PP Metanol dari Batubara dengan Proses Gasifikasi Kapasitas 500.000 ton per tahun.pdf

i

TUGAS AKHIR

PRARANCANGAN PABRIK METANOL DARI BATUBARA

DENGAN PROSES GASIFIKASI

KAPASITAS 500.000 TON/TAHUN

HALAMAN JUDUL

Oleh :

1. Muhammad Arif Maulana I 0508107

2. Muhammad Solich Wicaksono I 0508109

JURUSAN TEKNIK KIMIA FAKULTAS TEKNIK

UNIVERSITAS SEBELAS MARET

SURAKARTA

2013

ii

LEMBAR PENGESAHAN

iii

KATA PENGANTAR

Puji syukur kepada Allah SWT, karena rahmat dan hidayah-Nya, penulis

akhirnya dapat menyelesaikan penyusunan laporan tugas akhir dengan judul

“Prarancangan Pabrik Metanol dari Batubara dengan Proses Gasifikasi Kapasitas

500.000 ton/tahun”. Dalam penyusunan tugas akhir ini penulis memperoleh

banyak bantuan baik berupa dukungan moral maupun material dari berbagai

pihak. Oleh karena itu, penulis mengucapkan terima kasih kepada :

1. Kedua orang tua atas dukungan doa, materi dan semangat yang senantiasa

diberikan tanpa kenal lelah.

2. Wusana Agung Wibowo, S.T., M.T. selaku Dosen Pembimbing I dan Dr. Sunu

Herwi Pranolo selaku Dosen Pembimbing II atas bimbingan dan bantuannya

dalam penulisan tugas akhir.

3. Ir. Paryanto, M.S., dan Mujtahid Kaavissena, S.T., M.T., Ph.D., selaku Dosen

Penguji dalam ujian pendadaran tugas akhir.

4. Grata, Iqbal, Diah, Wulan, Dian, Deasy, Farish, Ayu, Bagus, Nova, Chekly,

Erfan, Ester, Mery, Haifa, Usad, Yulia, Mitha, Hangga, Ivan, Adi, Lendra,

Rendi, Upy, Agus, Astsari, Roihan, Bagas, Firman, Yohanes, Andi, Alid,

Dhani, Utus, Fawaidz, Yunie, Vina, Eva, Kiki, Dito, Gita, Intan, Barkah,

Winta, Niken, Yosephin, Agnes, Kadir, Hantoko, Adnan

Penulis menyadari bahwa laporan tugas akhir ini masih jauh dari sempurna,

karena itu penulis membuka diri terhadap segala saran dan kritik yang

membangun. Semoga laporan tugas akhir ini dapat bermanfaat bagi penulis pada

khususnya dan pembaca pada umumnya.

Surakarta, Desember 2013

Penulis

iv

DAFTAR ISI

HALAMAN JUDUL .............................................................................................. i

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

KATA PENGANTAR .......................................................................................... iii

DAFTAR ISI ......................................................................................................... iv

DAFTAR GAMBAR ............................................................................................ vi

DAFTAR TABEL ............................................................................................... vii

DAFTAR SINGKATAN DAN LAMBANG .................................................... viii

INTISARI ............................................................................................................. ix

BAB I PENDAHULUAN ...................................................................................... 1

I.1. Latar Belakang Pendirian Pabrik ...................................................... 1

I.2. Kapasitas Pabrik ................................................................................ 3

I.3. Lokasi Pabrik .................................................................................... 5

I.4. Tinjauan Pustaka ............................................................................... 6

BAB II DESKRIPSI PROSES ........................................................................... 13

II.1 Spesifikasi Bahan Baku dan Produk ............................................... 13

II.2 Konsep Reaksi ................................................................................. 15

II.3 Diagram Alir Proses dan Tahapan Proses ....................................... 30

II.4 Tata Letak Pabrik dan Peralatan Proses .......................................... 39

BAB III SPESIFIKASI ALAT ........................................................................... 43

BAB IV UNIT PENDUKUNG PROSES DAN LABORATORIUM .............. 53

IV.1. Unit Pengadaan Air ......................................................................... 54

IV.2. Unit Pengadaan Steam..................................................................... 55

IV.3. Unit Pengadaan Udara Tekan.......................................................... 56

IV.4. Unit Pengadaan Listrik .................................................................... 56

IV.5. Unit Pengadaan Bahan Bakar.......................................................... 58

