 3 kali mol awal TG dikalikan (1- e - k ’ t)

2.3. Static-mixer

2.3.1 Profil Turbulensi Fluida dalam Static-mixer

Static-mixer merupakan rangkaian elemen untuk pencampuran yang

diletakkan dalam sebuah pipa dan menggunakan energi dari aliran untuk

menciptakan pencampuran antara dua atau lebih fluida (Oldshue, 1983; Paul et al.,

2003). Static-mixer merupakan satu jenis mixer yang mempunyai kehilangan

tekanan yang sangat rendah di samping memberikan efek getaran yang sangat

rendah sehingga dikenal sebagai motionless mixer. Dalam operasionalnya input

tenaga listrik static-mixer yang diperlukan cukup rendah dibandingkan dengan

jenis mixer lainnya. Static-mixer dapat diaplikasikan untuk mencampur fluida

yang mempunyai viskositas rendah, viskositas tinggi, material berserat (fibrous

materials) dan untuk keperluan proses blending (Odlshue, 1983; Paul, 2003).

Dalam operasinya static-mixer ditempatkan dalam pipa dan pada kedua

ujung pipa dibuat flens. Struktur bagian dalam static-mixer bersifat rigid dan

dihubungkan dengan cara pengelasan dengan housing atau bisa juga dilepas

31

(removable). Umumnya panjang static-mixer mencapai 10 inci dengan diameter

1 inci dengan bahan yang beerasal dari metil, fiberglass, atau polyester (FRP).

Dalam operasinya static-mixer berada dalam posisi tidak bergerak (stationary)

dan proses mixing terjadi dari proses aliran yang melalui mixer. Static-mixer

terdiri dari beberapa elemen atau beberapa seri pitch yang berulang (basic flight

unit) sepanjang ruang static-mixer (mixing chamber) (Paul, 2003).. Nomenclature

static-mixer sejauh ini belum seragam dan referensi tentang static-mixer banyak

berasal dari beberapa buku manual produsen static-mixer.

Static-mixer bisa mengintensifkan proses fisik dan kimia dan menciptakan

aliran turbulensi untuk meningkatkan efektifitas mixing. Mekanisme

pencampuran fluida yang dihasilkannya terdiri dari: 1) pembagian (dividing), 2)

pembelokkan, 3) pemutaran (rotating), 4) penghubungan (channelling).

Pencampuran tersebut bisa meningkatkan homogenitas dan mencegah

sedimentasi. Mekanisme pengadukan ini juga menghasilkan getaran yang

minimal (motionless mixer) serta memberikan kehilangan tekanan yang minimal

(low pressure loss). Static-mixer dikendalikan oleh auxiliary equipment seperti

as, speed reducer, dan motor listrik (Oldshue, 1983).

Mekanisme aliran dalam static-mixer adalah pada tahap awal fluida

dipecah dalam elemen pertama, dan aliran (channel) yang dihasilkan kemudian

diputar 180o . Setiap channel dipecah kembali dan diputar 180o dalam arah yang

berlawanan. Posisi elemen diatur sedemikian rupa sehingga membentuk sudut

90o. Proses pembagian (division), pemutaran (rotation), dan pengaliran (flow)

yang terjadi secara reversal akan meningkat dengan bertambahnya jumlah

perputaran (travel) selama melalui ruang pencampuran (mixing chamber).

Menurut Oldshoe (1983) jumlah lapisan yang terbentuk ekivalen dengan 2 kali

lipat jumlah elemen yang ada. Pada Gambar 10 (a) disajikan profil aliran dalam

static-mixer.

2.3.2 Jenis Static-mixer

Jenis static-mixer antara lain 1) blade design static-mixer, 2) helical

design static-mixer, 3) non-clog static-mixer, dan 4) wafer style mixer (Oldshue,

1983; Koflo corp, 2006; Kenics corp, 2007). Blade design Static-mixer dirancang

terutama untuk fluida dengan viskositas rendah hingga sedang, helical design

32

static-mixer dirancang untuk dua aliran fluida dengan viskositas tinggi atau untuk

mencampur (blending) dua atau lebih bahan (ingredients), non-clog static-mixer

digunakan untuk mencampur bahan-bahan yang berserat (fibrous materials), dan

wafer style mixer diaplikasikan untuk pencampuran aliran bahan yang mempunyai

kecepatan tinggi atau bahan-bahan yang dicampur mempunyai masalah dengan

kepanjangan pipa. Pada Gambar 10 (b). dapat dilihat salah satu jenis static-mixer

jenis helical.

(a) Profil turbulensi static-mixer

(b) Elemen static-mixer jenis helical

Gambar 10. Profil turbulensi static mixer dan jenis elemen tipe helical

33

2.3.3 Aplikasi Static-mixer

Secara garis besar klasifikasi atau pemakaian static-mixer terbagi dalam

bidang-bidang sebgai berikut :

1. Umum (General Use)

Untuk reaksi pengadukan biasa, ekstraksi, pewarnaan, polimerisasi,

emulsifikasi, netralisasi, pindah panas, pengendalian pH, netralisasi, pencampuran

gas dan serbuk. Bahan berasal dari : Carbon Steel, 304SS, 316SS, PVC, Teflon,

PP, PE, dan lainnya

2. Pangan dan Farmasi

Untuk pengadukan edible oil, mayonnaise, es krim, coklat, minuman,

susu, kecap, dan pengadukan bahan-bahan farmasi, bahan biasanya terbuat dari

metil stainless steel (304SS, 316SS)

3. Pilot Plant

Biasanya digunakan untuk pengadukan dalam jumlah kecil resin dan

hardener, bahan biasanya terbuat dari metil (304SS, 316SS, Glass atau Acrylic

Housing dengan 304SS atau 316SS element)

4. Viscous Fluids/High Pressure

Digunakan untuk mengaduk polimer cair dan resin, pencampuran dan

distribusi panas, pencampuran fluida dengan kecepatan tinggi. Bahan konstruksi

biasanya terbuat dari metil Carbon Steel, 304SS, 316SS, 316SS TI

5. High Shear Mixers (HSM)

Digunakan untuk pencampuran yang efektif dari dispersi larutan dengan

berbagai viskositas, untuk waktu pengadukan yang pendek, untuk reaksi bahan-

bahan kimia (cair dan gas) yang mempunyai viskositas rendah. Beberapa

(guidelines) penggunaan static-mixer disajikan dalam Tabel 6 di bawah ini

34

Tabel 6. Petunjuk penggunaan static-mixer

Applikasi Kecepatan Jumlah elemen Material (bahan

konstruksi)

Raw Water Blending

1-3 fps 2-4 FRP

Flash mixing 3-5 fps 2-4 Stainless Steel, FRP, PVC

Chemical Premixing

1-3 fps 2-4 Stainless Steel, FRP, PVC

Polymer Dilution 3-5 fps 6-12 Stainless Steel, PVC Polymer Addition 1-2 fps 6-12 FRP, PVC PH Adjustment 3-5 fps 4-6 FRP, PVC Chlorination/Dechlorination Liquid/Liquid 1-5 fps 2-4 Stainless Steel, FRP,

PVC Gas/Liquid 4-10 fps 4-6 FRP, Stainless Steel In-line Aeration 8-10 fps 4-6 Stainless Steel, FRP Dissolved Air Flotation

10-12 fps (60 psi) 4-6 Stainless Steel

Sludge Blending 1-3 fps 4-6 Stainless Steel, FRP Sumber: Paul (2003) 2.4. Blade agitator

Sejauh ini reaktor transesterifikasi biodiesel skala pilot plant atau skala

produksi masih menggunakan blade agitator atau reaktor CSTR (continous stirrer

tank reaktor). Komponen utama untuk reaktor transesterifikasi tersebut terdiri

dari tangki reaktor, pemanas (heater) dari steam, pengaduk (blade agitator), serta

pompa transfer untuk pengaliran atau sirkulasi produk. Kekurangan reaktor ini

yaitu turbulensi yang dihasilkan kurang intensif dan menimbulkan vortex atau

shear stress yang tidak maksimal karena fluida hanya diputar dibandingkan

dengan mekanisme homogenisasi yang terjadi pada static-mixer. Menurut

Levenspiel (1972), bila reaktan/fluida A dan reaktan B dicampur dengan

menggunakan blade agitator maka bila terjadi reaksi, reaksi yang terbentuk

berada pada suatu zona reaksi sekitar as pengaduk blade agitator, di samping itu

akan terbentuk pula zona non-homgen di mana terdapat reaktan yang masih belum

bereaksi (Gambar 11). Bila reaktan yang bereaksi antara A dan B membentuk R

kemudian R beraksi dengan B membentuk S maka profil zona reaksi masing-

masing reaktan dan produk akan terlihat seperti Gambar 12 (Levenspiel, 1972).

35

Zona reaksi reaktan A dan B

Zona non-homogen

Zona reaksi

Konsentrasi

jarak

Gambar 12. Profil zona reaksi reaktan, produk, serta reaktan yang tidak bereaksi (Levenspiel, 1972)

Gambar 11. Profil zona reaksi reaktan A dan B dalam reaktor blade agitator (Levenspiel, 1972)

A + B →R R + B→ S

kadar B tinggi

kadar A tinggi

36

Di dalam suatu reaktor pencampur di atas fluida yang masuk segera akan

didispersikan (disebarkan) di dalam tangki. Apabila homogenisasi dalam tangki

dilakukan dengan sistem kontinyu (terdapat bagian input dan out put) beberapa

bahan pereaksi akan berada lebih lama dalam tangki dari pada mean residence

time (waktu tinggal) dan beberapa bagian lainnya akan berada (tinggal) lebih

pendek waktunya (Oldshoe et al, 1983). Jenis reaktor / tangki dengan blade

agitator) khususnya berguna untuk sistem pengadukan dengan selang konsentrasi

mutu yang dihasilkan lebih besar. Jenis tangki dengan balade agitator ini cocok

untuk reaksi berordo nol untuk berbagai tingkat volume yang diinginkan.

Sedangkan umumnya proses transesterifikasi biodiesel berordo 1, sehingga

dengan demikian untuk reaktor dengan blade agitator dalam mengefektifkan

homogenisasi campuran dan meningkatkan konversi FAME dibutuhkan

pengadukan yang kuat (vigorous stirring) dan waktu lebih lama. Salah satu

penelitian yang dilakukan berkaitan dengan hal ini dilakukan oleh Yamazaki et al

(2007) menyatakan bahwa production rate FAME meningkat dari 0,28

gram/menit menjadi 0,3 gram/menit ketika putaran homogenisasi dinaikan dari

400 rpm menjadi 700 rpm.

Hasil pengujian menunjukkan dalam tangki pengadukan dengan blade

agitator atau column mixer yang mempunyai kapasitas homogenisasi antara 1

hingga 15 000 galon/menit (3,8 hingga 5,7 x 104 liter/menit) dalam tangki yang

berkapasitas antara 1 hingga 100 galon (3,8 hingga 380 liter) retention time yang

diperlukan berkisar antara waktu beberapa menit hingga jam, akan tetapi bila

menggunakan static-mixer atau conventional in-line blender dengan hasil

homogenisasi yang sama dibutuhkan waktu homogenisasi (retention time) bisa

dalam dalam hitungan detik (Oldshoe, 1983).

37

III. METODA PENELITIAN

3.1 Tempat dan Waktu Penelitian

Penelitian dilakukan di laboratorium Proses Balai Besar Industri Agro

(BBIA), Jalan Ir. H. Juanda No 11 Bogor. Penelitian dimulai pada bulan Maret

2008 sampai dengan bulan September 2009. Pengerjaan konstruksi rancangan

alat dibuat di bengkel lokal Kota Bogor (untuk tangki transesterifikasi dan

decanter) dan di bengkel kota Tangerang (untuk elemen static-mixer).

3.2 Bahan

Bahan yang digunakan dalam penelitian ini terdiri dari bahan utama yaitu

minyak goreng curah (Refined Bleached Deodorized Palm Olein-RBDPO) dan

bahan penolong yang terdiri dari methanol (MeOH), dan katalis kalium hidroksida

(KOH), serta bahan kimia lain yang digunakan untuk pengujian bahan dan hasil

proses biodiesel. Karakteristik RBDPO adalah sebagai berikut: angka asam (0,41

mg KOH/g minyak), angka penyabunan (212,9 mg KOH/g minyak), asam lemak

bebas-FFA (0,1 %), kandungan air (0,3%), dan berat jenis (0,84 g/ml).

Kemurnian MeOH adalah 99% dan kemurnian KOH adalah 66 % sebagai katalis.

Bahan kimia untuk pengujian mutu biodiesel terdiri dari etanol, toluen,

kloroform, NaOH, Na2CO3, indikator PP (fenolftaline), asam oksalat, natrium

borax, dan kalium iodida. Seluruh bahan kimia tersebut mempunyai kualitas

analytical grade dan digunakan untuk menganalisis parameter mutu biodiesel

anatara lain gliserol bebas, gliserol total, methil ester, angka penyabunan,

bilangan asam, dan kandungan asam lemak bebas (FFA).

3.3 Reaktor Static-mixer

Untuk melaksanakan percobaan dirancang reaktor static-mixer dengan

volume percobaan reaktor 16,5 liter (kapasitas maksimum 23 liter). Reaktor

static-mixer terdiri dari: 1) tangki utama, 2) static-mixer, 3) kondenser untuk

mengkondensasi MeOH (reflux condenser), 4) pompa untuk sirkulasi reaktan (125

watt), 5) inlet untuk input bahan baku (minyak curah, metanol, dan KOH), 6)

38

tempat pengambilan sampel, 7) heater (untuk pemanasan minyak, 1550 Watt), 8)

outlet produk, 9) kaca pengamatan (sight glass), 10) rangka, 11) tangki

pencucian, 12) inlet pencucian, 13) outlet pencucian. Pada Gambar 13 disajikan

gambar reaktor static-mixer beserta komponen utamanaya. Pada Gambar 14

disajikan experimental setting percobaan static-mixer dan blade agitator,

Gambar teknis reaktor static-mixer hasil rancangan disajikan dalam

Lampiran 1, 2, dan 3. PadaLlampiran 4 dan 5 disajikan spesifikasi reaktor static-

mixer dan rancangan fungsional reaktor. Pada Lampiran 6 dan 7 disajikan analisis

teknik tangki utama static-mixer dan tangki pencucian, sedangkan pada Lampiran

8 dan 9 disajikan analisis teknik tenaga pompa/motor dan pemanas (heater). Pada

Lampiran 10 disajikan analisis teknik pendingin (kondensor)

Static-mixer terdiri dari 5 buah elemen dan setiap elemen berukuran

pajang 6 cm, dan lebar 5 cm. Static-mixer diletakkan dalam pipa yang berukuran

panjang 30 cm dan diameter dalam 5 cm. Reaktor dilengkapi dengan blade

agitator yang digunakan untuk memperoleh perbandingan data. Kecepatan aliran

campuran reaktan dalam static-mixer adalah 1,25 m/detik (kecepatan alir

maksimum). Pengukuran kecepatan dilakukan secara manual dengan cara

mengukur laju volumetrik atau volume per menit dibagi dengan luas penampang

pipa. Posisi pengukuran laju aliran reaktan dan skema dari static-mixer disajikan

dalam Gambar 16.

Tangki pencucian berfungsi sebagai tempat untuk menampung produk

hasil reaksi. Tangki penampung berbentuk silinder yang memiliki cekungan pada

bagian dasarnya. Terbuat dari stainless steel dengan diameter 30 cm, tinggi 40 cm

dan tinggi bagian kerucut adalah 15 cm.

39

3.4 Kondisi Percobaan (Experimental condition)

Secara garis besar kondisi percobaan yang diberikan dapat dijelaskan sebagai

berikut:

Static-mixer:

Bahan : Minyak curah (RBDCO), metanol, KOH (11 liter : 5,5 liter : 101 gram)

Rasio molar TG : MeOH = 1 : 11,5

Kecepatan aliran dalam pipa : 1,25 m/detik

Perlakuan suhu percobaan : 50,55,60,65,70°C

Spesifikasi elemen :

Panjang pipa (p) = 30 cm Diameter dalam pipa = 5 cm Jumlah elemen (n) = 5 Panjang elemen = 6 cm Lebar elemen (w) = 5 cm

Gambar 13. Diagram reaktor static-mixer (a) elemen (b) reaktor, (c) tangki pencucian

(a) Spesifikasi static mixer

40

Blade agitator :

Bahan : Minyak curah (RBDCO), metanol, KOH (11 liter : 5,5 liter : 101 gram)

Rasio molar TG : MeOH = 1 : 11,5

RPM : 150

Perlakuan suhu percobaan : 50,55,60,65,70°C

Spesifikasi blade agitator :

(b) spesifikasi blade agitator

41

3.5 Prosedur Percobaan

3.5.1 Uji Performansi

Pada Gambar 15 disajikan flow proses pembuatan biodiesel dalam uji

performansi reaktor biodiesel. Uji performansi dilakukan dengan mengamati

analisis keseimbangan massa dengan mengukur dan menghitung massa input

(MeOH, TG, KOH) dan massa ouput (produk biodiesel kasar, GL kasar) serta loss

yang terjadi. Minyak dipanaskan hingga suhu yang ditentukan tercapai dan pada

saat yang sama metanol dipanaskan. Perlakuan suhu transesterifikasi terdiri dari

proses yang dilakukan pada suhu 50, 55, 60, 65, dan 70oC. Sampel diambil pada

selang waktu 1, 5, 10, 15, 20, 30, 40, 50, 55, 60, 65, 70 dan 90 menit. Setelah

proses transesterifikasi hasil proses diendapkan dalam settling tank sehingga

terbentuk 2 lapisan (bagian atas biodiesel kasar dan bagian bawah dalah gliserol

kasar). Biodiesel kasar kemudian dicuci dan dikeringkan serta dianalisa

berdasarkan standard SNI 04-7128-2006 untuk biodiesel.

Gambar 14. Diagram setting percobaan static-mixer dan blade agitator

42

Gambar 15. Diagram alir percobaan penelitian

3.5.2 Analisis Parameter Uji

Parameter uji dalam penelitian ini terdiri dari parameter mutu utama yang

antara lain kadar metil ester karena menunjukkan besarnya perubahan reaktan TG

menjadi metil ester. Dalam penentuannya dibutuhkan nilai bilangan asam, dan

kadar gliserol total. Selain itu, keberhasilan produksi biodiesel dilihat dari tingkat

viskositasnya karena tujuan transesterifikasi adalah memperoleh ester dengan

kekentalan yang menyerupai bahan bakar solar. Hasil analisis parameter uji

tersebut dibandingkan dengan standard mutu biodiseel yang dipersyaratkan yaitu

SNI 04-7128-2006 untuk mengetahui apakah mutu biodiesel yang dihasilkan telah

memenuhi persyaratan yang ditentukan.