IV.6. Unit Pengolahan limbah .................................................................. 59

IV.7. Unit Laboratorium ........................................................................... 59

IV.8. Unit Keselamatan dan Kesehatan Kerja (K3) ................................. 65

v

BAB V MANAJEMEN PERUSAHAAN .......................................................... 68

V.1 Bentuk Perusahaan .......................................................................... 68

V.2 Struktur Organisasi ......................................................................... 69

V.3 Tugas dan Wewenang ..................................................................... 71

V.4 Pembagian Jam Kerja Karyawan dan Gaji karyawan ..................... 71

BAB VI ANALISA EKONOMI ......................................................................... 75

VI.1 Penaksiran Harga Peralatan............................................................. 77

VI.2 Dasar Perhitungan ........................................................................... 78

VI.3 Hasil Perhitungan ............................................................................ 79

DAFTAR PUSTAKA .......................................................................................... 83

LAMPIRAN A ....................................................................................................... 1

LAMPIRAN B ....................................................................................................... 7

LAMPIRAN C ..................................................................................................... 12

LAMPIRAN D ..................................................................................................... 24

LAMPIRAN E ..................................................................................................... 33

LAMPIRAN F ..................................................................................................... 48

vi

DAFTAR GAMBAR

Gambar I.1 Perkembangan Impor Metanol di Indonesia Tahun 2009-2012 ...... 3

Gambar I.2 Kebutuhan Metanol pada Tahun 2008-2012 ................................... 4

Gambar I.3 Peta Lokasi Pendirian Pabrik........................................................... 5

Gambar I.4 Tahap Proses Pembuatan Metanol ................................................. 11

Gambar II.1 Mekanisme Pembentukan Metanol ............................................... 19

Gambar II.2 Diagram Alir Kualitatif ................................................................. 31

Gambar II.3 Diagram Alir Kuantitatif ............................................................... 32

Gambar II.4 Diagram Alir Proses ...................................................................... 33

Gambar II.5 Tata Letak Pabrik Metanol ............................................................ 41

Gambar II.6 Tata Letak Peralatan Proses Pabrik Metanol ................................. 42

Gambar IV.1 Skema pengolahan air.................................................................... 55

Gambar V.1 Struktur Organisas ......................................................................... 70

Gambar VI.1 Chemical Engineering Cost Index ................................................. 78

Gambar VI.2 Grafik Analisa Kelayakan Pabrik .................................................. 82

vii

DAFTAR TABEL

Tabel II.1 Harga ΔH°f masing-masing komponen untuk proses gasifikasi ...... 23

Tabel II.2 Harga ΔG°f masing-masing komponen ............................................ 23

Tabel II.3 Harga ΔH°f masing-masing komponen untuk proses shift reaction . 25


Tabel II.5 Harga ΔH°f masing-masing komponen untuk proses Men ............... 27


Tabel II.7 Neraca Massa Total ............................................................................ 37

Tabel II.8 Neraca Panas Total ............................................................................. 38

Tabel III.1 Spesifikasi Alat-alat Proses ................................................................. 44

Tabel III.2 Spesifikasi Alat Pemurnian ................................................................. 46

Tabel III.3 Spesifikasi Tangki Penyimpanan Produk ........................................... 47

Tabel III.4 Spesifikasi Alat Penukar Panas (Heat Exchanger) ............................. 48

Tabel III.5 Spesifikasi Alat Penukar Panas (Heat Exchanger) (lanjutan) ............ 49

Tabel III.6 Spesifikasi Alat Penampung Embun (Accumulator) .......................... 50

Tabel III.7 Spesifikasi Alat Penurun Tekanan ...................................................... 51

Tabel III.8 Spesifikasi Pompa Proses.................................................................... 52

Tabel IV.1 Kebutuhan Air Pabrik ......................................................................... 54

Tabel IV.2 Spesifikasi boiler ................................................................................ 56

Tabel IV.3 Kebutuhan daya listrik proses dan utilitas .......................................... 57

Tabel IV.4 Total kebutuhan daya listrik pabrik .................................................... 58

Tabel VI.1 Indeks Harga Alat .............................................................................. 77

Tabel VI.2 Fixed Capital Invesment (FCI) .......................................................... 79

Tabel VI.3 Working Capital Investment (WCI) .................................................. 79

Tabel VI.4 Direct Manufacturing Cost (DMC).................................................... 80

Tabel VI.5 Indirect Manufacturing Cost (IMC) ................................................... 80

Tabel VI.6 Fixed Manufacturing Cost (FMC) ..................................................... 81

Tabel VI.7 General Expense (GE) ....................................................................... 81

Tabel VI.8 Analisa kelayakan .............................................................................. 81

viii

DAFTAR SINGKATAN DAN LAMBANG

SINGKATAN Nama SINGKATAN Nama

AC Accumulator MMBTU Million British Thermal Units

B Boiler MMSCFD Million Standard Cubic Feet per

Day

BC Belt Conveyor MTBE Metyl Tertier Butyl Eter

BEP Break Even Point P Pompa

BPS Biro Pusat Statistik PET Polyethylene Terephthalate

C Compressor pH Potensial Hummidity

CD Condenser PLTU Pembangkit Listrik Tenaga Uap

cm Centi meter POS Percent Profit on Sales

CT Cooling Tower POT Pay Out Time

DCF Discounted Cash Flow ppb Part per bilion

DMC Direct Manufacturing Cost ppm Part per milion

DS Desulfurizer PT Perseroan Terbatas

D-3 Diploma Tiga PU Pompa Utilitas

EV Ekspansion Valve PWT Pompa Water Treatment

FCI Fixed Capital Investment R Reaktor

FMC Fixed Manufacturing Cost RB Reboiler

g Gram ROI Return of Investment

GE General Expense Rp. Rupiah

HE Heating Exchanger RUPS Rapat Umum Pemegang Saham

ICI Imperial Chemical Industries SDP Shut Down Point

IMC Indirect Manufacturing Cost s sekon

K Kelvin SC Screw Conveyor

Kabag Kepala bagian SK Surat Keputusan

Kasi Kepala seksi SLTA Sekolah Lanjut Tingkat Atas

kJ Kilo joule SN Schedule Number

kg Kilo gram Syngas Synthetic gas

HP Horse Power S-1 Strata satu

kton Kilo ton Tcf Trilyun cubic feet

kW Kilo watt TCI Total Capital Investment

kWh Kilo watt hours TMC Total Manufacturing Cost

Litbang Penelitian dan pengembangan TP Tangki Produk

m Meter TPC Total Production Cost

m2 Meter persegi TU Tangki Utilitas

m3 Meter kubik US $ United States Dollars

∆G Energi bebas gibs WCI Working Capital Investment

∆H Enthalpi WHB Waste Heat Boiler

∆P Pressure drop

MD Menara Distilasi

ix

INTISARI

Muhammad Arif Maulana dan Muhammad Solich Wicaksono, 2013,

Prarancangan Pabrik Metanol dari Batubara dengan Proses Gasifikasi,

Kapasitas 500.000 Ton/Tahun, Program Studi S1 Reguler, Jurusan Teknik

Kimia, Fakultas Teknik, Universitas Sebelas Maret, Surakarta.

Metanol yang dikenal sebagai metil alkohol adalah senyawa kimia dengan

rumus kimia CH3OH. Pada "keadaan atmosfer" metanol berbentuk cairan yang

ringan, mudah menguap, tidak berwarna, mudah terbakar, dan beracun jika

terminum bisa menimbulkan kebutaan dengan bau yang khas. Metanol digunakan

sebagai refrigerant, anti beku, pelarut, bahan bakar, dan bahan baku industri

MTBE, asam asetat,formaldehid. Prarancangan pabrik metanol kapasitas 500.000

ton/tahun dengan bahan baku batubara 1 kg/kg produk, Air 1,19 kg/kg produk,

Udara 2,65 kg/kg produk, CaO 0,015 kg/kg produk. Pabrik direncanakan berdiri

di Tanjung Enim, Sumatera Selatan pada tahun 2015. Metanol dihasilkan dari

proses gasifikasi batubara dengan cara mereaksikan oksigen dan batu bara dalam

bentuk slurry dalam reaktor Gasifier pada kondisi non-isotermal non-adiabatik

dengan suhu 1316-1700 °C dan tekanan 52,18 bar.