Pemanasan awal RBDPO (TG) sampai

T50,55,60,65,atau 70°C

30 menit, T 110 oC

Suhu 90

Pengeringan

Pencucian

Pemisahan ME dan GL

Pengendapan

Transesterifikasi

Pompa static-mixer (on)

Pemanasan MeOH

KOH

T=f{50,55,60,65,70°C}}

Sampling dan Analsis mutu (SNI

04-7182-2006

43

3.5.3 Kinetika Reaksi

Proses transesterifikasi dilakukan dengan mereaksikan minyak sawit (TG)

dengan MeOH dengan rasio molar 1 : 11,5, sedangkan KOH digunakan sebagai

katalis dengan jumlah 1 % dari berat minyak sawit. Metanol diberikan dalam

jumlah berlebih agar reaksi transesterifikasi selalu mengarah ke kanan (persamaan

17). Berdasarkan persamaan tersebut jumlah minyak yang direaksikan adalah 11

liter, metanol 5,5 liter dan KOH 100 gram. Perlakuan suhu transesterifikasi terdiri

dari proses yang dilakukan pada suhu 50, 55, 60, 65, dan 70oC. Perhitungan

jumlah reaktan berdasarkan rasio molar di atas disajikan dalam lampiran 11.

TG 3 MeOH 3 ME GL ……...………………..…….[17]

Pompa sirkulasi static-mixer dioperasikan pada kecepatan maksimum yaitu 1,25

m/detik. Pengukuran laju aliran dilakukan secara manual dengan mengukur

jumlah volume per menit dibagi dengan luas penampang pipa. Posisi pengukuran

kecepatan alir reaktan atau biodiesel disajikan dalam Gambar 13. Sampel diambil

(dengan jumlah 2 sampel) pada selang waktu 1, 5, 10, 15, 20, 30, 40, 50, 55, 60,

65, 70 dan 90 menit. Sampel ditampung dalam glass jar untuk kemudian

diendapkan (settling) hingga terbentuk 2 lapisan (bagian atas biodiesel kasar dan

bagian bawah dalah gliserol kasar). Biodiesel kasar kemudian dicuci dan

dikeringkan serta dianalisa sesuai standard SNI 04-7128-2006 untuk biodiesel.

Pengujian dilakukan untuk beberapa parameter mutu antara lain untuk: gliserol

bebas dan total gliserol dengan metoda uji (AOCS: Ca 14-56), kandungan metil

ester (biodiesel), angka asam (AOCS: Cd 3-63), angka penyabunan (AOCS: Cd 3-

25), dan viskositas. Standard Biodiesel SNI No. 04-7182-2006 untuk perhitungan

kandungan metil ester disajikan dalam persamaan [18]

ME % w/w 100 (A A 4.57 G /A ………………………….[18] di mana:

As : angka penyabunan biodiesel ditentukan berdasarkan dengan metode AOCS Cd 3-25 (mg KOH/g biodiesel)

Aa : angka asam biodiesel ditentukan berdasarkan dengan metode AOCS Cd 3-63, (mg KOH/g biodiesel)

Gttl : gliserol total dalam biodiesel ditentukan berdasarkan dengan metode AOCS Ca 14-56 (% w/w)

44

Selama proses pengolahan dilakukan pengambilan sampel hasil untuk

dianalisis. Pengukuran dilakukan untuk selang waktu 1, 5, 10, 15, 20, 30, 40, 50,

55, 60, 65, 70, 80, dan 90 menit. Tujuan pengukuran hasil adalah untuk

mengetahui waktu yang diperlukan proses transesterifikasi untuk mencapai

kandungan metil ester standard (96,5 % w/w)). Posisi pengambilan sampel untuk

masing-masing percobaan baik reaktor static-mixer dan blade agitator disajikan

dalam Gambar 16. Parameter mutu metil ester dianalisa dengan menggunakan

metoda uji bioddiesel SNI 04-7128-2006. Pada Gambar 15 disajikan flow proses

pembuatan biodiesel secara keseluruhan.

3.5.4 Analisis Kehilangan Panas

Analisis kehilangan panas pada reaktor dilakukan dengan cara pengukuran

suhu dilakukan terhadap 13 titik pengukuran, yakni suhu pada : 1) uap MeOH

keluar, 2) tutup atas 3) kran sampel atas 4) kran sampel tengah, 5) heater, 6)

tutup bawah, 7). kran sampel bawah, 8) dinding luar, 9) glasswool, 10) dinding

static-mixer, 11) dinding dalam, 12) pipa, 13) lingkungan. Data hasil

pengukuran suhu tersebut digunakan untuk mengukur kehilangan panas pada

dinding tangki utama (q1), kehilangan panas dari dinding luar ke udara sekitar

(q2), kehilangan panas dari pipa ke udara luar (q3), kehilangan panas melalui

dinding static-mixer (q4), kehilangan panas melalui tutup atas (q5), dan

kehilangan panas melalui tutup bawah (q6).

3.5.5 Analisis Energi

Pengukuran energi dilakukan dengan menggunakan kWh-meter pada

pemanas (heater) dan pompa. Pengukuran energi untuk heater dilakukan pada

tahap: 1) pemanasan awal minyak, 2) proses transesterifikasi, 3) pemanasan air

dan pencucian, dan 4) pengeringan biodiesel. Pengukuran energi untuk pompa

digunakan untuk: 1) pengaliran dan pencampuran reaktan 2) distribusi air panas

untuk pencucian, 3) pengaliran atau distribusi biodiesel untuk pengeringan, dan 4)

tenaga motor blade gitator. Pengukuran dan pengamatan dalam proses

transesterifikasi dilakukan hingga kandungan metil ester persyaratan minimum

memenuhi yang dipersyaratkan Standard National Indonesia (SNI) yaitu 96.5%.

45

Secara skematis diagram produksi biodiesel dan pengukuran energi dengan kWh-

meter disajikan dalam Gambar 16. Pada lampiran 12 disajikan gambar kWh meter

untuk pengukuran konsumsi energi.

Energi yang dibutuhkan untuk memproduksi biodiesel (Qin) dihitung

dengan menjumlahkan energi untuk pemanasan awal RBDPO dan MeOH

(Epemanasan awal), energi untuk proses transesterifikasi (Etrans), dan energi untuk

proses purifikasi atau untuk pencucian dan pengeringan biodiesel (Epurifikasi)

seperti yang disajikan dalam persamaan [19]. Energi untuk pencucian adalah

energi untuk memanaskan 30 liter air hingga temperatur 90°C sedangkan energi

untuk pengeringan adalah energi yang digunakan untuk menguapkan air selama

30 menit pada temperatur 110°C. Pengujian Reaktor dan pengukuran proses

transesterifikasi disajikan dalam lampiran 13.

Gambar 16. Diagram posisi pengukuran kondisi proses (a) static-mixer , (b) reaktor, dan (c) tangki pencucian

46

Q E E E f …………………......................[19]

Energi untuk proses transesterifikasi (Etrans) dihitung dengan menjumlahkan energi

yang dibutuhkan untuk proses pemanasan campuran TG, MeOH, dan katalis

(Eheating-mix) dalam proses transesterifikasi dan energi untuk motor /pompa static-

mixer (Emotor) seperti disajikan dalam persamaan [20]

E E E …………………..……………...…....………....[20]

Rasio energi (Er) didefinisikan sebagai perbedaan kandungan energi dari

biodiesel yang dihasilkan (Q2) dikurangi dengan energi yang terkandung dalam

RBDPO sebelum proses transesterifikasi (Q1) dibagi dengan energi yang

dibutuhkan untuk proses pengolahan biodiesel (Qin). Dalam analisa energi ini

kandungan energi didasarkan atas kandungan energi low heating value (LHV).

Menurut Pischinger et al., (1982) LHV dari biodiesel dari minyak curah atau

palm oil (Q2) adalah 37.8 MJ/kg, sedangkan LHV dari RBDPO (Q1) adalah 36.70

MJ/kg (Gros, 2009). Persamaan rasio energi dalam produksi biodiesel disajikan

dalam persamaan [21] dan [22].

TG 3MeOH 3ME GL......................................................................[21]

E .................................................................................................[22]

di mana :

Qin : jumlah energi pemanasan awal, transesterifikasi, dan purifikasi (kJ/kg)

Q2 : nilai kalor biodiesel dari RBDPO sebesar 37.8 MJ/kg (Pischinger et al.,1982)

Q1 : nilai kalor RBDPO sebesar 36.70 MJ/kg (Gros, 2009)

Q1 Q2 Qin

47

IV. HASIL DAN PEMBAHASAN

4.1 Karakteristik Teknik Reaktor

4.1.1 Uji Performansi

Secara garis besar proses produksi biodiesel yang dilakukan terdiri dari

tiga tahap, yaitu tahap proses (pemanasan awal dan transesterifikasi), tahap

pemisahan (pengendapan) dan purifikasi. Selama proses transesterifikasi yang

berlangsung 90 menit diambil sampel (Gambar 17) untuk dianalisis mutunya

sesuai standard SNI No. 04-7182-2006 (Lampiran 14). Produk yang dihasilkan

selama pembuatan biodiesel melalui proses transesterefikasi dengan menggunakan

reaktor static-mixer selanjutnya diendapkan (Gambar 18). Biodiesel yang

dihasilkan pada tahap proses adalah biodiesel kasar yang bercampur dengan

gliserol, sabun, sisa katalis, dan sebagainya. Pengendapan dilakukan untuk

memudahkan proses pemisahan etil ester dan gliserol dan bahan lain yang

memiliki massa jenis lebih besar dari metil ester. Pada lapisan atas terdapat

campuran metil ester dengan metanol, sedangkan lapisan bawah yang berwarna

kecoklatan dan lebih kental adalah gliserol (Gambar 16). Gliserol kemudian

dialirkan melalui corong pada bagian bawah tangki pemisah. Dari gambar terlihat

biodiesel kasar yang masih mengandung metanol dan sabun berada pada lapisan

atas. Biodiesel kasar terlihat berwarna kuning keemasan. Sedangkan gliserol yang

berada pada lapisan paling bawah memiliki warna merah kecoklatan.

Gambar 17. Sampel produk biodiesel selama proses transesterifikasi

Biodiesel kasar

Gliserol kasar

48

Pada saat awal pencucian biodiesel kasar, air hasil pencucian akan

berwarna putih susu, seperti pada Gambar 19. Pencucian dilakukan beberapa kali

sampai air pencucian berwarna bening. Setelah pencucian dilanjutkan dengan

pengeringan yang dilakukan untuk menghilangkan kandungan metanol dan

menurunkan kadar air biodiesel yang terikut dalam proses pencucian. Pengeringan

dilakukan dengan cara memanaskan biodiesel pada suhu 110 °C dan waktu yang

diperlukan selama 30 menit.

Gambar 18. Produk hasil pengendapan

Biodiesel kasar

Gliserol kasar

Gambar 19. Proses pencucian

Biodiesel

Air pencucian

49

Biodiesel hasil pengeringan akan berwarna lebih mengkilap. Penampilan

selama proses transesterifikasi, hasil pencucian, dan pengeringan disajikan pada

Gambar 20. Gambar 20a adalah biodiesel pada tahap reaksi transesterifikasi pada

proses produksi pada suhu 70 °C. Gambar 20b merupakan biodiesel hasil

pencucian dengan air bersuhu 90 °C dan hasil pencucian terlihat agak sedikit

keruh karena kadar air biodiesel meningkat (biodiesel masih mengandung air

pencucian). Gambar 20c merupakan biodiesel hasil pengeringan dengan cara

pemanasan pada suhu 110°C.

Hasil uji alat reaktor static-mixer disajikan dalam Tabel 7. Hasil

pengamatan menunjukkan bahwa pembuatan biodiesel dengan reaktor static-

mixer menghasilkan rendemen rata-rata sebesar 98,70 % w/w setelah melewati

proses transesterifikasi 90 menit yang merubah TG dari minyak goreng kelapa

sawit menjadi metil ester. Dari proses reaksi antara 10,01 kg minyak goreng

dengan 4,35 kg metanol dihasilkan volume biodisel kasar rata-rata 9,24 kg dan

volume gliserol rata-rata 3,81 kg. Massa rata-rata biodiesel rata-rata yang

diperoleh setelah proses pencucian dan pengeringan adalah sebanyak 8,78 kg.

Analisis keseimbangan massa pembuatan biodiesel setelah dilakukan perhitungan

konversi volume hasil pengamatan disajikan pada Tabel 8. Perhitungan

Gambar 20. Perbandingan biodiesel pada tahap transesterifikasi, pencucian, dan pengeringan

(a) (b) (c)

50

keseimbangan massa tersebut disajikan dalam Lampiran 11. Berdasarkan hasil

analisis keseimbangan massa tersebut terlihat massa ouput lebih kecil yaitu 13,05

kg yang berkurang sebanyak 1,41 kg. Kekurangan ini dimugkinkan karena

terdapat produk yang tersisa dalam reaktor (tercecer). Gliserol kasar yang

diperoleh 3,81 kg dan jumlah ini relatif masih mengandung metanol yang

berlebih. Kemungkinan lain adalah adanya penguapan massa MeOH selama

proses transesterifikasi

Air pendingin diperlukan untuk mempercepat terjadinya proses kondensasi

uap metanol menjadi bentuk cair di dalam kondensor. Air digunakan sebagai

media penukar panas untuk memindahkan panas dari uap ke air pendingin. Dari

hasil pengukuran didapatkan laju konsumsi air pendingin adalah 150 ml/detik

untuk proses selama 90 menit atau 5400 detik.

Table 7. Hasil uji coba reaktor static-mixer

Tahap- hasil Suhu reaksi (oC)

50oC 55oC 60 oC 65 oC 70 oC

Pemanasan awal 11 liter RBDPO atau TG (menit)

7 9 11 13 15

Transesterifikasi (menit) 15 15 10 5 5

Persentase metil ester (%) 96.5 96.8 96,5 96,5 97,35

Biodiesel kasar (kg) 9,25 9,24 9,24 9,24 9,23

Debit air kondensor (ml/detik) 150 150 150 150 150

Jumlah air untuk pencucian (liter) 30 30 30 30 30

Tabel 8. Keseimbangan masa rata-rata pengolahan biodiesel dengan static-mixer (kg)

Komponen Masa input Masa ouput

Minyak (TG) 10,01

MeOH 4,35

KOH 0,10

Produk biodiesel 9,24

Lapisan bawah (gliserol kasar)

3,81

(ouput) 13,05

Loss 1,41

TOTAL (total input) 14,46 (total ouput) 14,46

51

4.1.2 Analisis Parameter Uji

Biodiesel yang dihasilkan secara visual memiliki warna kuning jernih dan

terlihat encer. Penampakan biodiesel ini berbeda dengan minyak kelapa sawit

yang berwarna lebih pekat dan terlihat kental. Hasil samping reaksi

transesterifikasi adalah gliserol yang berwarna cokelat gelap dan lebih kental

dibanding metil ester serta terdapat di lapisan bagian bawah.

Parameter utama dalam penelitian ini adalah kadar metil ester karena

menunjukkan besarnya perubahan TG menjadi metil ester. Dalam penentuannya

dengan metode SNI dibutuhkan nilai bilangan asam, angka penyabunan, dan

kadar gliserol total. Selain itu, keberhasilan produksi biodiesel dilihat dari

viskositasnya karena tujuan transesterifikasi adalah memperoleh ester dengan

kekentalan yang menyerupai bahan bakar solar. Viskositas sendiri berkaitan erat

dengan densitas. Oleh karena itu, pengujian sifat fisik dan kimia pada biodiesel

yang telah dimurnikan meliputi metil ester, bilangan asam, kadar gliserol total,

kadar metil ester, densitas, dan viskositas. Nilai-nilai parameter ini dibandingkan

dengan nilai SNI biodisel yang dipersyaratkan

4.1.2.1 Metil ester

Metil ester yang terdapat dalam biodiesel memiliki kisaran yaitu 98,00-

98,65 (% w/w). Perolehan ini berada di atas standar biodiesel SNI 04-7182-2006

yaitu 96,50 (% w/w). Rendemen metil ester yang tinggi pada pembuatan biodiesel

dapat disimpulkan karena berasal dari bahan baku dengan karakteristik yang baik,

yaitu nilai bilangan asam minyak kelapa sawit yang rendah (0,4 mg KOH/g

minyak).

Biodiesel yang dihasilkan berupa metil ester karena dalam reaksi

transesterifikasi menggunakan metanol. Kadar metil ester tidak dapat langsung

ditentukan, tapi dihitung melalui perolehan bilangan penyabunan, bilangan asam,

dan kadar gliserol total sehingga analisis penentuan bilangan penyabunan juga

dilakukan.

52

Secara figuratif pada Gambar 21 dapat dilihat sedikit peningkatan kadar

metil ester terjadi dengan semakin tingginya suhu pada waktu reaksi yang sama.

Konversi yang semakin besar juga didapat dengan semakin lamanya waktu reaksi.

Peningkatan yang tajam terlihat pada awal reaksi dan beranjak landai atau

cenderung stabil pada waktu transesterifikasi yang lebih lama. Penyebab lain

adalah adanya proses pemurnian mengakibatkan biodiesel tidak lagi atau hanya

sedikit mengandung air dan gliserol. Metanol yang digunakan dalam kondisi

berlebih (3,83 kali stoikiometri) dan katalis KOH juga bekerja dengan baik dalam

mempercepat laju transesterifikasi.

4.1.2.2 Angka Asam

Hasil transesterifikasi minyak kelapa sawit secara umum memiliki angka

asam yang rendah dan memenuhi standar biodiesel berdasarkan SNI 04-7182-

2006 (0,80 mg KOH/g). Perolehan angka asam yang rendah ini dikarenakan

karakteristik minyak kelapa sawit yang digunakan sudah cukup baik dengan

angka asam 0,41 mg KOH/g minyak dan kadar asam lemak bebas yang kecil

yaitu 0,1 %. Nilai angka asam pada contoh biodiesel dari percobaan static-mixer

secara umum mengalami penurunan dengan bertambahnya waktu reaksi pada

semua kisaran suhu seperti terlihat pada Gambar 22. Pada suhu yang lebih tinggi

bilangan asam juga menunjukkan nilai yang lebih kecil. Dari hasil pengamatan

Gambar 21. FAME yang dihasilkan dengan static-mixer pada suhu 60, 65 dan 70oC

95

96

97

98

99

0 20 40 60 80 100

Met

il es

ter

(%, w

/w)

Waktu (menit)

T 60⁰C

T 65⁰C

T 70⁰C

SNI

53

terlihat angka asam mengalami penurunan selama proses transesterifikasi hal ini

sangat dimungkinkan karena asam lemak metil ester akan semakin banyak dengan

bertambahnya waktu reaksi transesterifikasi sehingga keasamannya akan semakin

rendah.

4.1.2.3 Gliserol Total

Gliserol total pada biodiesel mengalami penurunan dengan lamanya waktu

reaksi dan terjadinya peningkatan suhu seperti terlihat pada Gambar 23. Hal ini

terjadi karena jumlah gliserol terikat (TG, DG, dan MG) dalam contoh biodiesel

yang semakin mengecil. Beberapa contoh biodiesel memiliki kadar gliserol total

yang tinggi, yaitu melewati batas maksimum untuk gliseol total SNI 04-7182-

2006, yaitu 0,24 %. Kadar gliserol total memenuhi standar dimulai pada menit ke

15, 20, 30, dan seterusnya untuk suhu 70 oC secara berurutan. sedangkan untuk

suhu 50 dan 60 oC masih di atas batas yang ditentukan. Hal ini terjadi karena pada

awal reaksi masih banyak trigliserida dalam minyak kelapa sawit yang belum

terkonversi menjadi metil ester. Konversi tersebut memenuhi standar pada waktu

reaksi yang lebih cepat dengan kondisi suhu yang lebih tinggi, karena panas yang

diberikan membantu mempercepat reaksi.

Gambar 22. Angka asam FAME yang dihasilkan dengan static-mixer pada suhu 50, 60 dan 70oC

0

0.2

0.4

0.6

0.8

1

0 20 40 60 80 100

Ang

ka a

sam

(mg

KO

H/g

)

Waktu (menit)

T 50 ⁰CT 60 ⁰CT 70 ⁰CSNI

54

Kadar gliserol total biodiesel yang diproses pada suhu 50 dan 60 C tidak

memenuhi persyaratan yang ditentukan oleh SNI 04-7182-2006, hal ini

dimungkinkan oleh kurangnya panas (suhu) reaksi yang diberikan serta adanya

reaksi balik yang memungkinkan sebagian produk berubah kembali menjadi

reaktan (TG).

4.1.2.4 Viskositas

Biodiesel harus memiliki kisaran viskositas 2,30–6,00 cSt pada suhu 40 oC

sesuai SNI biodiesel yang ditentukan. Biodiesel yang dihasilkan memiliki

viskositas yang beragam pada berbagai macam waktu dan suhu seperti pada

Gambar 24. Beberapa contoh memiliki viskositas yang besar, terutama pada awal

reaksi, sehingga nilainya tidak memenuhi standar biodiesel. Namun, nilai

viskositas biodiesel mengalami penurunan dengan semakin lamanya waktu reaksi

dan semakin meningkatnya suhu.

Gambar 23. Gliserol total FAME yang dihasilkan dengan static-mixer pada suhu 50, 60 dan 70oC

00.5

11.5

22.5

33.5

4

0 20 40 60 80 100

Glis

erol

tota

l (%

w/w

)

Waktu (menit)

T 50 ⁰CT 60 ⁰CT 70 ⁰CSNI

55

Nilai viskositas memenuhi standar SNI 04-7182-2006 dimulai pada menit

ke 5 untuk suhu 70 oC dan menit ke 20 dan seterusnya untuk suhu 50 dan 60 oC

secara berturut-turut. Perolehan ini menunjukkan bahwa pada waktu yang lama,

biodiesel akan lebih encer pada semua kisaran suhu, karena semakin banyak

minyak kelapa sawit yang bereaksi dengan metanol. Nilai viskositas tinggi pada

menit ke-1 pada suhu 50, 60 dan 70 oC dan pada menit ke 5 pada suhu 50 dan 60 oC karena waktu yang relatif singkat dan suhu yang rendah trigliserida masih

banyak yang belum terkonversi menjadi metil ester.

4.1.2.5 Densitas

Biodiesel yang dihasilkan secara umum memenuhi kisaran densitas SNI-

04-7182-2006, yaitu 850,0–890,0 kg/m3, kecuali beberapa contoh pada menit-

menit awal reaksi berlangsung seperti terlihat pada Gambar 25. Nilai densitas

biodiesel mengalami penurunan dengan semakin tingginya suhu dan lamanya

waktu reaksi. Interaksi antara waktu dan suhu dengan densitas terbesar adalah

menit ke-1 pada suhu 50 dan 60 oC. Nilai densitas pada menit ke-1 dan ke-2 tidak

memenuhi standar SNI-04-7182-2006. Hal ini dikarena waktu yang pendek

menyebabkan reaktan yang terkonversi masih sedikit. Dengan demikian, proporsi

trigliserida yang berbobot molekul besar dalam produk lebih banyak dibanding

Gambar 24. Viskositas FAME yang dihasilkan dengan static-mixer pada suhu 50, 60 dan 70oC

0

5

10

15

20

25

30

0 20 40 60 80 100

Vis

kosi

tas (

cSt)

Waktu (menit)

T 50 ⁰CT 60 ⁰CT 70 ⁰CSNI

56

metil ester dengan bobot molekul lebih kecil. Pada lampiran 15 disajikan

hubungan parameter mutu biodiesel dengan waktu hasil percobaan.

4.2 Kinetika Reaksi

Kajian kinetika reaksi yang disajikan dari penelitian ini meliputi hasil

pembahasan dari laju reaksi, kajian static-mixer dan blade agitator, energi

aktivasi (Ea), dan frekuensi tumbukan (A).

4.2.1 Laju Reaksi

Kurva konsentrasi dalam reaksi transesterifikasi menggunakan static-

mixer dan blade agitator disajikan dalam Gambar 26 dan 27. Dalam gambar

tersebut diperlihatkan perubahan proses transesterifikasi selama 90 menit waktu

reaksi. Gambar-gambar tersebut memperlihatkan produksi metil ester dengan

menggunakan static-mixer lebih cepat dibanding menggunakan blade agitator

pada periode awal proses. Dalam lampiran 16 disajikan hasil pengukuran

kandungan metil ester dengan static-mixer dan blade agitator. Hasil percobaan

tersebut juga menunjukkan bahwa static-mixer memberikan pengaruh yang

signifikan dalam mengurangi waktu reaksi untuk mencapai kandungan asam

lemak metil ester (fatty acid methyl ester-FAME) yaitu 96.5% dibandingkan

Gambar 25. Densitas FAME yang dihasilkan dengan static-mixer pada suhu 50, 60 dan 70oC

840

850

860

870

880

890

900

0 20 40 60 80 100

Den

itas (

kg/m

3 )

Waktu (menit)

T 50 CT 60 CT 70 CSNISNI

57

dengan menggunakan blade agitator. Waktu reaksi transesterifikasi dengan

static-mixer jauh lebih singkat dari pada waktu reaksi dengan blade agitator pada

setiap tingkat perlakuan suhu. Efektifitas pengadukan dengan static-mixer juga

diperkuat dengan hasil pengamatan penurunan gliserol terikat (lihat pembahasan

konstanta laju rekasi Bab. 4.2.3), penurunan viskositas dan angka asam biodiesel

untuk kedua sistem tersebut seperti diperlihatkan dalam Gambar 28 dan 29.

Gambar 26. Pengaruh suhu terhadap pembentukan FAME menggunakan static-mixer

Gambar 27. Pengaruh suhu terhadap pembentukan FAME menggunakan blade agitator

0

20

40

60

80

100

120

0 20 40 60 80 100

Met

il es

ter

(%w

/w)

Waktu (menit)T50 C T55 C T60 C T65 C T70 C

0

20

40

60

80

100

120

0 20 40 60 80 100

Met

il es

ter

(%w

/w)

Waktu (menit)T 50 C T 55 C T 60 C T 65 C T 70 C

58

Gambar 28. Viskositas FAME yang dihasilkan dengan static-mixer dan blade agitator pada suhu 65o C

Gambar 29. Angka asam FAME yang dihasilkan dengan static-mixer dan blade agitator pada suhu 65o C

0

5

10

15

20

25

30

0 20 40 60 80 100

Vis

kosi

tas (

cSt)

Waktu (menit)Blade agitator Static-mixer

0.1

0.15

0.2

0.25

0.3

0.35

0.4

0.45

0 20 40 60 80 100

Ang

ka a

sam

(mg

KO

H/g

)

Waktu (menit)Blade Agitator Static-mixer

59

Pada Gambar 30 dan 31 ditunjukkan efektifitas pengadukan dari static-

mixer dan blade agitator pada suhu yang lebih spesifik. Gambar 30 diperlihatkan

pengaruh pengadukan static-mixer pada suhu yang rendah yaitu 50oC lebih

signifikan dibandingkan blade agitator ketika reaksi transesterifikasi berlangsung.

Pembentukan metil ester berlangsung sangat cepat pada 5 menit pertama untuk

static-mixer dan 60 menit pertama untuk blade agitator kemudian lajunya

menurun dan selanjutnya mencapai keseimbangan (laju pembentukan konstan dan

kecil). Pembentukan ester dari asam-asam lemak (FAME) menjadi tidak terlalu

signifikan bila reaksi transesterifikasi dilakukan pada suhu 70oC. Dalam keadaan

tersebut laju reaksi terutama dipengaruhi oleh suhu reaksi dan ditunjukkan dengan

jelas oleh kemiringan kurva yang dihasilkan. Penurunan jumlah reaktan

mempengaruhi pembentukkan jumlah produk yang dihasilkan. Gambar 30

memperlihatkan fenomena bahwa kurva produksi metil ester baik yang dihasilkan

dengan static-mixer maupun blade agitator hampir mendekati. Pada Lampiran 17

disajikan hasil pengamatan hubungan parameter mutu FAME dengan waktu

selama proses transesterifikasi berlangsung pada berbagai tingkat suhu.

Perbedaan jarak kurva pembentukan metil ester dengan static-mixer dan

blade agitator pada suhu 50oC dan 70oC dikarenakan pembentukan metil ester

pada blade agitator sangat dipengaruhi oleh suhu transesterifikasi yang

berlangsung di mana semakin tinggi suhu maka produksinya akan semakin cepat.

Hal ini ditunjukkan semakin tinggi suhu proses mengakibatkan kemiringan kurva

pembentukan metil ester akan semakin besar seperti yang terjadi pada Gambar 30.

60

Gambar 30. Pembentukan FAME menggunakan static-mixer dan blade agitator pada suhu 50o C

Gambar 31. Pembentukan FAME menggunakan static-mixer dan blade agitator pada suhu 70o C

0

20

40

60

80

100

120

0 20 40 60 80 100

Met

il es

ter

(% w

/w)

Waktu (menit)

Blade agitator Static-mixer

0

20

40

60

80

100

120

0 20 40 60 80 100

Met

il es

ter

(% w

/w)

Waktu (menit)


61

4.2.2 Perbandingan Reaksi menggunakan Static-mixer dan Blade agitator

Waktu reaksi transesterifikasi untuk mencapai kandungan metil ester

dengan static-mixer lebih singkat dengan blade agitator. Hal ini dimungkinkan

karena beberapa hal :

1) Pengaruh elemen static-mixer

Di dalam elemen dalam rumahan (casing) static-mixer fluida (reaktan)

dipecah menjadi beberapa lapisan. Jumlah lapisan yang terbentuk setara dengan

2n di mana n adalah jumlah elemen (Paul, 2003; Oldshoe, 1983). Di dalam

penelitian ini elemen yang dirancang berjumlah 5 elemen, jadi jumlah lapisan

yang dihasilkan adalah 10 lapisan. Pada tahap awal fluida dipecah dalam elemen

pertama untuk membentuk lapisan, dan lapisan yang dihasilkan kemudian diputar

180o. Setiap lapisan dipecah kembali dan diputar 180o dalam arah yang

berlawanan. Posisi elemen diatur sedemikian rupa sehingga membentuk sudut

90o. Di dalam setiap elemen atau (mixing chamber), setiap lapisan akan

mengalami proses (1) pemecahan, (2) pemutaran, (3) pembalikan, dan (4)

penggabungan lapisan aliran reaktan yang terjadi secara reversal. Secara teoritis

semakin banyak elemen maka akan meningkatkan jumlah perputaran (travel) dan

jumlah lapisan yang dihasilkan serta menghasilkan tegangan geser lapisan dan

tumbukan antara molekul reaktan yang lebih tinggi pula.

Nilai laju pengurangan reaktan yang dalam static-mixer dinyatakan dalam

dCA/dt = kr CA - kl CA sesuai persamaan [16] akan semakin besar. Nilai dCA/dt

akan tinggi terutama pada saat awal reaksi di mana jumlah TG, DG, dan MG

masih banyak dan langsung terkonversi menjadi FAME dan GL. Berdasarkan

persamaan [11] pula jumlah FAME yang terbentuk (CMe) sebanyak 3 konsentrasi

awal TG (1- e-k’t). Nilai dCA/dt akan semakin mengecil sejalan dengan

berkurangnya jumlah gliserol terikat tersebut dan akan mencapai nilai mendekati

keseimbangan ketika gliserol terikat hampir semua terkonversi menjadi FAME.

Dari hasil kurva Gambar 26 tersebut, pengaruh suhu reaksi terhadap waktu reaksi

tidak terlalu besar bila menggunakan static-mixer.

62

2) Pengaruh sirkulasi aliran

Adanya sirkulasi aliran dalam pipa saluran reaktan baik sebelum dan

seseudah elemen static-mixer sedikit banyak juga akan mempengaruhi proses laju

rekasi pembentukan produk (ME dan GL) atau laju jumlah reaktan yang bereaksi

(TG dan MeOH). Aliran reaktan selama melalui saluran akan mempercepat laju

reaksi yang dimungkinkan akibat pengaruh panas dari dinding pipa saluran. Di

samping itu pengaruh pompa sentrifugal yang digunakan juga dimungkinkan

untuk mempengaruhi laju reaksi karena reaktan di dalam pompa sentrifugal akan

diputar sebelum dialirkan ke dalam elemen static-mixer. Mekanisme lain yang

berpengaruh adalah pada saat reaktan melalui tangki utama sebelum menuju

pompa sentrifugal dan elemen static-mixer terjadi reaksi secara kimiawi karena

pengaruh aliran dari atas ke bagian bawah tangki dan karena pengaruh panas.

3) Blade agitator

Di sisi lain penggunaan sistem pengadukan blade agitator terlihat

dipengaruhi oleh suhu reaksi (lihat Gambar 27). Hal ini dimungkinkan karena

dalam mekanisme pengadukan blade agitator menghasilkan aliran melingkar

dalam tangki dengan arah aksial dan tangensial, serta memberikan turbulensi yang

minimal (Paul et al., 2003 ). Intensitas reaksi antar molekul atau reaktan tidak

begitu tinggi serta laju reaksi dan waktu reaksi transesterifikasi lebih lambat.

Kondisi ini akan mempengaruhi frekuensi tumbukan yang tidak sebesar pada

static-mixer sehingga akan mengakibatkan laju reaksi yang relatif rendah. Dalam

skala laboratorium, produksi metil ester dengan rendemen tertinggi diperoleh pada

suhu 60 oC setelah 1 jam menggunakan katalis basa (Vicente et al., 2004, Meher

et al., 2006, Hazkil, 2008).

Di samping itu menurut Livenspiel (1972), bila reaktan yang berbeda

dicampur ( terlebih lagi bila reaktan bersifat immiscible) dengan menggunakan

blade agitator dan bila terjadi reaksi, maka reaksi yang terbentuk berada pada

suatu zona reaksi sekitar as pengaduk blade agitator, di samping itu akan

terbentuk pula zona non-homgen di mana terdapat reaktan yang masih belum

bereaksi. Untuk memperbesar zona reaksi maka diperlukan jumlah putaran yang

tinggi (vigorous stirring).

63

4.2.3 Konstanta Laju Reaksi (k)

Perbedaan laju reaksi sebenarnya dapat diklarifikasi melalui kajian

kinetika reaksi. Pada dasarnya reaksi transesterifikasi meliputi 3 tahap yaitu pada

tahap pertama TG bereaksi dengan MeOH untuk digliserida (DG), yang

dilanjutkan pada tahap kedua DG dengan MeOH bereaksi menghasilkan

monogliserida (MG). Pada tahap akhir MG bereaksi dengan MeOH menghasilkan

gliserida (GL). Pada setiap tahap reaksi, satu molekul metil ester (ME) akan

dihasilkan untuk setiap satu molekul MeOH yang bereaksi.

Kusdiana dan Saka (2001) menyederhanakan model matematik untuk

ketiga tahap proses tersebut dalam suatu proses transesterifkasi secara keseluruhan

dengan mengabaikan reaksi intermediate (DG) dan (MG), sehingga ketiga tahap

proses tersebut dapat disajikan seperti persamaan [23] beikut;

Di mana k adalah konstanta laju reaksi secara keseluruhan reaksi transesterifikasi.

Diasumsikan bahwa reaktan jumlah MeOH tidak berubah karena MeOH diberikan

dalam jumlah berlebih di samping itu reaksi juga diasumsikan mengikuti reaksi

orde pertama. Konstanta laju reaksi dapat ditentukan berdasarkan penurunan

jumlah reaktan misal TG dalam interval waktu tertentu (Barrow, 1973; Steinfeld

et al, 1989). Dalam penelitian ini, laju reaksi diprediksi dari pengurangan jumlah

TG sehingga persamaan konstanta reaksinya dapat ditulis dengan persamaan [24].

Laju reaksi G ...….......…..........................................................[24]

Dalam proses transesterifikasi tidak semua TG dapat bereaksi. Selain TG terdapat

produk antara yang tidak bereaksi yaitu DG, MG, dan asam lemak. Reaktan yang

tidak bereaksi tersebut disebut sebagai unmethyl esterified compound (uME),

sehingga persamaan [24] dapat ditulis dengan persamaan [25]. Nilai uME

(gliserol terikat) diperoleh dari jumlah total gliserol dikurangi dengan gliserol

bebas.

k TG + 3 MeOH 3 ME + GL ………………………….............……[23]

64

Laju reaksi ME , atau

ME k uME ...….…......................................................................[25]

Dengan mengasumsikan konsentrasi awal uME, pada t= 0 adalah uME, 0 dan

turun menjadi uME, t pada waktu t, maka integrasi persamaan [25] menjadi

persamaan [26] dan [27] dan k dapat dihitung berdasarkan persamaan [28]

uME,uMEt,

uME

uME k dt.........................................................................[26]

ln uME,uME,

k t .......................................................................................[27]

k uME,t uME,..................................................................................[28]

Hasil pengamatan penurunan uME disajikan dalam Gambar 32 hingga

Gambar 36. Dalam static-mixer, karena penurunan uME jauh lebih cepat pada

tahap awal proses maka laju reaksi dievaluasi dalam 2 tahap yaitu laju reaksi awal

dengan konstanta laju reaksi k1 (dari waktu 0 sampai 1 menit) dan laju reaksi

akhir dengan konstanta laju reaksi k2 (dari waktu 1 hingga 90 menit). Perubahan

dari laju reaksi awal menuju laju raeaksi akhir terlihat naik turun, akan tetapi hasil

masih menunjukkan konsistensi penurunan. Penurunan uME pada proses

transesterifikasi dengan menggunakan blade agitator menunjukkan pola yang

stabil sehingga laju reaksi dievaluasi dalam satu tahap. Hasil nilai k

menggunakan static-mixer dan blade agitator ditunjukkan dalam Tabel 9.