Unit pendukung proses pabrik meliputi unit kebutuhan air, steam, udara

tekan, tenaga listrik dan bahan bakar. Kebutuhan utilitas meliputi air (air sungai)

sebanyak 5,22 m3/ton produk dan listrik sebesar 9,24 kWh/ton produk. Pabrik

juga didukung laboratorium yang mengontrol mutu bahan baku dan produk sesuai

dengan spesifikasi yang diharapkan. Selain itu terdapat unit pengolahan limbah

yang menangani limbah baik padat, cair, maupun gas yang dihasilkan dari proses

produksi.

Bentuk perusahaan adalah Perseroan Terbatas (PT) dengan struktur

organisasi line and staff. Jumlah kebutuhan tenaga kerja sebanyak 0,596

manhour/ton produk.

Hasil analisis ekonomi diperoleh, ROI sebelum dan sesudah pajak sebesar

55,90% dan 41,92%, POT sebelum dan sesudah pajak selama 1,52 dan 1,93 tahun,

BEP 42,95% dan SDP 27,16%. Sedangkan DCF sebesar 36,71%. Dengan

spesifikasi biaya per kg produk, FCI sebesar Rp 7.294,-,WC sebesar Rp 2.688,-,

total biaya produksi per tahun sebesar Rp 11.578,-, dan harga jual produksi per

tahun sebesar Rp 15.655,-. Jadi dari segi ekonomi pabrik tersebut layak untuk

didirikan.

http://id.wikipedia.org/wiki/Senyawa_kimia

http://id.wikipedia.org/wiki/Rumus_kimia

http://id.wikipedia.org/wiki/Karbon

http://id.wikipedia.org/wiki/Karbon

http://id.wikipedia.org/wiki/Hidroksida

1

BAB I

PENDAHULUAN

I.1. Latar Belakang Pendirian Pabrik

Perkembangan ilmu pengetahuan dan teknologi disertai dengan kemajuan

sektor industri telah menuntut semua negara kearah industrialisasi. Indonesia

sebagai negara berkembang banyak melakukan pembangunan di segala bidang.

Sampai saat ini pembangunan sektor industri mengalami peningkatan, salah

satunya adalah pembangunan sektor industri kimia. Namun Indonesia masih

banyak mengimpor bahan baku atau produk industri kimia dari luar negeri.

Dewasa ini semua industri diarahkan untuk penggunaan teknologi yang

minim akan polusi dan hemat biaya untuk operasional, salah satu jenis proses

teknologi tersebut adalah proses gasifikasi. Teknologi gasifikasi ini juga

merupakan teknologi yang hemat biaya. Dapat dikatakan demikian karena, proses

konversi batu bara menjadi gas dapat dilakukan dengan alat gasifier

(Sukandarumidi, 2006).

Batubara merupakan batuan hidrokarbon padat yang terbentuk dari

tumbuhan dalam lingkungan bebas oksigen, serta terkena pengaruh tekanan dan

panas yang berlangsung sangat lama. Pada tahun 2006, jumlah sumber daya batu

bara Indonesia tercatat sebanyak 90.451,87 juta ton. Dari jumlah tersebut

sebanyak 67% berupa batu bara dengan kalori sedang, 22% berupa batu bara

dengan kalori rendah, 10% berupa batu bara dengan kalori tinggi dan 1% berupa

batu bara dengan kalori sangat tinggi.Batu bara Indonesia tergolong batubara

bersih dengan kandungan abu <5% dan kandungan sulfur yang rendah (<1%),

sehingga tidak terlalu mencemari lingkungan. Karakteristik tersebut membuat

2

batu bara Indonesia mampu bersaing di dunia perdagangan Internasional. Batu

bara Indonesia yang memiliki kalori tinggi sebagian besar diekspor ke luar negeri,

sedangkan batu bara peringkat rendah dan sedang dipergunakan sebagai sumber

energi pembangkit tenaga listrik maupun sebagai bahan bakar pada berbagai

industri di Indonesia, seperti industri semen, teksil maupun pupuk (ESDM,2010).

Gasifikasi merupakan satu upaya pengkonversian batubara padat menjadi gas,

seperti H2, CO, CO2, CH4, N2 dan H2S. Gas-gas ini selanjutnya akan mengalami

proses purifikasi sebelum disintesa menjadi senyawa kimia baru yang secara luas

dibutuhkan dalam kehidupan manusia, salah satunya adalah metanol.