Berdasarkan tabel tersebut dapat dilihat secara jelas laju reaksi awal (k1) dengan

static-mixer lebih tinggi dibandingkan dengan menggunakan blade agitator.

Meskipun demikian konstanta laju reaksi dengan blade agitator lebih tinggi

dibandingkan dengan konstanta laju reaksi k2 menggunakan static-mixer, hal ini

beralasan karena pada tahap akhir jumlah reaktan dalm reaktor blade agitator

masih tinggi dibandingkan dengan menggunakan static-mixer pada waktu yang

sama.

65

Tabel 9. Konstanta laju reaksi transesterifikasi dengan static-mixer dan blade agitator

T

(oC)

Static-mixer Blade agitator

k1 (menit-1)

R2 (%) k2 (menit-1)

R2 (%) k (menit-1)

R2 (%)

50 3,912 100 0,016 93,4 0,045 94,7

55 3,995 100 0,021 90,1 0,049 97,7

60 4,000 100 0,022 90,8 0,054 97,6

65 4,006 100 0,023 94,4 0,052 95,1

70 4,051 100 0,024 95,1 0,057 91,7

Gambar 32. Hubungan konsentrasi uME selama reaksi transesterifikasi


y = -3.912x + 4.605R² = 1

y = -0.016x + 0.626R² = 0.934

y = -0.052x + 4.210R² = 0.951

-2

-1

0

1

2

3

4

5

0 20 40 60 80 100

ln u

ME

(% w

/w)

Waktu (menit)

uME tahap awal static-mixer uME tahap akhir static-mixer uME blade agitator

66

Gambar 34. Hubungan konsentrasi uME selama reaksi transesterifikasi menggunakan static-mixer dan blade agitator pada suhu 60o C


y = -3.995x + 4.605R² = 1

y = -0.021x + 0.165R² = 0.901

y = -0.049x + 4.601R² = 0.977

-3

-2

-1

0

1

2

3

4

5

0 20 40 60 80 100

ln u

ME

(% w

/w)

Waktu (menit)


y = -4.000x + 4.605R² = 1

y = -0.022x + 0.217R² = 0.908

y = -0.054x + 4.403R² = 0.976

-3

-2

-1

0

1

2

3

4

5

0 20 40 60 80 100

ln u

ME

(% w

/w)

Waktu (menit)


67



y = -4.006x + 4.605R² = 1

y = -0.023x + 0.257R² = 0.944

y = -0.052x + 4.210R² = 0.951

-3

-2

-1

0

1

2

3

4

5

0 20 40 60 80 100

ln u

ME

(% w

/w)

Waktu (menit)

uME tahap awal static-mixer uMEtahap akhir static-mixer uME blade agitator

y = -4.051x + 4.605R² = 1

y = -0.024x + 0.268R² = 0.951

y = -0.057x + 3.977R² = 0.913

-3

-2

-1

0

1

2

3

4

5

0 20 40 60 80 100

ln u

ME

(% w

/w)

Waktu (menit)uME tahap awal static-mixer uME tahap akhir static-mixer uME blade agitator

68

4.2.4 Energi Aktivasi (Ea) dan Frekuensi Tumbukan (A)

Menurut persamaan Arhenius (Atkins, 1986), hubungan antara konstanta

laju, energi aktivasi, dan frekuensi tumbukan dapat dinyatakan dalam persamaan

[29]:

di mana Ea adalah energi aktivasi (kJ/mol), R adalah konstanta gas (0.00813 kJ

mol-1 K-1) dan A adalah frekuensi tumbukan (menit-1). Data pada Tabel 11

digunakan untuk menentukan Ea dan A dengan melakukan plot antara ln k dengan

kebalikan suhu absolute (1/T) seperti tersaji dalam Gambar 37, 38 untuk static-

mixer dan Gambar 39 untuk blade agitator. Energi aktivasi (Ea) dan frekuensi

tumbukan (A) yang dihitung berdasarkan persamaan [29] baik tahap awal dan

akhir reaksi dalam static-mixer serta E dan A hasil reaksi dalam blade agitator

disajikan dalam Tabel 10. Tabel tersebut juga menunjukkan hasil dari percobaan

yang dilakukan oleh penelitian lain.

Gambar 37. Plot Arhenius antara konstanta laju reaksi (ln k1) tahap awal dengan kebalikan suhu mutlak menggunakan static-mixer

ln k = ln A – Ea/RT …………………………………………………….……[29]

y = ‐0.161x + 1.869R² = 0.827

1.36

1.37

1.38

1.39

1.4

1.41

2.9 2.95 3 3.05 3.1 3.15

ln k (m

in‐1)

1/T (x 10 ‐3°K)

69

Gambar 38. Plot Arhenius antara konstanta laju reaksi (ln k2) tahap akhir dengan kebalikan suhu mutlak menggunakan static-mixer

Gambar 39. Plot Arhenius antara konstanta laju reaksi (ln k) dengan kebalikan suhu mutlak menggunakan blade agitator

y = ‐2.013x + 2.185R² = 0.807

‐4.2

‐4.1

‐4

‐3.9

‐3.8

‐3.7

‐3.6

2.9 2.95 3 3.05 3.1 3.15

ln k (m

in‐1)

1/T (x 10 ‐3°K)

y = ‐1.265x + 0.830R² = 0.983

‐3.2

‐3.1

‐3

‐2.9

‐2.8

2.9 2.95 3 3.05 3.1 3.15

ln k (m

in‐1)

1/T (x 10 ‐3°K)

70

Table 10. Perbandingan Energi aktivasi (Ea) dan frekuensi tumbukan (A) Hasil Percobaan

Ea (J/mol) A (menit-1) Tahap percobaan Waktu ( menit) 1,33 6,48 Tahap awal static-mixer 0 - 1

16,71 8,89 Tahap akhir static-mixer 1 - 90

10,49 2,29 blade agitator 0 - 90

Hasil Penelitian lain

Ea (J/mol) A (menit-1) Metode Referensi 0,026 - batch reaktor (katalitik) Darnoko dan Cheryan

(2000a)

69,0 x 103 6936 superkritik MeOH (non-katalitik) Kusdiana dan Saka

(2001)

31,0 x 103 4,2 reaktor kolom gelembung

(superheated/non-katalitik)

Joelianingsih et al.

(2008)

Energi aktivasi (Ea) adalah energi minimum yang diperlukan untuk

melangsungkan terjadinya suatu reaksi. Dalam reaksi transesterifikasi Ea adalah

energi minimum untuk menghasilkan FAME dan gliserol dari reaktan TG dan

MeOH. Jika partikel-partikel bertumbukan dengan energi yang lebih rendah dari

energi aktivasi (Ea) maka fluida yang diproses masih dalam bentuk reaktan (TG

dan MeOH) dan tidak akan terjadi reaksi transesterifikasi. Dalam percobaan

static-mixer, nilai Ea dan A pada tahap awal lebih kecil dari Ea dan A tahap akhir

yaitu 1,33 J/mol, 16,71 J/mol, 6,48 , menit-1 dan 8,89 menit-1. Hal ini

menunjukkan energi minimum yang digunakan untuk memecah beberapa ikatan-

ikatan TG, DG, dan MG menjadi ME dan GL realatif kecil. Kondisi ini

dikarenakan jumlah TG dan produk intermediate (DG dan MG) masih berada

dalam jumlah yang cukup banyak. Akan tetapi ketika jumlah reaktan tersebut

berada dalam jumlah yang sedikit pada tahap akhir reaksi di mana sebagian sudah

terkonversi menjadi produk (ME dan GL) energi untuk memecahnya akan

semakin besar (meningkat 15,38 J/mol).

Fekuensi tumbukan (A) dapat diartikan sebagai persentase tumbukan

antara bahan yang bereaksi, semakin besar A semakin besar kecepatan reaksi.

Dalam percobaan static-mixer, nilai A pada tahap akhir terlihat semakin besar dan

meningkat dari 6,48 menit-1 menjadi 8,89 menit-1, hal ini menunjukkan bahwa

tumbukkan yang terjadi antar molekul zat pereaksi semakin banyak. Pada tahap

71

akhir ini jumlah TG, MG, dan DG semakin minimal sehingga untuk

melangsungkan laju reaksi diperlukan A semakin besar. Intensitas tumbukan

yang tinggi juga sangat diperlukan dikarenakan reakssi transesterifikasi ini juga

termasuk reaksi balik (reversible) yang memungkinkan reaksi mengarah ke kiri.

Untuk membandingkan kedua hasil tersebut dengan hasil yang ditemukan

dari hasil penelitian lain tidak mudah dikarenakan terdapat adopsi dua tahap laju

reaksi dalam penelitian ini. Konstanta laju reaksi untuk non katalis untuk

transesterifikais minyak rapseed dalam kondisi superkritik yang dilakukan

Kusdiana and Saka (2001) adalah 0,041 menit-1 pada suhu 543o K dan tekanan 2

MPa, sedangkan Ea and A adalah 69 kJ/kmol and 6936 menit-1. Nilai Ea dan A

tersebut lebih tinggi dibandingkan nilai hasil percobaan dengan hasil percobaan

static-mixer. Perbedaan hasil percobaan tersebut disebabkan oleh adanya

perbedaan kondisi reaksi yang dicoba. Pada percobaan Kusdiana dan Saka

dilakukan reaksi pada tekanan 40 MPa di mana polaritas MeOH akan menurun.

Sebagai akibatnya TG yang bersifat non-polar dapat disolfasi dengan MeOH

superkritik untuk mengubah fase tunggal dari minyak nabati/MeOH. Pada Tabel

10 disajikan nilai Ea dan A hasil penelitian static-mixer yang dilakukan dan dari

hasil peneliti lain.

Penelitian Ea dan A juga dilakukan oleh Joelianingsih et al. (2008) untuk

transesterifikasi minyak sawit dalam reaktor kolom gelembung sistem batch

secara non-katalis. Di dalam hasil penelitiannya, reaksi transesterifikasi

dilangsungkan dalam tekanan atmosfir, MeOH superheated, dan tanpa

pengadukan (stirring). Nilai EA dan A yang rendah dihasilkan masing-masing 31

kJ/mol and 4,2 menit-1. Percobaan tersebut dilakukan dengan gelembung MeOH

yang disebar ke dalam fase minyak serta sistem terdiri dari dua fase. Laju reaksi

dibawah kendali/pengaruh pindah masa antara fase gas dan liquid. Mekanisme

pengadukan seperti ini tentunya akan mempengaruhi besar nilai k, Ea, A, dan

waktu reaksi.

72

4.3 Analisis Energi

4.3.1 Analisis Kehilangan Panas

Pada saat proses produksi berlangsung, dilakukan pengukuran suhu pada

reaktor. Pengukuran suhu dilakukan terhadap 13 titik pengukuran, yakni suhu

pada : 1) uap MeOH keluar, 2) tutup atas 3) kran sampel atas 4) kran sampel

tengah, 5) heater, 6) tutup bawah, 7). kran sampel bawah, 8) dinding luar, 9)

glasswool, 10) dinding static-mixer, 11) dinding dalam, 12) pipa, 13)

lingkungan, seperti yang ditunjukkan pada Gambar 40. Hasil sebaran suhu

pengukuran suhu pada setiap bagian reaktor disajikan dalam Gambar 41, 42, dan

43. Pada lampiran 17 dan 18 disajikan data hasil pengukuran sebaran suhu

reaktor static-mixer.

Gambar 40. Posisi pengukuran suhu pada reaktor, static-mixer

73

Gambar 41. Sebaran suhu pada tutup atas, uap keluar, heater,dan kran atas

Gambar 42. Sebaran suhu pada pipa sirkulasi, dinding luar, static-mixer, dan kran bawah

0

10

20

30

40

50

60

70

0 20 40 60 80 100

Suhu

(C

)

Waktu (menit)

Tutup atas Uap keluar Heater Kran atas

0

10

20

30

40

50

60

70

0 20 40 60 80 100

Suhu

(C

)

Waktu (menit)

Pipa Dinding luar Static-mixer Kran bawah

74

Sebaran suhu hasil pengukuran di dalam tangki untuk kondisi proses pada

suhu 70 °C dapat dilihat pada Gambar 41. Suhu heater yang dimaksud adalah

suhu campuran di sekitar heater. Sebagai daerah yang lebih dekat dengan sumber

panas, pada saat awal pompa dihidupkan dan campuran reaktan disirkulasikan

melewati static-mixer terlihat bahwa suhu heater memang lebih tinggi

dibandingkan dengan suhu di titik pengukuran lainnya.

Berdasarkan grafik pada Gambar 41, 42 dan 43 pada menit ke-0 suhu

heater tercatat sebesar 67 °C, sedangkan suhu kran bawah adalah 66 °C, kran

tengah 67 °C, dan kran atas yang jauh lebih dari sumber panas bersuhu 66 °C.

Pada saat proses sirkulasi berlangsung, campuran pada bagian dasar tangki yang

bersuhu lebih tinggi mengalir melewati pipa dan static-mixer dan kembali lagi ke

tangki utama melewati pipa penyebaran. Setelah keluar dari pipa penyebaran,

campuran akan menyentuh kran bagian atas terlebih dahulu, kemudian baru turun

perlahan-lahan ke bagian dasar tangki. Akibatnya walaupun pada saat awal suhu

Gambar 43. Sebaran suhu pada tutup bawah, dinding dalam, glas wool, dan kran tengah

0

10

20

30

40

50

60

70

0 20 40 60 80 100

Suhu

(C

)

Waktu (menit)

Tutup bawah Dinding dalam Glass wool Lingkungan Kran tengah

75

di sekitar heater lebih tinggi, setelah beberapa menit proses berlangsung, suhu

pada kran sampel atas lebih tinggi dibandingkan dengan suhu pada bagian lain.

Perpindahan panas yang diamati pada reaktor berhubungan dengan

perpindahan panas secara konduksi dan konveksi. Pindah panas konduksi terjadi

pada dinding tangki bagian atas dan bawah, dan pada pipa-pipa saluran serta

dinding static-mixer. Sedangkan pindah panas secara konveksi yang diamati

adalah pindah panas dari dinding bagian luar tangki ke udara luar (lingkungan).

Pindah panas secara konduksi pada plat datar dapat dihitung dengan persamaan

Fourier (Bacon, 1990)

Pada reaktor static-mixer, kehilangan panas merupakan gabungan kehilangan

panas secara konduksi dan koveksi. Kehilangan panas yang diamati terjadi pada

dinding tangki, tutup atas, tutup bawah, pipa, dan dinding static-mixer. Dengan

mengetahui suhu pada daerah-daerah tersebut dan sifat-sifat udara di sekitarnya,

kehilangan panas gabungan dapat dihitung. Kehilangan panas yang terjadi

sebanding dengan perbedan suhu yang terjadi dan luasan daerah yang mengalami

proses perpindahan panas. Sebaran suhu pada pipa, dinding tangki tutup atas,

tutup bawah, dan dinding static-mixer ditampilkan pada Gambar 44.

Kehilangan panas yang terjadi dapat dihitung dengan menghitung pindah

panas pada dinding tangki utama (q1), kehilangan panas dari dinding luar ke udara

sekitar (q2), kehilangan panas dari pipa ke udara luar (q3), kehilangan panas

melalui dinding static-mixer (q4), kehilangan panas memalui tutup atas (q5), dan

kehilangan panas melalui tutup bawah (q6). Persamaan pindah panas tersebut

didasarkan pada pindah panas secara konveksi, dengan bentuk umum :

qn = h Ad (td – tu) ....................................................................................[30]

h = NNu k /Dd ..........................................................................................[31]

NGr Npr = NNu ...........................................................................................[32]

NNu = 0,53 (NGr Npr)0,25 ..........................................................................[33]

NGr = (Dd)3 (gßρ2/µ)∆T ........................................................................[34]

76

Keterangan :

qn = kehilangan panas (kJ), n =1, 2, 3, ...., h = koefisien pindah panas

konveksi (W/m2°K), Ad = luas / penampang (m2), td = temperatur dinding luar

(°K), tu = suhu udara luar (°K), Dd = diameter (m), NNu = bilangan Nusselt (tidak

berdimensi), Npr = bilangan Prandtl (tidak berdimensi), NGr = bilangan Grashoff

(tidak berdimensi), g = percepatan gravitasi m/dt2, ρ = kerapatan udara (kg/m3),

µ = viskositas (poise), ß = koefisien muai volume (1/K) Cara perhitungannya

disajikan pada Lampiran 19 sampai dengan 24.

Gambar 44. Sebaran suhu rata-rata pada reaktor

Berdasarkan Gambar 44, disajikan grafik penyebaraan suhu dan terlihat

bahwa pipa dan tutup tangki bagian atas memiliki suhu paling tinggi. Keduanya

memiliki suhu rata-rata 57,37 °C dan 57,05 °C. Dinding static-mixer juga

memiliki suhu yang relatif tinggi. Sedangkan dinding dan tutup bagian bawah

tangki (dasar) memiliki suhu rata-rata yang lebih rendah. Pipa, tutup atas, dan

dinding static-mixer memiliki suhu yang lebih tinggi pada bagian luarnya karena

ketiga daerah tersebut tidak dilapisi oleh bahan isolator, sehingga panas dari

bahan langsung berpindah ke dinding yang terbuat dari baja tahan karat, dan

diteruskan ke lingkungan luar. Sedangkan pada dinding dan dasar tangki terdapat

57.37

38.47

57.05 54

39.37

0

10

20

30

40

50

60

70

Pipa Dinding tangki

Tutup atas Static-mixer Tutup bawah

Suhu

(oC

)

Komponen reaktor

77

ruang isolasi yang berisi glasswool. Jumlah energi yang hilang dalam bentuk

panas (dalam kJ) pada kelima daerah tersebut dapat dilihat dari grafik pada

Gambar 45.

Dari grafik pada Gambar 45 terlihat bahwa kehilangan panas terbesar terjadi

pada pipa yang berfungsi sebagai saluran sirkulasi reaktan. Pada pipa, selain suhu

yang relatif lebih tinggi luasan permukaan pipa yang berhubungan dengan udara

luar juga mempengaruhi besarnya kehilangan panas yang terjadi. Luasan pipa

bagian luar dari hasil perhitungan didapatkan sebesar 0,102 m². Sehingga

kehilangan panas yang terjadi pada pipa adalah sebesar 116,57 kJ. Walaupun

dinding memiliki luasan permukaan yang cukup besar dibandingkan daerah

lainnya, namun karena fungsi bahan isolasi yang memberikan keuntungan dengan

mencegah perpindahan panas yang terlalu besar ke lingkungan, perpindahan panas

pun tidak terlalau besar. Pada lampiran 19 hingga 24 disajikan perhitungan

pindah panas pada pipa, dinding tangki, tutup atas-bawah, dan static-mixer.

Gambar 45. Kehilangan panas pada reaktor

Luasan dinding dari hasil perhitungan adalah sebesar 0,53 m², sedangkan

kehilangan panasnya adalah sebesar 76,22 kJ. Tutup tangki bagian atas tidak

terlalu luas, mengalami kehilangan panas yang cukup besar jika dibandingkan

116.57

76.22

38.1327.71

8.38

0

20

40

60

80

100

120

140

pipa dinding tangki

Tutup atas Static-mixer Tutup bawah

Keh

ilang

an p

anas

(kJ)

Komponen reaktor

78

dengan tutup bagian bawah tangki. Dengan luasan yang sama yaitu 0,047m²,

kehilangan panas penutup tangki bagian atas adalah 38,13 kJ, sedangkan

kehilangan panas yang terjadi pada penutup tangki bagian bawah hanya 8,38 kJ.

Besarnya kehilangan panas yang terjadi pada tutup tangki bagian atas

disebabkan oleh tidak adanya bahan isolasi yang dapat mencegah perpindahan

panas dari dinding penutup tangki ke lingkungan luar. Metanol yang menguap

juga menyebabkan suhu pada dinding penutup atas tangki cukup tinggi.

Pemberian bahan isolasi pada dinding penutup bagian bawah memberikan

kehilangan panas yang minimal. Dari kelima daerah yang mengalami kehilangan

panas, dinding penutup tangki bagian bawah mengalami kehilangan panas paling

kecil. Kemudian static-mixer juga mengalami kehilangan panas yang cukup kecil,

karena dengan tinggi 30 cm, luasnya hanya 0,03 m², dan kehilangan panas hanya

sebesar 27,71 kJ. Bila dihitung dalam persen maka terlihat bahwa kehilangan

panas terbesar terjadi pada pipa saluran sebesar 44 persen dari total kehilangan

panas pada alat. Dinding menempati urutan ke dua dengan presentase sebesar 28

persen, kemudian tutup atas sebesar 14 persen, dinding static-mixer sebesar 11

persen, dan terakhir tutup bawah sebesar 3 persen. Kehilangan panas ke

lingkungan luar tentu saja tidak diinginkan karena akan meningkatkan kebutuhan

energi untuk pemanasan bahan. Pemberian bahan isolator pada bagian-bagian

yang membuat kehilangan panas menjadi tinggi dapat mengatasi pemborosan

energi.

4.3.2 Kebutuhan Energi untuk Proses Transesterifikasi

Hasil pengukuran energi pemanasan awal dan proses transesterifikasi

disajikan dalam Tabel 11. Pengaruh suhu terhadap konsumsi energi dalam proses

transesterifikasi untuk setiap suhu disajikan dalam Gambar 46. Peningkatan suhu

cenderung akan mengurangi energi yang dibutuhkan untuk proses

transesterifikasi. Berdasarkan gambar tersebut menunjukkan bahwa kebutuhan

energi transesterifikasi dengan blade agitator lebih besar dibandingkan dari energi

menggunakan static-mixer pada temperature yang sama. Hasil percobaan

menunjukkan bahwa static-mixer dapat mengurangi secara signifikan kebutuhan

79

energi transesterifikasi yang dibutuhkan. Dengan demikian, efektifitas energi

pengadukan dari reaktan (TG dan MeOH) menjadi metil ester (biodiesel) dalam

static-mixer jauh lebih besar dibanding dalam blade agitator

Table 11. Kebutuhan energi untuk setiap tahap produksi biodiesel

T (oC)

Static-mixer (kJ/kg) Blade agitator (kJ/kg) Pemanasan awal

Transeste-ifikasi

Purifikasi

Total (Qin)

Pemanasan awal

Transeste-rifikasi

Purifikasi

Total (Qin)

50 160,94 119,66 1529,86 1810,45 160,94 529,26 1529,86 2220,36 55 182,52 99,29 1525,96 1807,77 182,52 493,82 1525,96 2202,39 60 196,90 78,93 1525,96 1801,79 196,90 519,38 1525,96 2242,24 65 218,48 56,01 1529,86 1804,35 218,48 478,64 1529,86 2226,9870 240,06 68,74 1529,86 1838,66 240,06 399,72 1529,86 2169,63

Rata-rata 199,78 84,53 1528,30

1812,60 199,78 484,16 1528,30

2212,32

4.3.3 Kebutuhan Energi Untuk Pemanasan Awal dan Purifikasi

Distribusi energi input (Qin) dalam produksi biodiesel menggunakan

static-mixer dan blade agitator dapat dilihat dalam Gambar 47 dan 48. Energi

Gambar 46. Kebutuhan energi transesterifikasi yang dibutuhkan untuk static-mixer dan blade agitator

0

100

200

300

400

500

600

40 50 60 70 80

Ene

rgit

rans

este

rifik

asi (

kJ/k

g)

Suhu ( C)

Static-mixer Blade-agitator

80

input berasal dari: 1) energi panas dari heater untuk pemanasan awal RBDPO dan

MeOH, 2) energi panas dari heater untuk proses transesterifikasi dan energi dari

motor untuk sirkulasi (static-mixer), dan 3) energi panas dari heater untuk

memanaskan air yang digunakan untuk pencucian dan pengeringan serta energi

motor untuk mengalirkan air panas dan produk dari tangki utama ke tangki

pencucian.

Dari Gambar 47 dan 48 menunjukkan bahwa penurunan energi untuk

proses transeterifikasi dengan peningkatan suhu reaksinya dikompensasi dengan

energi untuk pemanasan awal RBDPO. Penggunaan energi untuk pemanasan

awal RBDPO lebih besar untuk suhu yang lebih tinggi. Konsumsi energi pada

setiap tahap proses produksi disajikan dalam Tabel 12. Dalam penelitian ini,

purifikasi biodiesel dilangsungkan dengan menggunakan pencucian air panas.

Metode purifikasi dengan pencucian seperti ini mempunyai kelemahan yaitu

proses dilakukan dengan waktu yang relatif lama hingga mencapai waktu 2,5 jam

serta membutuhkan jumlah air yang cukup banyak. Di samping itu dibutuhkan

proses evaporasi air dalam biodiesel hasil pencucian.

Gambar 47. Distribusi energi produksi biodiesel dengan reaktor static-mixer

50 C 55 C 60 C 65 C 70 C

Pemanasan awal 160.94 182.52 196.9 218.48 240.06

Transesterifikasi 119.66 99.29 78.93 56.01 68.74

Purifikasi 1529.26 1525.96 1525.96 1529.26 1529.26

0

400

800

1200

1600

2000

Energi (kJ/kg)

81

4.3.4 Rasio Energi

Rasio energi (Er) dihitung berdasarkan persamaan [27]. Secara garis besar

hasil perhitungan Er biodiesel dengan static-mixer dan blade agitator disajikan

dalam Tabel 12. Dari hasil pengukuran tersebut dapat dilihat bahwa suhu reaksi

tidak begitu memberikan pengaruh yang jelas terhadap rasio energi. Hal ini

dikarenakan kecenderungan adanya kompensasi dari energi transesterifikasi

terhadap energi pemanasan awal. Fenomena ini terjadi baik untuk penggunaan

static-mixer dan blade agitator.

Dalam Gambar 49 dan 50 disajikan gambar atau pola perubahan Er untuk

yang tanpa melibatkan energi purifikasi dan memasukan energi purifikasi. Hasil

percobaan menunjukkan bahwa Er rata-rata untuk memproduksi biodiesel dari

RBDPO dengan menggunakan static-mixer adalah 3,63 dan nilai ini lebih tinggi

dibandingkan rasio energi rata-rata yang dihasilkan menggunakan blade agitator

yaitu 1,51. Pemasukan energi purifikasi dalam perhitungan mengakibatkan Er

rata-rata menurun dengan nilai 0,57 dan 0,46 masing-masing untuk static-mixer

dan blade agitator. Dengan mempertimbangkan definisi Er yang digunakan dalam

Gambar 48. Distribusi energi produksi biodiesel dengan reaktor blade agitator

50 C 55 C 60 C 65 C 70 C

Pemanasan awal 160.94 182.52 196.9 218.48 240.06

Transesterifikasi 529.26 493.82 519.38 478.64 399.72

Purifikasi 1529.26 1525.96 1525.96 1529.26 1529.26

0

200

400

600

800

1000

1200

1400

1600

1800

Energi (k

J/kg)

82

dalam penelitian ini dapat dikatakan bahwa nilai Er yang tinggi memerlukan input

energi yang rendah untuk meningkatkan energi biodiesel dari kandungan energi

bahan baku yang diolah. Pada lampiran 26 hingga 30 disajikan data dan hasil

perhitungan Er untuk suhu 50, 55, 60, 65, dan 70oC.

Tabel 12. Perhitungan Rasio Energi (Er)

T (oC) Er (Static-mixer) Er (Blade agitator)

Qin (kJ/kg)

Er dengan purifikasi

Er tanpa purifikasi

Qin (kJ/kg)

Er dengan purifikasi

Er tanpa purifikasi

50 1810,45 0,57 3,67 2220,36 0,46 1,49

55 1807,77 0,57 3,65 2202,39 0,47 1,52

60 1801,79 0,57 3,73 2242,24 0,46 1,44

65 1804,35 0,57 3,75 2226,98 0,46 1,48

70 1838,66 0,56 3,34 2169,63 0,47 1,61

Rata-rata 1812,60 0,57 3,63 2212,32 0,46 1,51

Keterangan :

Er : (Q2-Q1)/Qin Qin: jumlah energi pemanasan awal, transesterifikasi, dan purifikasi (kJ, lihat

Tabel 12) Q2 : nilai kalor biodiesel dari RBDPO sebesar 37,8 MJ/kg (Pischinger et al.,1982) Q1 : nilai kalor RBDPO sebesar 36,70 MJ/kg (Gros, 2009)

Gambar 49. Rasio energi produksi biodiesel dengan tanpa melibatkan energi

purifikasi pada saat nilai ME mencapai 96,5 % w/w

0

1

2

3

4

45 50 55 60 65 70 75

Ras

io e

nerg

i

Suhu (oC)


83

Pada Tabel 13 disajikan hasil perhitungan dari penelitian lain tentang Er

yang dioperasikan pada kondisi yang berbeda. Terdapat disparitas nilai Er dari

hasil penelitian yang ada, Kinast (2003) and Lurgi (2008) menghasilkan

pehitungan Er pengolahan biodiesel dari minyak sawit yang dioperasikan pada

suhu 60oC sebesar 31,8 and 32,3 (lihat Tabel 14). Nilai rasio energi tersebut jauh

lebih besar dari hasil penelitian yang dilakukan, akan tetapi nilai-nilai tersebut

diperoleh dengan dasar perhitungan yang berbeda yaitu dengan membandingkan

energi biodiesel terhadap energi proses serta tanpa melibatkan kandungan energi

yang terdapat dalam minyak sawit sebesar 36,7 MJ/kg (Gros, 2009) serta dalam

perhitungan tidak melibatkan energi input dari pupuk yang dikonsumsi dan

transportasi. Sagara (2006) juga melaporkan nili Er yang diperoleh dari

pengolahan biodiesel dari minyak sawit menggunakan metoda non-catalytic

bubble column reaktor sebesar 6,3. Nilai rasio energi tersebut juga diperoleh

dengan dasar perhitungan yang sama tanpa melibatkan kandungan energi minyak

sawit yang nilainya cukup besar 36,70 MJ/kg dan energi input atau pupuk selama

penanaman sawit

Gambar 50. Rasio energi produksi biodiesel dengan melibatkan energi purifikasi pada saat nilai ME mencapai 96,5 % w/w

0

0.4

0.8

1.2

1.6

2

45 55 65 75

Ras

io e

nerg

i

Suhu (oC)


84

Di lain pihak hasil penelitian Er yang dilakukan oleh Pimentel dan Patzek

(2005) adalah 0,79. Dalam penelitian tersebut nilai Er didasarkan pada persamaan

yang tidak komprehensif dan hanya didasarkan pada perbandingan nilai energi

biodiesel terhadap jumlah energi untuk penanaman kedelai dan pengolahan

kedelai menjadi biodiesel dan tepung kedelai. Sheehan et. al. (1998) melaporkan

penelitian Er dengan lebih detail dengan melibatkan fraksi biodiesel dan produk

lain sehingga dihasilkan nilai yang lebih jelas dan komprehensif. Nilai Er dari

perhitungan ini dengan melibatkan energi untuk kultivasi, penggilingan,

transesterifikasi dan transportasi serta nilai Er yang dihasilkan adalah 3,21.

Ahmed (1994), dan Hill et. al. (2006) juga melaporkan perhitungan Er

biodiesel dari minyak kedelai masing-masing sebesar 2,51, dan 1,93. Dalam

perhitungannya dilibatkan nilai kalori co-product biodiesel (gliserol dan tepung

kedelai). Nilai-nilai Er tersebut di atas cukup beragam karena diperoleh dengan

perhitungan (persamaan) yang berbeda. Dalam perhitungan-perhitungan Er

tersebut, nilai energi input berasal dari pupuk dilibatkan (tanpa melibatkan input

sinar matahari), energi listrik dan boiler untuk pengolahan biodiesel, pengurangan

energi yang terkandung dalam tepung biji kedelai (soybean meal), energi untuk

pengangkutan/transportasi. Di samping itu masing-masing percobaan digunakan

reaktor dengan kapasitas dan kondisi proses yang berbeda (molar rasio, suhu,

tekanan, dan kecepatan pengadukan).

Tabel 13. Hasil perhitungan rasio energi (Er)

keterangan: *: tanpa energi purifikasi, **: dengan energi purifikasi

Rasio energi (Er)

Sumber Persamaan

3,63 Hasil penelitian Pers. [27]* 1,51 Hasil penelitian Pers. [27]** 0,79 Pimentel and Patzek (2005) Er = Eb/(Es+Ep) 3,21 Sheehan et al. (1998) Er=Eb/(E1f1+ E2f2+ E3f3) 2,51 Ahmed et al. (1994) Er = (Eb+Ec)/(E1+E2+E3) 1,93 Hill et al. (2006) Er = (Eb+Ec)Etp 32,3 Lurgi (2008) Er = Eb/Etp 31,8 Kinast (2003) Er = Eb/Etp 6,3 Sagara (2006) Er = Ecb/Etp

85

Eb: energi biodiesel (kJ / kg) Es: energi untuk pemanenan kedelai tanpa energi untuk transportasi (kJ / kg) Ep: energi input pengolahan biodiesel dan tepung kedelai tanpa energi transportasi (kJ/kg) Ec: nilai kalori biodiesel co-products (glycerol and soy flour) (kJ / kg) Ecb : nilai kalori biodiesel (kJ/kg) Es : energi supply dalam reaktor (kJ/kg) E1: energi inputs untuk kultivasi and transportasi (kJ / kg) E2: energi input untuk penggilingan dan transportasi (kJ / kg) E3: energi input untuk transesterifikasi dan transportasi (kJ / kg) Etp : energi transesterifikasi dan purifikasi (kJ/kg) f1, 2,3: fraksi dari energi input biodiesel (%)

86

5. KESIMPULAN DAN SARAN

5.1 Kesimpulan

Kesimpulan yang dapat disajikan dari percobaan penelitian transesterifikasi

RBDPO menggunakan reaktor static-mixer dan blade agitator:

1. Waktu reaksi transesterifikasi untuk mencapai kandungan metil ester

standard (minimum 96,5 % w/w, sesuai SNI 04-7128-2006 )

menggunakan static-mixer lebih singkat dibanding menggunakan blade

agitator. Hal ini menandakan mekanisme pengadukan static-mixer lebih

efektif dibandingkan pengadukan blade agitator,

2. Pengaruh suhu reaksi transesterifikasi pada percobaan menggunkan static-

mixer tidak terlalu signifikan terhadap pembentukan metil ester,

3. Laju reaksi transesterifikasi menggunakan static-mixer menghasilkan dua

tahap reaksi sehingga memberikan dua konstanta lau reaksi yaitu konstanta

laju reaksi awal (k1) dan konstanta laju reaksi akhir (k2) sedangkan pada

percobaan blade agitator memberikan satu tahap laju reaksi (k). (dengan

perbandingan k1 lebih besar dari k),

4. Hasil percobaan menggunakan static-mixer menghasilkan nilai Ea1, Ea2,

A1, dan A2 yaitu 1,33 J/mol, 16,71 J/mol, 6,48, menit-1 dan 8,89 menit-1..

Sedangkan nilai Ea dan A untuk blade agitator adalah 10,49 J/mol, dan

2,9 menit-1. Hasil tersebut menunjukkan frekuensi tumbukan pada static-

mixer lebih tinggi dari blade agitator.

5. Energi transesterifikasi rata-rata menggunakan reaktor static-mixer adalah

84,53 kJ/kg lebih kecil dibanding menggunakan blade agitator yaitu 484,2

kJ/kg. Energi transesterifikasi terkecil didapat pada suhu operasi 65 oC

yaitu adalah 56,1 kJ/kg.

6. Kebutuhan energi rata-rata untuk produksi biodiesel (Qin) menggunakan

static-mixer adalah 1812,60 kJ/kg, sedangkan bila menggunakan blade

agitator adalah 2212,32 kJ/kg.

7. Energi yang dibutuhkan untuk purifikasi biodiesel (pencucian dan

pengeringan) lebih tinggi dibanding untuk pemanasan awal minyak (TG)

87

dan MeOH dan proses transesterifikasi (84 % untuk purifikasi, 11 % untuk

pemanasan awal RBDPO atau TG dan MeOH, 5 % untuk transesterifikasi)

8. Rasio energi (Er tanpa melibatkan energi purifikasi ) rata-rata dengan

menggunakan static-mixer adalah 3,63, sedangkan bila menggunakan

blade agitator adalah 1,51 (Er static-mixer 2,41 lebih besar dari Er blade

agitator). Er yang dioperasikan dengan static-mixer pada suhu 65°C,

memberikan nilai yang terbesar yaitu 3,75.