Metanol (CH3OH) merupakan salah satu senyawa kimia yang dapat

diproduksi melalui proses gasifikasi. Metanol (CH3OH) bertindak sebagai bahan

baku dalam memproduksi senyawa hidrokarbon yang berguna sebagai bahan

bakar atau senyawa organik yang biasa digunakan untuk menaikkan nilai oktan

suatu bahan bakar, seperti MTBE. (US Patent 5472986, 1995)

Kebutuhan metanolsemakin meningkat yang ditandai dengan kenaikan

impor metanol berdasarkan data Biro Pusat Statistik (BPS). Impor metanol pada

tahun 2009 sampai tahun 2011, Walaupun mengalami penurunan pada tahun

2012.

3

Gambar I.1 Perkembangan Impor Metanol di Indonesia Tahun 2009-2012

Ketergantungan impor metanol menyebabkan devisa negara berkurang,

sehingga diperlukan suatu usaha penanggulangan. Salah satu upayanya adalah

pendirian pabrik metanol untuk pemenuhan kebutuhan dalam negeri. Dengan

pendirian pabrik tersebut diharapkan dapat membuka kesempatan untuk alih

teknologi, membuka lapangan kerja baru, menghemat devisa negara dan

membuka peluang berdirinya pabrik lain yang menggunakan bahan baku metanol

dari pabrik tersebut. Dengan pertimbangan kegunaan dan konsumsi metanol maka

dapat dikatakan bahwa industri ini mempunyai prospek bagus di masa depan.

I.2. Kapasitas Pabrik

I.2.1. Ketersediaan Bahan Baku

Di Indonesia merupakan penghasil barang tambang terbesar di dunia, salah

satunya yaitu batubara. Beberapa daerah penghasil batubara terbesar di Indonesia,

yaitu Sumatra Selatan (22.240,40 juta ton), Kalimantan Timur (19.567,79 juta

ton), Kalimantan Selatan (8.674,56 juta ton), dan Riau (2.057,22 juta ton).

(Wison, 2011)

0

50.000

100.000

150.000

200.000

250.000

300.000

2009 2010 2011 2012

Ju

mla

h I

mp

or (

kT

on

)

Tahun

4

I.2.2. Kapasitas Pabrik yang Sudah Berdiri

Ditetapkan kapasitas pabrik metanol sebesar 500.000 ton/tahun, dengan

pertimbangan:

1. Perkiraan dari data impor BPS, pada tahun 2015 Indonesia membutuhkan

metanol sebesar 468.007,49 ton. Sehingga dengan kapasitas direncanakan

dapat membantu memenuhi kebutuhan metanol dalam negeri.

Gambar I.2 Kebutuhan Metanol pada Tahun 2008-2012

2. Dapat memberikan keuntungan ekonomis karena kapasitas produksi berada

diantara kapasitas produksi metanol didalam negeri. Seperti kapasitas pabrik

yang telah berdiri, yaitu PT. Medco Methanol Bunyu (330.000 ton/tahun) dan

PT. Kaltim Metanol Industry (660.000 ton/tahun).

3. Produksi batubara PT. Bukit Asam (Persero) Tbk sebesar 11.880.000 ton/tahun

sehingga mencukupi untuk mensuplai kebutuhan batubara sebesar 499.944,23

ton/tahun untuk memproduksi metanol sebesar 500.000 ton/tahun.

y = 58584x - 664,51

0

50.000

100.000

150.000

200.000

250.000

300.000

350.000

2007 2008 2009 2010 2011 2012 2013

JU

ML

AH

IM

PO

R (

To

n)

TAHUN

5

I.3. Lokasi Pabrik

Pemilihan lokasi pabrik sangat penting dalam menentukan kelangsungan

produksi suatu pabrik. Lokasi pabrik akan didirikan di Tanjung Enim,Sumatra

Selatan dengan pertimbangan sebagai berikut:

- Bahan baku pabrik metanol ini menggunakan batubara hasil

pertambangan batubara PT. Bukit Asam (Persero) Tbk.

- Lokasi pabrik dekat dengan sungai sehingga memudahkan dalam

penyediaan air untuk utilitas.

- Pemberlakuan otonomi daerah memberikan iklim yang cukup kondusif

bagi investor untuk penanaman modalnya bagi peningkatan pemasukan

bagi daerah tersebut.