9. Dari hasil perhitungan terlihat bahwa kehilangan panas terbesar terjadi

pada pipa untuk saluran sirkulasi reaktan (116,57 kJ/kg) disusul dengan

dinding tangki (73,98 kJ), tutup atas (38,47 kJ), static-mixer (27,72 kJ),

dan tutup bawah (8,38 kJ).

5.2 Saran

1. Perlu dilakukan penelitian penggunaan static-mixer dengan mengubah

dimensi diameter elemen, jumlah elemen, panjang casing dan kecepatan

aliran fluida (reaktan) untuk mengetahui laju dan kinetika reaksi yang

terjadi,

2. Perlu dilakukan metoda purifikasi (pencucian) lain, karena energi yang

dibutuhkan pada tahap ini masih cukup besar. Salah satu cara yang bisa

diterapkan adalah dengan menggunakan metode pencucian kering (tanpa

menggunakan air),

3. Perlu dipelajari suatu model pabrik (industri pengolahan) yang bisa

menggambarkan waktu reaksi dan kandungan metil ester sebagai fungsi

atau pengaruh jenis bahan baku, suhu dan molar rasio reaktan, dan suhu

reaksi transesterifikasi.

88

DAFTAR PUSTAKA

Ahmed, I., J. Decker, and D. Morris. (1994). How much energi does it take to

make a gallon of soydiesel? Jefferson City, Mo.:National Soydiesel

Development Board.

Ajav, E.A. and A.O. Akingbehin (2002). “A Study of Some Fuel Properties of

Local Ethanol Blended with Diesel Fuel”. Agricultural Engineering

International: The CIGR Journal of Scientific Research and Development.

IV: EE 01 003.

Aksoy, H. A., Kahrahman, I., Karaosmanoglu, F., Chvelevkoglu, H., (1988).

Evaluation of Turkish sulphuric olive oil as Alternative Diesel Fuel Oil.

J. Am. Oil Chem. Soc. 65 : 935-938.

American Society for Testing and Materials, Standard Specification for Biodiesel

Fuel(B100) Blend Stock for Distillate Fuels, Designation D6751-02,

ASTM International, West Conshohocken, PA (2002).

Ariati, R. (2007). Kebijakan Nasional Pengembangan Biofuel. Makalah

disampaikan dalam Workshop Desain Pabrik Biodiesel Skala Mini,

Serpong 13-15 Nopember 2007. BRDST (BPPT), MerRistek, DJLPE

(ESDM), dan PT. Astra Agro Lestari Tbk.

Atkins PW (1986). Physical Chemistry. 3rd ed. New York: Oxford University

Press

Bacon, D.H. dan R.C. Stephens (1990). Mechanical Technology. Second Edition,

Oxford, Butterworth-Heinemann Ltd.

Ban, K., Kaieda, T. Matsumoto, A. Konodo and H. Fukuda (2001). Whole cell

biocatalyst for biodiesel fuel production utilizing Rhizopus oryzae cells

immobilized within biomass support particles. Biochemical Engineering

Journal 8 (2001): 39-43

Barrow GM. (1973). Physical chemistry. Tokyo: McGraw-Hill Kokusha Ltd, hal.

419.

Brennan, J.G., Butters, J.R., Cowell, N.D., and Lilly, A.E.F. (1969). Food

Engineering Operations, Elseiver, New York, hal. 69-75

89

BSN (2006), ‘Indonesian National Standard on Biodiesel, SNI No. 04-7182-

2006’ SNI

Canacki, M. And Gerpen, J.V. (1999). Biodiesel production via acid catalysis.

Transaction of ASAE 42 (5) : 1203 – 1210.

Carraretto, C., A. Macor, A. Mirandola, A. Stopatto and S. Tonon. (2004).

Biodiesel as alternative fuel: Experimental analysis and energetic

evaluations. In Energi 29:2195 -2211.

Choo, Y.M., and S.H. Ong (1986). Transaction of fats and oils. British patent

GB 2 188 057 A (1986).

Costa, R. S., Lora, E. E. S. (2006). The energi balance in the production of palm

oil biodiesel- two case tudies: Brazil and Colombia”. Federal University

of Itajubá/Excellence Group in Thermal and Distributed Generation NEST

(IEM/UNIFEI), Oil Palm Research Center CENIPALMA/Colombia and

Bahia Federal University – UFBA.

Darnoko, D. and Cheryan, M. (2000a). Continous production of palm methyl

esters, JAOCS, 77 (12), 1269-1272

Darnoko, D. and Cheryan, M. (2000). Kinetics of palm oil transesterification in a

batch reaktor, JAOCS, 77 (12), 1263-1267

Darnoko, Herawan, T., and Guritno, P. (2001). Biodiesel production technology

and its develpoment prospect Indonesia. Warta PPKS 9 : 17 – 27.

Department of Energi-DOE (2009). Energi Sources, DOE News Media, U.S.

Department of Energi ,Washington, DC 20585

Freedman, B., E. H. Pryde and T. L. Mounts (1984). Variables affecting the

yields of fatty esters from transesterified vegetable oils, JAOCS, 61 :

1638-1643.

Freedman, B., R. O. Butterfield and E. H. Pryde (1986). Transesterification of

kinetics of soybean oil. JAOCS, 63 : 1375-1380

Fukuda, H., A. Kondo, H. Noda (2001). Biodiesel fuel production by

transesterification of oils, Journal of Bioscience and Bioengineering, 92

(5) : 405-416

90

Gerpen, J.V. and G. Knothe. (2005). Basics of transesterification reaction. In :

Knothe, J.V. , G. Knothe and J. Krahl, (ed). The biodiesel handbook,

AOCS Press, Champaign, Illinois

Gros, S. Bio-oils for diesel engine (Technology in focus), Energi News, Issue 15,

http://www.wartsita.com/ global/docs/en/powermedia_publication/

energi_news/ _for_diesel_engines.pdf (dikases 10 Oktober 2008).

Hazkil B. (2008). Pengaruh Suhu dan Waktu Esterifikasi - Transesterifikasi pada

Pembuatan Biodiesel dari Minyak Jelantah [Skripsi]. Bogor: Fakultas

Agribisnis dan Teknologi Pangan, Universitas Djuanda.

Hill, J., E. Nelson, D. Tilman, S. Polasky, and D. Tifanny (2006). Environmental,

economic, and energetic costs and benefits of biodiesel and ethanol

biofuels. PNAS 103(30): 11206‐11210.

Holman, J.P. (1994). Perpindahan Kalor. Edisi ke-6, Penerjemah Jasfi, E,

Jakarta, Erlangga, hal. 859.

INPRES No.1 (2006). Penyediaan dan Pemanfaatan BahanBakar Nabati

(Biofuel).

Joelianingsih, Maeda, H., Hagiwara, S., Nabetani, H., Sagara,Y., Soerawidjaya,

T.H., and Tambunan, A.H. and Abdullah K (2008). Biodiesel fuels from

palm oil via the non-catalytic transesterification in a bubble column reactor

at atmospheric pressure: A kinetic study Renewable Energy 33 : 1629–

1636

Joelianingsih (2008). Biodiesel Production From Palm Oil In A Bubble Column

Reactor By Non-Catalytic Process. Dissertation, Bogor Agricultural

University, Bogor.

Kenics (2007). Kenics Mixing Technology, Chemeneer, Inc, Dayton, OH. http://

www.kenics.com (access ed on April, 2009)

Kinast J.A,. (2003). ” Production of Biodiesels from Multiple Feedstocks and

Properties of Biodiesels and Biodiesel/Diesel Blends,” Final Report ,

National Renewable Energy Laboratory (NREL/SR-510-31460), Gas

Technology Institute Des Plaines, Illinois, March 2003. P: 3.

91

Knothe G. (2005). Analitycal methods for biodiesel. In : Knothe, J.V. , G.

Knothe and J. Krahl, (ed). The biodiesel handbook, AOCS Press,

Champaign, Illinois

Knothe G. (2005). Introduction : What is biodiesel ?. In Knothe G. Gerpen, J.V. ,

Krahl J. editors. The biodiesel handbook. Champaign Illinois: AOCS

Press, p: 1-3

Koflo Corp. (2006). Staticmixers from "The Staticmixer Experts". Koflo

Corp. Information, Cary, Ilinois

Komara, D. (2007). Development of Biofuel/Green Energi in Indonesia: Plan and

Strategy, makalah disampaikan pada “Workshop on M s to Investment and

Flexible Mechanism 30-31 August, Bangkok, UNCC. Streaming Policies

and Investment in Low Carbon: Opportunities for New Approach.

Krawczyk T. (1996). Biodiesel-alternative fuel makes inroads but hurdles remain.

INFORM 7 (8): 800-815.

Kusdiana D, Saka S. (2001). “Kinetics of transesterification in rapeseed oil to

biodiesel fuel as treated in supercritical methanol”. Fuel 2001;80:693–8.

Linko, Y.Y., Lamsa, M., Wu., X., Uosukainen, W., Sapppala, J. and Linko, P.

(1998). Biodegradable products by lypase biocatalysis. J. Biotechnol, 66 :

41-50

Levenspiel O (1972). Chemical Reaction Engineering. 2nd ed. New York:Wiley;

1972. pp. 448-449

Lurgi AG. (2008). Biodiesel from renewable resources. Internet: www.lurgi.com

(accessed at April 10, 2008).

Ma F, and Hanna MA. Biodiesel production (1999). A review. Bioresource

Technology 1999;70:1-15.

Meher, L.C., Vidya Sagar, D. and Naik, S.N., (2006). Technical aspects of

biodiesel production by transesterification. Renew. Sustain. Energi Rev.,

10, p. 248-268.

Mittelbach, M. and C. Remschmidt. (2004). Biodiesel: The comprehensive

handbook. 1st Ed”. Boersedruck Ges.m.b.H. Vienna.

92

Mittelbach, M., M Wortgetter, J. Pernkopf, and H. Junek. (1983). Diesel Fuel

Dirived from Vegetable Oils: Preparation and Use of Rape Oil Methyl

Ester. Energy in Agriculture 2 (1983): 369-384

Moestofa dan Badeges, F. (1986). “Penyulingan Minyak Daun Kayu Manis

Secara Kohobasi dan Identifikasi dan Identifikasi Komponen Minyak

Atsiri yang dihasilkan”. J. of Agro-Based Industry, Vol. 3. No.1

Mootabadi, H,, Salamatania, B., Razali, N.Bathia, S., and Abdullah, A.Z. (2008).

“Energi Balance Production of Biodiesel”. Paper presented on

International Conference on Environmental Research and Technology

(2008). http://www.ppti.usm.my/ICERT_website/Proceeding/ (accessed

at February 10, 2009).

Mujumdar, A.S. (2004). Handbook of Industrial Drying, 2 nd Ed. (Rev. And

expanded), Marcel Dekker Ltd.

Nelson, L.A., Foglia, A., adnd Marmer, W.N. (1996). Lipase- catalyzed

production of biodiesel . J. Am. Oil Chem. Soc. 73 : 168-170

Noureddini, H., Zhu, D., (1997). “Kinetics of transesterification of soybean oil”. J.

Am. Oil Soc. Chem. 74, 1457–1463.

Oldshue, J.Y. (1983). Fluid Mixing Technology. Chemical Engineering Mc.

Graw-Hill Pub. Co, New York.

Otera J. (1993). Transesterification, Chem Rev ;93 (4):1449-1470

Paul, E., Obeng, V.A.A., dan Kresta, S.M. (2003). Handbook of Industrial

Mixing. Wiley-Interscience, New York.

PERPRES No. 5 (2006). Kebijakan Energi Nasional (Target Pemerintah Bidang

Konversi Energi Melaui Pemanfaatan Sumber Energi Alternatif.

Perry R, Green D, editors. Perry’s Chemical Engineer’s Handbook. 7th ed.

McGraw-Hill; 1997.

Peterson, C.L., (1993). “Commercial process feasibility analysis and bench scale

process system design”. University of Idaho, Departments of Agricultural

Engineering and Chemical Engineering, US Department of Energi Agreement

No. DE-B179-93BPO9233. NTIS, Springfield, VA, 15 pp.

93

Pimentel, D. and T.W. Patzek. (2005). “Ethanol Production Using Corn,

Switchgrass, and Wood; Biodiesel Production Using Soybean and

Sunflower,” Natural Resources Research, 14(1): 65-75, 2005.

Pischinger, G.H., A.M. Falcon, R.W. Siekmann and F.R. Fernandes. (1982). ”

Methylesters of Plant Oils as Diesel Fuels, Either Straight or in Blends,” pp

198-208. in Vegetable Oils Fuels. ASAE Publication 4-82. Amer. Soc.Agric.

Engrs., St. Joseph.MI. USA .

Pusdatin KESDM (2009). Buku Statistik Energi, Kementerian Energi dan

Sumber Daya Energi (KESDM), Jakarta

Sagara (2006). State of the art Technologies in Non-Catalytic Methanolisis for

Biodiesel Fuel Production. In : Proceeding of the Development in Biofuel

Production and Biomass Technology Seminar. Jakatra, February 21-22 ,

Saka S, Kusdiana D (2001). Biodiesel fuel from rapeseed oil as prepared in

supercritical methanol. Fuel 2001;80:225-231.

Schuchardt, U.R., Sercheli and R.M. Vargas (1998). Transasctions of vegetable

oils; a review. Journal of the Brazilian Chemical Society 9 (3) (1998): 199-

210

Sheehan, J., V. Camobreco, J. Duffield, M. Graboski, and H. Shapouri (1998).

Life cycle inventory of biodiesel and petroleum diesel for use in an urban bus.

NREL/SR‐580‐24089 Golden, Colo.: National Renewable Energi Laboratory.

Spath, P. L., and M. K. Mann. (2000). Life cycle assessment of a natural gas

combined‐cycle power generation system. NREL/TP‐570‐27715. Golden,

Colo.: National Renewable Energi Laboratory.

Srivasta, A. and R. Prasad (2000). Triglycerides-based diesel fuels. Renewable

and Sustainable Energi Reviews, 4 : 111-133

Steinfeld JI, Francisco JS, Hase WL. (1989). Chemical kinetics and dynamics.

New York: Prentice Hall, (p. 6).

Stoecker, W.F. and J.W. Jones (1994). Refrigerasi dan Pengkondisian udara.

Penerjemah Supratman Hara, Jakarta, Erlangga, hal. 132.

Tapasvi, D. , Wiesenborn, D, Gustafson, C. (2005). Process model for biodiesel

production from various eedstocks. Transaction of the ASAE 48 (6):

2215 -2221

94

The Environment Protection Agency-EPA (2009), DOE Announce New Steps to

Strengthen ENERGI STAR, DOE News Media, U.S. Department of

Energi ,Washington, DC 20585

Thompson, J.C. and He, B.B. (2007). “Biodiesel Production Using Static-

mixers”, Transactions of the ASABE Vol. 50(1): 161−165.

Vincente, G., Martinez, M, dan Aracil, J. (2004). “Integrated biodiesel production:

a comparison of different homogeneous catalysts systems“, Bioresource

Technology , Vol. 92 (3): 297-305

Watanabe, Y., Shimada, Y., Sugihara, A., and Tominaga, Y. (2001). Enzymatic

conversion of waste edible oil to biodiesel in a fixed-bed bioreaktor. J.

Am. Oil Chem. Soc. 78 (7) : 703-707

Wirawan, S.S., A.H. Tambunan, M. Djamin, and H. Nabetani (2008). “The Effect

of Palm Biodiesel Fuel on the Performance and Emission of the

Automotive Diesel Engine”. Agricultural Engineering International: the

CIGR Ejournal. Manuscript EE 07 005. Vol. X. April, 2008.

Wu WH, Foglia TA, Marmer WN, Phillips JG. Optimizing production of ethyl

esters of grease using 95% ethanol by response surface methodology. J Am

Oil Chemists’ Soc 1999, 76(4):517-521.

Yamazaki R, Iwamoto S, Nabetani H, Osakada K, Miyawaki O, Sagara Y. (2007).

“Noncatalytic alcoholysis of oils for biodiesel fuel production by semi-

bach process”. Jpn J Food Eng. ;8:11–9.

Yuswono, Triyono, and Tahir, I. (2008). Kinetics of palm oil transesterification

in methanol with potassium hydroxide as a catalyst. Indo. J. Chem., 2008,

8 (2): 219 - 225

Zhang, Y., Dub, M.A., McLean, D.D., Kates, M., (2003). Review paper: Biodiesel

production from waste cooking oil: 1. rocess design and technological

assessment, Bioresource Technology 89 (2003) 1–16

Zandy A, Destianna M, Nazef, Puspasari F. 2007. Intensifikasi Proses Produksi Biodiesel. Bandung: ITB.

95

Lampiran l. Gambar piktorial reaktor Static-mixer

96

Lampiran 2. Gambar irisan reaktor static-mixer

97

Lampiran 3. Tampak atas reaktor static-mixer

98

Lampiran 4. Spesifikasi Reaktor Static-mixer Tangki Utama Bahan : Stainless steel 304 Tebal : 2 mm Diameter : 25 cm Tinggi : 50 cm Tinggi penutup dari dasar tangki : 6 cm Tangki kaki penyangga : 29 cm Diameter kaki penyangga : 51 cm Panjang pengaduk : 65,5 cm Blade pengaduk : 4 Kaca Bahan : Kaca Tinggi : 12,25 cm Lebar : 9,4 cm Kedalaman dari dinding luar : 3,5 cm Insulasi Bahan : Glaswool Tebal : 4.5 cm Tinggi : 35 cm Pipa saluran Bahan : pipa baja Ukuran : ¾ ” Tebal : 3 mm Pipa keluar tangki : 4,5 cm Pipa masuk tangki : 10 cm Panjang horizontal bawah dan atas : 33 cm Panjang sebelumSM : 65 cm Panjang setelah SM : 43,5 cm Saluran minyak Bahan : Stainless steel 304 Tebal : 2 mm Diameter : 12 cm Tinggi silinder : 6 cm Tinggi kerucut : 6,5 cm Pipa : 15 cm Kondensor Bahan : Spiral 6 m Diamter spiral : 10 mm Tebal spiral : 1 mm Bahan : stainless steel Diameter : 14.8 cm Tinggi : 37.5 cm

99

Motor/pompa static-mixer Type : sentrifugal Daya : 125 W Hmax : 24 m Suction max : 9 m Frekuensi : 50 Hz RPM : 2850 Tegangan : 220-240 V Motor blade agitator Daya : 125 W Rpm : 150 Frequensi : 50 Hz Voltase : 220 V Heater Jenis : SG1203 Daya : 1550 W Tegangan : 240 V Panjang : 25 cm Diameter : 7 mm Panel Heater, motor, pompa, 3 display suhu Penampung produk/tangki pencucian Bahan : Stainless steel Diameter : 30 cm Tinggi badan tangki : 40 cm Tinggi kaki penyangga : 60 cm Penutup : 5 cm Dasar kerucut : 15 cm

100

Lampiran 5. Rancangan Fungsional Reaktor Static-mixer

1. Tangki Utama

Tangki Utama merupakan tangki untuk menampung seluruh bahan baku

yakni campuran minyak nabati, methanol, dan katalis (Gambar 51). Kapasitas

tangki utama dapat menampung campuran sebanyak 23 liter/proses. Di dalam

tangki utama terjadi mekanisme pencampuran tanpa proses pengadukan.

Pencampuran terjadi secara kimiawi karena pengaruh aliran dari atas ke bagian

bawah tangki dan karena pengaruh panas. Secara mekanik, di dalam tangki utama

tidak diupayakan terjadinya proses pencampuran. Karena proses pencampuran

secara mekanik diharapkan terjadi pada saluran di mana terdapat static-mixer di

dalamnya.

Gambar 51. Reaktor static-mixer

2. Tangki Penampung/pencucian

Tangki penampung berfungsi sebagai tempat untuk menampung produk

hasil reaksi (Gambar 52). Di tangki penampang biodiesel kasar didiamkan

(settling) kemudian di pisahkan dari gliserol. Setelah itu biodiesel dicuci dengan

air bersuhu 90 dan dikeringkan. Tangki penampung berbentuk silinder yang

101

memiliki cekungan pada bagian dasarnya. Terbuat dari stainless steel dengan

diameter 30 cm, tinggi 40 cm dan tinggi bagian kerucut adalah 15 cm.

Gambar 52. Tangki penampung (tangki pencucian).

3. Static-mixer

Static-mixer atau yang sering disebut juga dengan istilah mixer tanpa

gerak (motionless mixer) digunakan untuk proses di dalam pipa. Struktur di

dalamnya padat dan elemen static-mixer dapat dipindahkan. Ukuran diameter

adalah 5 cm dan pajang 6 cm, terbuat dari logam plat stainles steel. Ketika

digunakan, mixer dalam keadaan diam dan pencampuran terjadi dari proses aliran

yang melewati mixer. Mixer statis terdiri dari suatu rangkaian struktur gambaran

cermin yang terpasang pada sebuah saluran atau poros (helix). Struktur seperti ini

disebut dengan istilah “elemen” yang berulang secara berurutan sepanjang ruang

pencampuran.

Aliran tuerbulen dihasilkan oleh bentuk elemen dan dinding saluran yang

berbentuk ulir. Elemen diputar 180 dan elemen berikutnya berpotong dengan

elemen sebelumnya dengan membentuk sudut 90 . Bentuk static-mixer dapat

dilihat pada Gambar 53.

4

y

h

a

d

r

d

a

m

d

4. Pompa/m

Pomp

yang dihasil

heliks. Fluid

aliran turbu

dalam casing

reaktor stat

digunakan u

aliran dalam

memiliki da

ditampilkan

Gambar 53

motor static-

pa menghas

lkan pompa

da dipaksa m

ulen. Aliran

g (rumahan)

tic-mixer ad

untuk memb

m sistem, sam

aya 125 W

pada Gamb

3. Rumahan

-mixer

silkan aliran

melalui flui

mengikuti ja

turbulen in

) static-mixe

dalah : Pom

bawa fluida,

mbungan, pe

W, 220 Volt

ar 54.

(Casing) da

n yang mem

da akan mel

alur tersebu

ni menyeba

er. Kompon

mpa untuk m

, kran yang

engendalian

dan 0.6 A

an elemen sta

mbawa ener

lewati static

t sehingga d

abkan terjad

nen utama sis

memompa c

g digunakan

dan instrum

Ampere.. Po

atic-mixer

gi dan teka

-mixer deng

di dalamnya

dinya penca

stem pemom

cairan, pemi

untuk men

mentasi lainn

ompa yang

102

anan. Daya

gan struktur

a terbentuk

ampuran di

mpaan pada

ipaan yang

ngendalikan

nya. Pompa

digunakan

103

Gambar 54. Pompa static-mixer

5. Heater

Heater berfungsi sebagai penyedia panas untuk mempercepat terjadinya

proses pencampuran methanol dengan minyak nabati. Panas dihasilkan dari energi

listrik yang diubah oleh koil/elemen pemanas. Heater yang digunakan adalah

jenis batangan berbahan besi dengan panjang 25 cm, diameter 7 mm. Daya

elemen pemanas adalah 1550 Watt (hasil pengukuran). Heater yang digunakan

dapat dilihat pada gambar 55.

Gambar 55. Pemanas (heater)

6. Kondensor

Kondensor berfungsi sebagai pendingin dan penukar panas untuk

mengubah uap methanol menjadi cair kembali. Kondensor yang digunakan adalah

jenis spiral dengan panjang spiral 6 m, diameter pipa spiral 10 mm, tebal 1 mm.

104

diameter dan tinggi tabung masing – masing 14,8 dan 37,5 cm. kondensor yang

digunakan ditampilkan pada gambar 56.

Gambar 56. Kondenser

7. Pipa Saluran

Pipa saluran berfungsi untuk mengalihkan campuran dari pompa melewati

static-mixer . Panjang saluran keseluruhan adalah 1,41 meter. Diameter pipa ¾

inci dengan tebal 3mm. Pada pipa terdapat katup untuk mengatur aliran fluida.

8. Kontrol Panel

Kontrol panel merupakan pusat pengaturan daya dan kontrol suhu reaktor.

Terdiri dari saklar pompa, heater, dan pengatur suhu. Kontrol panel ditampilkan

pada gambar 57.

Gambar 57. Kontrol panel static-mixer

105

Lampiran 6. Perhitungan rancangan tangki reaktor static-mixer

Tangki utama dirancang untuk dapat menampung bahan campuran

trigeliserida (TG) dan metanol (MeOH) sebanyak 20 liter, dengan perhitungan

sebagai berikut :

Volume bahan total (TG + MeOH) = 20 liter

Volume Tangki (V) = 20 liter + (15 % x Volume bahan) sebagai head space

(Brenan et al., 1969, halaman 69-75)

Vtotal = 20 liter + 3 liter

Vt otal = 23 liter

Vt dirancang dengan perbandingan T (tinggi) : Diameter (D) = 2 : 1 (Paul, 2003)

Vt = T π D2 = 2 D D2

4 4

23 m3 = π D3 D3 = 46 / (1000 π)

1000 2 D3 = 0,01465

D = 0,2447 m ~ 25 cm

T = 2 x D

= 50 cm

Keterangan :

Fungsi suatu tangki bukan hanya sekadar tempat menampung bahan,

melainkan yang lebih penting adalah sebagai tempat reaksi (TG + MeOH +

katalis). Untuk itu harus tersedia ruang kosong untuk menjaga kondisi bahan tetap

baik selama proses pencampuran terjadi. Ruang kosong (head space) berkisar

antara 15-20 % dari volume bahan (Brenan et al., 1969).

106

Lampiran 7. Perhitungan rancangan settling tank dan pencucian

Settling tank dirancang untuk : 1) menampung hasil reaksi , dan 2)

pencucian. Hasil reaksi akan membentuk 2 lapisan; FAME (lapisan atas) + GL

(lapisan bawah). Pecncucian FAME menggunakan air dan dilakukan setelah GL

dipisahkan.

Untuk pencucian diharapkan dapat menampung 32 liter (12 liter FAME dan 20

liter air). Untuk pencucian, jumlah air yang dibutuhkan sekitar 2 kali jumlah

FAME. Dimensi tinggi tangki dapat dihitung:

Va = 3,5 liter

Vd = (32-3,5) liter

= 28,5 liter

Vd= ¼ π D2 T

28,5 x 10-3 = ¼ π (0,75 T)2 T

T = 40,30 cm (pilih T = 40 cm)

Tinggi tangki ( T) = 40 cm

Diameter tangki (D) = 0,75 x 40 = 30 cm

Va = 1/3 ( ¼ π D2 t)

3,5 x 10-3 = 1/3 ( ¼ π (0.3)2 t

3,5 x 10-3 = 0,02355 t

t = 3,5 x 10-3 = 0,15 m = 15 cm `

0,02355

Tinggi tangki dasar (t) = 15 cm

D

T

t

Vd

Va

107

Lampiran 8. Perhitungan Tenaga Pompa/motor static-mixer Pompa dibutuhkan untuk mengalirkan campuran minyak melewati static mixer.

Kecepatan aliran yang akan dirancang didasarkan atas referensi Paul et. al. (2003)

berkisar 1-5 fps (ambil 1,5 m/detik).

V (kecepatan aliran) = A

, A = ¼ D2 = ¼ (0.01885)2 = 2,79 x 10-4 m2

m = V ρ A = 1,5 m/det x 857 kg/m3 x 2,79 x 10-4 m2

= 0,36 kg/dt

Bilangan Reynold :

Re =

= (857 x 1,5 x 0,01885)/6,17 x 10-3 = 3927,4

Faktor gesekan :

f = 0,079/Re0.25

= 0,079/(3927,4)0.25

= 0,01

Kehilangan tekanan akibat gesekan

hf = ²

= 4 x 0,01 x 1,41 x 1,52/(2 x 9,8 x 0,01885)

= 0,34 m

Kehilangan tekanan akibat belokan

hl = ²

Jumlah belokan 4 buah, nilai dari k = 0.8 (didalam Stoecker tabel 7-4 hal 132)

108

= 4 x 0,8 x 1,52 / (2 x 9,8)

= 0,37 m

Kehilangan tekanan akibat valve:

hl = ²

, jumlah valve 2 buah, nilai k = 6 (didalam Stoecker tabel

7-4 hal 132)

= 2 x 6 x 1,52 /(2 x 9,8)

= 1,38 m

Head akibat static mixer :

hsm = hf x KT, dengan mengambil nilai KT sebesar 100, (didalam Oldshoe, 1983

tabel 7-6 hal 431).

= 0,34 x 100

= 34 m

Head Total

Head total merupakan penjumlahan dari head statis dan head gesekan.

ht = (1,41) + (0,34 + 0,37 + 1,38 + 34)

= 37,5 m

Daya = Q x ht x x g

= 0,35 x 10-3 x 37,5 x 857 x 9,8

= 113,4 W

Daya terpasang 125 W

keterangan :

f = faktor gesekan I = panjang saluran (m) = 1,41 m V = kecepatan aliran (m/s) g = gaya gravitasi (9,8 m/s2) D = diameter dalam pipa (m) = 18,85 mm Re = bilangan Reynold

109

= densitas (kg/m3) m = massa aliran (kg/dtk) d = viskositas dinamik (Pa.s) = 6,17 x 10-3 Pa.s A = luas penampang (m2) = 2,79 x 10-4 m2 k = faktor kali untuk belokan dan kran n = jumlah belokan

Dari hasil pengukuran debit aliran adalah 0,35 liter/detik atau 2,1 liter/menit

Massa aliran (m) = Q x ρ , (hasil dari pengukuran = 857 kg/m3)

= 0,35 x 10-3 m3/dtk x 857 kg/m3

= 0,3 kg/detik

110

Lampiran 9. Perhitungan Tenaga pemanas (Heater)

Sebagian panas yang disuplai oleh elemen pamanas digunakan untuk

memanaskan minyak (TG) dan campuran (TG + MeOH + katalis). Atau dapat

dinyatakan dengan persamaan:

Qheater = Qminyak + Qcampuran (TG + MeOH + katalis)

Dalam kenyataannya heater tidak digunakan sekaligus untuk pemanasan

seluruh bahan tersebut akan tetapi berurutan, jadi untuk menentukan kebutuhan

heater didasarkan atas salah satu konsumsi panas tertinggi dari operasi pemanasan

tersebut.

Panas yang dibutuhkan untuk menaikkan suhu minyak

Volume minyak (V) = 11 liter

Massa jenis minyak ( ) = 910 kg/m3 (Srivastava and Prassad, 2000)

Panas jenis (Cp) = 2,16 kJ/kg

Massa minyak (m) = V x

= 11 x 10-3 x 910

= 10,01 kg

Suhu awal = 28

Suhu akhir = 70

Qminyak = m Cp ∆

= 10,01 kg x 2,16 kJ/kg x (70-28)

= 908,1 kJ, (waktu pemanasan 15 menit = 900 detik)

= 1008,9 W

Panas yang dibutuhkan untuk memanaskan metanol

Volume metanol (V) = 5,5 liter

Massa jenis metanol ( ) = 790 kg/m3 (Yuswono, et al.,2008)

panas jenis metanol (cpMeOH) = 2,55 kJ/kg

Massa metanol (m) = V x

= 5,5 x 10-3 x 790

= 4,435 kg

Suhu awal = 28

Suhu akhir = 64

111

Qmetanol = m Cp ∆ = 4,435 kg x 2,55 kJ/kg x (64-28) = 407 kJ, (waktu pemanasan 10 menit = 600 s) = 678,5 W

Panas yang dibutuhkan untuk memanaskan campuran

V = volume campuran TG + MeOH + NaOH = 16,5 liter

Massa jenis campuran ( ) = 857 kg/m3 (hasil pengukuran)

Massa campuran (m) = x V

= 857 x 16.5 x 10-3

= 14,14 kg

Panas jenis campuran (cp) = 3,78 kJ/ kg

Suhu awal campuran = 64,26 (dari perhitungan)

Perhitungan suhu awal campuran;

Setelah minyak mencapai suhu 65 , maka campuran metanol dan katalis

dimasukkan ke dalam tangki, sehingga suhu kesetimbangan dapat dihitung dengan

persamaan :

Qminyak = Qmetanol

mm cpm ∆ T = mme cpme ∆ T

massa minyak (mm) = 10,01 kg

massa metanol (mme) = 5,5 kg

panas jenis minyak (cpm) = 2,16 kJ/kg

panas jenis metanol (cpme) = 2,55 kJ/kg

mm cpm (Tm-Te) = mMeOH cpMeOH (Te-Tme)

10,01 x 2,16 (70- Te) = 4,345 x 2,55 ( Te - 64)

1513,5 – 21,6 Te = 11,1 Te – 709,1

Te = 68,0oC

Qcampuran (TG + MeOH + katalis) = m Cp ∆ T

= 14,14 x 3,78 x (70- 68,0) = 107 kJ (waktu pemanasan 5 menit)

= 356,7 W

Total daya maksimal yang terpakai untuk proses 1008,9 W

Dengan demikian Daya terpasang dipilih = 1550 W

112

Lampiran 10. Perhitungan rancangan kondensor

Asumsi

Suhu uap MeOH masuk = 64,50C

Suhu uap keluar = 330C

Suhu air masuk = 250C

Suhu air keluar = 350C

Laju kondensasi = 1 g/s (Moestofa dan Badeges., 1986)

Perhitungan kalor

Qair = Q MeOH

Q MeOH = m cp ΔT + m L

Dimana :

Q : kalor yang dihasilkan (kJ)

m : massa methanol yang diuapkan (kg)

cp : panas jenis methanol (2,55 kJ/kg 0C)

ΔT : beda suhu

L : kalor laten penguapan methanol (1100 kJ/kg)

Sihingga :

QMethanol = (1 x 10-3 kg/s x 2,55 kJ/kg 0C x (64,5-33)) + (1 x 10-3 kg/s x 1100

kJ/kg)

= 1180,325 J/s

Jadi, besarnya kalor yang dikondensasikan kondensor sebesar 1180,325 J/s

Laju aliran air pendingin

Qair = Q methanol

Q = m cp ΔT

m = Q/ (cp ΔT), Cp air = 4190 j/kg K

m = 1180.325 /4190(35-25)

m = 0,02817 kg/s

= 28,17 g/s

Laju aliran air pendingin ini jauh lebih kecil dibandingkan dengan laju aliran air

pendingin yang tersedia.

113

Perubahan suhu pada kondensor

Perbedaan suhu logaritmik (LMTD)

Perbedaan suhu logaritmik untuk aliran berlawanan (countercurent flow) adalah

sebagai berikut:

ΔTLMTD = (T1-T2’)-(T1’-T2)

ln (T1-T2’)/(T1’-T2)

=(64.5-35)-(33-25)

ln (64.5-35)/(33-25)

ΔTLMTD = 16,48 0C

= 62 0F

Perpindahan panas antara dua zat alir yang terpisah sekat dapat dinyatakan dengan

persamaan :

Q = U A ΔT

Dimana :

Q = jumlah panas (kJ)

U = koefisien pindah panas keseluruhan

A = luas penampang

ΔT = beda suhu

Air masuk 25 0C= T2 Air keluar 350C =T2’

kondensor Uap 64,5 0C =

Kondensat 33 0C=T1’

Panjang kondensor

S u h u

T2

T1

T1

T2

114

Nilai U = 50 Btu/ft2 jam 0F ( di dalam Perry dan Chilton, 1999 tabel 10-

10 hal 10-44).

Q = 1180.325 J/s x 1 Btu/1055 J x 3600 s/jam

= 4028 Btu/jam

A = Q/(U ΔTLMTD)

= 4028/ (50 x 62)

=1,30 ft2

L = A/a

A = 0.0655 ft (di dalam Perry dan Chilton tabel 11-2 hal 10-11),

L = 1.30/0.0655

= 19.84 ft

= 6.05 m

Sehingga dipilih pipa dengan panjang 6 m, diameter 10 mm.

115

Lampiran 11. Perhitungan komposisi bahan baku sesuai dengan rasio yang ditetapkan dan keseimbangan massa biodiesel

TG 3 MeOH 3 ME GL

Sebelum reaksi Berat awal (gr) 10010 4345 Berat molekul 850 32 287 92 mol 11,77647 135,78130

Sesudah reaksi Berat 9240 381 mol 35,32941 11,77647 % ME 98,7 Kandungan ME (gr) 9119,88 gmol 31,77660

TG yang bereaksi (mol) 11,62337TG yang tdk bereaksi (mol) 0,15309TG yang tdk bereaksi (gr) 130,12299

Reaksi TG + 3 MeOH → 3 ME + GL

Bobot molekul 850 32 287 92

Sebelum reaksi :

Massa (kg) 10,010 4,345 mol 11,776 35,328 Sesudah reaksi :

mol 35,328 11,776 Massa (kg) 35,328 mol x 287

1000 = 10,139

11,776 x 92 1000

= 1,083 Jadi secara teoritis perbandingan produk ME : GL = 10,139 : 1,083 Mol real MeOH = 4345/32= 135,7813 Mol MeOH sisa (yang berlebih) = 135,7813 - 35,3280 = 100,453 3 Rasio molar TG : MeOH = 11,776/135,7813 = 1/11,5 Lampiran 12. kWh meter untuk pengukuran konsumsi energi

117

Lampiran 13. Pengujian Reaktor dan pengukuran proses transesterifikasi

118

Lampiran 14. Standard Nasional Indonesia – SNI 04-718-2006 (biodiesel) Properties Method SNI ASTM Units

Masa jenis, 40oC ASTM D 1298 850 - 890 (40°C) - kg/m3

Viskositas kinematik, 40 ° C

ASTM D 445 2.3 – 6.0 9 – 6.0 mm2/s (cSt)

Angka setana ASTM D 613 51 min 47 min -

Titik nyala ASTM D 93 100 min. 130 min °C

Titik kabut ASTM D 2500 18 max Report to

customer

°C

Korosi lempeng tenbaga

ASTM D 130 no 3 max No. 3 max Rating (3 hours at 50°C)

Residu karbpon - in undistilled

sampdalam contoh asli, atau

Dalam 10 % distillation

residueampas destilasi

ASTM D 4530

05 max.

0.3 max. 0

0.05 max

% (m/m) % (m/m)

Air dan sedimen ASTM D 2709 or ASTM D-1796

0.05 max 0.050 max %-vol.

Temperature destilasi 90 %

(v/v)

ASTM D 1160

360 max

- °C

Sulfated ash ASTM D 874 0,02 maks 0.020 max %-massa

Belerang ASTM D 5453 or ASTM D-1266

100 max. Total sulfur 0.05 max

ppm

Fosfor AOCS Ca 12-55 10 max 10 ppm

Angka asam AOCS Cd 3d-63 or

ASTM D-664

0.8 max 0.8 max mg-KOH/g

Glicerol bebas AOCS Ca 14-56 or

ASTM D-6584

0.02 max 0.02 %

Gliserol total AOCS Ca 14-56 or

ASTM D-6584

0.24 max 0.24 %

Kadar alkil ester calculated 96.5 min. - %

Angka Iodium AOCS Cd 1-25 115 max - % (m/m) (g-I2/100g)

Uji Halphen AOCS Cb 1-25 AOAC Cb 1-25 AOAC Cb 1-25 -

119

Lampiran 15. Data hasil pengukuran kandungan metil ester Blade agitator

Waktu

(menit) T 50 T55 T 60 T 65 T 70 0 0 0 0 0 0

1 10,72 10,66 11,21 15,27 16,76

5 20,92 30,57 37,43 47,05 49,12

10 35,86 42,34 54,29 60,44 69,22

15 44,40 50,84 71,26 77,41 87,95

20 50,58 64,91 83,47 87,59 90,48

30 60,91 72,82 89,27 93,27 92,82

50 73,44 85,42 93,88 94,38 97,81

55 87,60 89,35 95,40 94,73 98,83

60 90,81 95,23 97,08 97,79 99,10

65 96,11 96,43 98,53 98,67 99,04

70 96,31 98,72 98,76 98,70 99,03

90 97,04 98,72 99,00 98,67 99,08

Static-mixer

Waktu

(menit) T 50 T55 T 60 T 65 T 70 0 0 0 0 0 0

1 95,80 95,83 95,94 96,38 96,16

5 96,00 95,37 96,04 96,45 97,35

10 96,30 95,56 96,55 96,66 97,83

15 96,44 96,89 96,53 97,02 98,23

20 97,50 96,52 96,65 97,58 97,80

30 98,03 96,61 96,61 97,42 98,04

50 98,20 96,65 96,82 97,51 98,28

55 98,23 96,72 97,21 97,63 98,42

60 98,20 97,15 97,76 97,84 98,57

65 98,40 97,34 97,77 97,95 98,58

70 98,50 97,77 97,81 97,98 98,58

90 98,65 9,.80 97,82 98,00 98,60

120

Lampiran 16. Hubungan parameter mutu biodiesel dengan waktu Metil ester Suhu 50 °C

Metil ester suhu 55°C

0

20

40

60

80

100

120

0 20 40 60 80 100

Met

il es

ter

(%w

/w)

Waktu (menit)


0

20

40

60

80

100

120

0 20 40 60 80 100

Met

il es

ter

(%w

/w)


121

Metil ester suhu 60 °C


0

20

40

60

80

100

120

0 20 40 60 80 100

Met

il es

ter

(%w

/w)

Waktu (menit)


0

20

40

60

80

100

120

0 20 40 60 80 100

Met

ilest

er (%

w/w

)


122


Viskositas suhu 50 °C

0

20

40

60

80

100

120

0 20 40 60 80 100

Met

il es

ter

(%w

/w)

Waktu (menit)


0

5

10

15

20

25

30

0 20 40 60 80 100

Vis

kosi

tas (

cSt)

Waktu (menit)


123



0

5

10

15

20

25

30

0 20 40 60 80 100

Vis

kosi

tas (

cSt)

Waktu (menit)


0

5

10

15

20

25

30

0 20 40 60 80 100

Vis

kosi

tas (

cSt)

Waktu (menit)


124



0

5

10

15

20

25

30

0 20 40 60 80 100

Vis

osita

s (cS

t)


0

5

10

15

20

25

30

0 20 40 60 80 100

Vis

kosi

tas (

cSt)

Waktu (menit


125

Gliserol total (Gtl) suhu 50 °C


0

20

40

60

80

100

120

0 20 40 60 80 100

Glis

erol

tota

l(%

w/w

)

Waktu (menit)


0

20

40

60

80

100

120

0 20 40 60 80 100

Glis

erol

tota

l (%

w/w

)

Waktu (menit)


126



0

20

40

60

80

100

120

0 20 40 60 80 100

Glis

erol

tota

l (%

w/w

)

Waktu (menit)


0

20

40

60

80

100

120

0 20 40 60 80 100

Glis

erol

tota

l (%

w/w

)

Waktu (menit)


127


Angka asam suhu 50 °C

0

20

40

60

80

100

120

0 20 40 60 80 100

Glis

erol

tota

l (%

w/w

)

Waktu (menit)


0.25

0.29

0.33

0.37

0.41

0.45

0 20 40 60 80 100

Ang

ka a

sam

(mg

KO

H/g

)


128



0

0.1

0.2

0.3

0.4

0.5

0.6

0 20 40 60 80 100

Ang

ka a

sam

(mg

KO

H/g

)

Waktu (menit)


0

0.1

0.2

0.3

0.4

0.5

0.6

0 20 40 60 80 100

Ang

ka a

sam

(mg

KO

H/g

)

Waktu (menit)


129



0.1

0.15

0.2

0.25

0.3

0.35

0.4

0.45

0 20 40 60 80 100

Ang

ka a

sam

(mg

KO

H/g

)

Waktu (menit)Blade Agitator Static-mixer

0.1

0.15

0.2

0.25

0.3

0.35

0.4

0.45

0 20 40 60 80 100

Ang

ka a

sam

(mg

KO

H/g

)


130

Lampiran 17. Data sebaran suhu alat 70°C Pengujian dengan static-mixer pada suhu 70

Waktu Suhu ( ) Heater Kran bawah Kran tengah Kran atas Pipa 0 67 66 66 67 64 10 67 67 66 68 65 20 68 68 67 68 65 30 68 68 67 69 65 40 69 68 67 70 66 50 69 69 68 70 67 60 70 70 68 70 67 70 70 70 68 70 67 80 70 70 69 71 69 90 70 70 69 70 68

Rata - rata 68,8 68,5 67,5 69,3 66,4 Pengujian dengan blade agitator pada suhu 70

Waktu Suhu Heater Kran atas Kran tengah 0 68 67 68 10 68 67 69 20 69 68 69 30 69 68 70 40 69 69 70 50 69 69 71 60 70 69 71 70 69 68 71 80 70 70 71 90 70 69 71

Rata – rata 69,1 68,4 70,1

131

Lampiran 18. Data sebaran suhu reaktor static-mixer (° C) Waktu Tutup

atas Uap

keluar Heater Kran

atas Pipa Dinding

luar Static- mixer

Kran bawah

Tutup bawah

Dinding dalam

Kran tengah

Glasswool Lingkungan

0 51 32 64 60 54 37 48 63 38 38 62 38 29 5 56 32 63 64 56 38 50 64 38 38 64 38 32 10 56 31 63 63 55 39 49 62 38 38 62 39 31 15 55 30 62 63 56 38 52 64 38 46 64 40 31 20 56 30 64 64 57 38 50 64 38 47 64 40 31 25 58 30 66 66 57 38 50 65 39 47 66 40 31 30 58 30 65 66 59 38 50 66 39 47 66 40 27 35 58 30 65 66 59 38 56 65 39 48 66 40 28.5 40 58 30 65 66 59 39 56 64 40 48 66 40 28 45 58 30 65 66 59 39 55 64 40 48 65 40 29 50 58 30 65 66 59 39 56 64 40 48 65 40 29 55 58 30 65 66 58 39 56 64 40 48 65 40 31 60 58 30 64 65 57 39 56 64 40 48 65 40 30 65 57 30 65 66 58 39 57 65 40 48 64 40 28.570 58 30 65 66 57 39 58 64 40 48 64 40 30 75 58 30 65 66 59 39 57 65 40 48 65 40 30 80 57 30 65 66 56 39 55 64 40 48 64 40 28 85 58 30 64 65 58 39 57 64 40 48 64 40 30 90 58 30 65 66 57 39 58 64 41 48 64 40 31 Rata - rata

50,75 30,26 65,53 65,05 57,37 38,47 54,00 64,16 39,37 46,05 64,47 39,74 29,74

132

Lampiran 19. Perhitungan pindah panas pada dinding tangki utama

Lapisan 1 = stainless steel

Lapisan 2 = glasswool

Lapisan 3 = stainless steel

r1 = 12,5 cm

r2 = 12,7 cm

r3 = 17,2 cm

r4 = 17.4 cm h1 = 60 W/m2 K (Mujumdar, 2004) h2 = 2,94 W/m2 K (perhitungan) k1 = k3 = 15 W/m2.K (Mujumdar, 2004) L = 0.5 m

=

+

+

+

+

= ,

+ ,

,

+ ,

, ,

+ ,

,

+

12 π x 0,174 x 2,94

1/U = 0,02123 + 1,685 x 10-4 + 9,01 x 10-3 + 1,2273 x 10-4 + 0,3113 1/U = 0,3418 U = 2,925 W/m.K Pindah panas pada dinding pada menit ke -90 Q = U 1 ∆ T = 2,925 x 0,5 x (64-31) = 48,2625 W = 260,62 kJ

133

Lampiran 20. Perhitungan kehilangan panas dari dinding luar ke udara sekitar

Suhu dinding luar (td) = 38,47 = 311,47 K (lihat Lampiran 18)

Suhu udara luar (tu) = 29,74 = 302,74 K

Tf = (td + tu)/2 + 273 = 307,105 K

Npr = (tabel sifat fisik udara) = 0,70 (Holman, 1994, Daftar A-5, hal. 859)

Mencari nilai NGr

Dd = 0.34 m

g βρ /µ = 114.357.584,3

NGr = (Dd3) (g βρ /µ ) ( T) = 39.238.822,62

NGr Npr = 27.859.564,06

NNu = 0,53 (NGr Npr)0.25 = 38,1

Menghitung nilai h

k = 0,026 (Holman, 1994, Daftar A-5, hal. 859)

nilai h = (NNu k)/ Dd = 2,94 W/m2. K

Menghitung nilai q

Ad = 0,55 m2

q = h Ad (td - tu) = 14,12 J/s

lama operasi = 5400 s

kehilangan panas = 76,22 kJ

134

Lampiran 21. Perhitungan kehilangan panas dari pipa ke udara luar Suhu luar pipa (tp) = 57,37 = 330,37 K


Tf = (tp + tu)/2 + 273 =316,56 K

Npr = (tabel sifat fisik udara = 0,70

Mencari nilai NGr

Dp = 0,019 m

g βρ /µ = 106.325.314

NGr = (Dp3) (g βρ /µ ) ( T) = 45,902,63

NGr Npr = 32,131,84

NNu = 0.53 (NGr Npr)0.25 = 7,096

Menghitung nilai h

k = 0,026

Nilai h = (NNu k)/ Dd = 7,66 W/m2.K

menghitung nilai q

Ap= 0,102 m2

q = h Ad (td - tu) = 21,59 J/s



135

Lampiran 22. Perhitungan kehilangan panas melalui dinding static-mixer Suhu luar pipa (tp) = 54,0 = 327,0 K


Tf = (tp + tu)/2 + 273 =314.,7 K

Npr = (tabel sifat fisik udara) = 0,70

Mencari nilai NGr

Dp = 0,025 m

G βρ /µ = 110.890.000

NGr = (Dp3) (g βρ /µ ) ( T) = 88.152.19

NGr Npr = 61.706,53

NNu = 0.53 (NGr Npr)0.25 = 8,35

Menghitung nilai h

k = 0,027

nilai h = (NNu k)/ Dd = 7,05 W/m2.K

menghitung nilai q

Ap = 0,03 m2

q = h Ad (td - tu) = 5,13 J/s



136

Lampiran 23. Perhitungan kehilangan panas melalui tutup atas Suhu luar tutup atas (tt) = 57,05 = 330,05 K


Tf = (tt + tu)/2 + 273 = 316,4 K

Npr = (tabel sifat fisik udara) =0,70

Mencari nilai NGr

Dp = 0,25 m

G βρ /µ = 106.717.561

NGr = (Dp3) (g βρ /µ ) ( T) = 45,538.384.22

NGr Npr = 84.423.895,13

NNu = 0,53 (NGr Npr)0.25 = 50,80

Menghitung nilai h

k = 0,027


menghitung nilai q

Ap = 0,047 m2

q = h Ad (td - tu) = 7,06 J/s



137

Lampiran 24. Perhitungan kehilangan panas melalui tutup bawah Suhu luar tutup atas (tt) = 39,37 = 312,37 K


Tf = (tt + tu)/2 + 273 =307,56 K

Npr = (tabel sifat fisik udara = 0,71

Mencari nilai NGr

Dp = 0,25 m

G βρ /µ = 119.640.900.3

NGr = (Dp3) (g βρ /µ ) ( T) =18.002.216,72

NGr Npr = 12.781.573,87

NNu = 0,53 (NGr Npr)0.25 = 31,69

Menghitung nilai h

k = 0.027


menghitung nilai q

Ap = 0.0471 m2

q = h Ad (td - tu) = 1,55 J/s



138

Lampiran 25. Perhitungan Er proses biodiesel dengan static mixer dan blade agitator ( T 50oC)

(1 kWh=3600 kJ)

PROSES (static-mixer)daya

(kWh)massa (kg)

energi (kJ)

energi (kJ/kg)

Pemanasan TG (heater) 0,22 10,01 792 79,12 Pemanasan MeOH (heater) 0,1 4,4 360 81,82 Transesterifikasi 1. heater 0,44 14,14 1584 112,02 2. pompa 0,04 14,14 108 7,64 Washing 1. heater 2,96 9,24 10656 1153,25 2. pompa 0,03 9,24 108 11,69 Drying 1. heater 0,88 8,78 3168 360,82 2. pompa 0,01 8,78 36 4,10 Qin (Energi input) 16812 1810,45

Q1 (energi RBDPO) 36770 Q2 (Energi biodiesel dari m. Sawit) 37800 Er dengan washing dan drying=(Q2-Q1)/Qin 0,57 Er tanpa drying dan washing 3,67

PROSES (blade agitator)daya

(kWh)massa (kg)

energi (kJ)

energi (kJ/kg)



139


(1 kWh=3600 kJ)


(kWh)massa (kg)

energi (kJ)

energi (kJ/kg)




(kWh)massa (kg)

energi (kJ)

energi (kJ/kg)

Pemanasan TG (heater) 0,28 10,01 1008 100,70Pemanasan MeOH (heater) 0,1 4,4 360 81,82Transesterifikasi 1. heater 1,91 14,14 6876 486,28 2. pompa 0,13 14,14 108 7,64Washing 1. heater 2,95 9,24 10620 1149,35 2. pompa 0,03 9,24 108 11,69Drying 1. heater 0,88 8,78 3168 360,82 2. pompa 0,01 8,78 36 4,10

Qin (Energi input) 22284 2202,39

Q1 (energi RBDPO) 36770

Q2 (Energi biodiesel dari m. Sawit) 37800Er dengan washing dan drying=(Q2-Q1)/Qin 0,47Er tanpa drying dan washing 1,52

140


(1 kWh=3600 kJ)


(kWh)massa (kg)

energi (kJ)

energi (kJ/kg)




(kWh)massa (kg)

energi (kJ)

energi (kJ/kg)

Pemanasan TG (heater) 0,32 10,01 1152 115,08 Pemanasan MeOH (heater) 0,1 4,4 360 81,82 Transesterifikasi 1. heater 1,91 14,14 6876 486,28 2. pompa 0,13 14,14 468 33,10 Pencuian 1. heater 2,95 9,24 10620 1149,35 2. pompa 0,03 9,24 108 11,69 Drying 1. heater 0,88 8,78 3168 360,82 2. pompa 0,01 8,78 36 4,10 Qin (Energi input) 22788 2242,24


141


(1 kWh=3600 kJ)


(kWh)massa (kg)

energi (kJ)

energi (kJ/kg)




(kWh)massa (kg)

energi (kJ)

energi (kJ/kg)



142


(1 kWh=3600 kJ)


(kWh)massa (kg)

energi (kJ)

energi (kJ/kg)




(kWh)massa (kg)

energi (kJ)

energi (kJ/kg)


Q1 (energi refined palm oil) 36770 Q2 (Energi biodiesel dari m. Sawit) 37800 Er dengan washing dan drying=(Q2-Q1)/Qin 0,47 Er tanpa drying dan washing 1,61

143

Lampiran 30. Roadmap biodiesel Indonesia

Market

Product

Technology

Research And Development

Biodiesel Supply 1.5 Million kL 10% of ADO

Palm/Jatropha Biodiesel

Biodiesel Low Production Cost

High Quality Biodiesel High Cetane Number

Low Cloud Point

Biodiesel Supply 3 Million kL 15% of ADO

Updating of Standard &

Performance Test

Year 2006-2010 2011-2015 2016-2025

Biodiesel Process

Intensification

Biodiesel Supply 6.4 Million kL 20% of ADO

Commercial Plant (5000 – 20.000

Tons/Year)

Commercial Plant (20.000 -

100.000 Tons/year)

Commercial Plant of High Quality

Biodiesel

Design & Engineering

Plant

Fuel Additive

Technology

NATIONAL BIODIESEL STANDARD

Optimization &

Modification of Plant D i

Performance test

Blending Technology

144

Lampiran 31. Roadmap pemanfaatan biofuel Indonesia

STUDI PROSES MEKANISME PENGADUKAN DENGAN … · Studi Proses Mekanisme Pengadukan Dengan Metode ......

Documents

Transcript of STUDI PROSES MEKANISME PENGADUKAN DENGAN … · Studi Proses Mekanisme Pengadukan Dengan Metode ......