Gambar I.3 Peta Lokasi Pendirian Pabrik

6

I.4. Tinjauan Pustaka

Ada beberapa proses pembuatan metanol

1. Proses pembuatan metanol dengan penyulingan kayu

Pada tahun 1830 sampai pertengahan tahun 1920an, metode utama dalam

produksi metanol yaitu dengan menggunakan penyulingan kayu (wood

distillation). Proses ini menggunakan panas untuk memproduksi arang dan

metanol dari kayu. Setelah kayu dipanaskan, perlahan-lahan kayu tersebut

terbakar dan melepaskan gas metanol. Gas tersebut dikumpulkan dan

dikondensasikan untuk membuat metanol cair. Pada tahun 1923, produksi

metanol telah mencapai 30.000 ton per tahun menggunakan lebih dari 6 ton

kayu sebagai bahan baku. Proses ini tidak dilakukan lagi karena mengganggu

ekosistem hutan dengan banyaknya penebangan pohon. (Mc Ketta, 1983)

2. Oksidasi Hidrokarbon

Proses ini menggunakan senyawa-senyawa hidrokarbon sebagai bahan baku

utama. Produk yang terbentuk dari oksidasi parsiil hidrokarbon yang

mengandung gas parafin adalah metanol, formaldehid, asetaldehid, aseton,

alkohol tingkat tinggi, aldehid dan keton. Proses oksidasi berjalan pada tekanan

20,27 – 30,4 bar dan suhu 800 ºC. Proses ini dapat menggunakan katalis nikel,

paladium, tembaga dan oksida dari logam-logam tersebut. Kekurangan dari

proses ini adalah menggunakan bahan-bahan hidrokarbon sehingga dapat

menghasil gas rumah kaca (Mc. Ketta, 1983).

3. Proses pembuatan metanol dari gasifikasi batubara

Pembuatan metanol biasa menggunakan gas sintesis. Melalui gasifikasi, gas

sintesis dapat dihasilkan dari berbagai bahan baku seperti batubara, limbah

7

biomassa, limbah perkotaan dan berbagai bahan baku yang lain Dalam

produksi metanol dengan dilakukan dalam dua langkah. Langkah pertama

adalah untuk mengkonversi bahan baku menjadi gas sintetis yang terdiri dari

CO, CO2, H2O dan H2. Hal ini biasanya dicapai oleh katalitik reforming gas

umpan dan uap. Langkah kedua adalah sintesis katalitik metanol dari gas

sintesis. Keuntungan dari proses ini adalah bahan baku mudah didapatkan,

pemanfaatan batubara sehingga diharapkan menjadi industri ramah lingkungan.

(www.methanol.org)

Dari proses-proses pembuatan metanol yang ada, maka gasifikasi batu bara

dipilih sebagai proses pembuatan metanol dalam pendirian pabrik ini dengan

alasan ketersediaan bahan baku batu bara mencukupi proses jangka panjang.

1.4.2 Kegunaan Produk

Kegunaan dari metanol yaitu sebagai bahan bakar, pelarut, dan anti beku

dalam pipa. Penggunaan metanol terbanyak adalah sebagai bahan intermediate.

Sekitar 40% metanol yang ada diubah menjadi formaldehid yang dapat

menghasilkan berbagai macam produk seperti plastik, plywood, cat, peledak, dan

tekstil.

8

1.4.3 Sifat Fisika dan Kimia

1.4.3.1 Sifat fisika dan kimia bahan baku

1. Batubara (Subbituminous) (Perry, 2007):

1) Sifat Fisika:

Komponen

- C(Carbon) : 76,24% berat

- H (Hidrogen) : 4,85% berat

- N (Nitrogen) : 1,34% berat

- S (Sulfur) : 1,38% berat

- O (Oxigen) : 4,84% berat

- Ash (Abu) : 8,02% berat

- Air : 2,82% berat

Heating Value : 21,35 – 25,54 MJ/kg

Bulk Density : 720,83 – 961,11 kg/m3

Spesific Heat : 1,1 kJ/kg.K

Ignition Temperature : 126,67 – 185 °C

Flash Point : 260 °C

2) Sifat Kimia

Reaksi pada pembakaran batubara meliputi:

- C + O2 → CO2

- C + ½ O2 → CO

- H2 + ½ O2→ H2O

- S + O2 → SO2

Untuk mencegah pembentukan CO yang berlebihan maka

jumlah oksigen untuk pembakaran harus sesuai agar

pembakaran berlangsung dengan sempurna.

9

2. Air (Othmer,1981):

1) Sifat Fisika

Rumus Molekul : H2O

Berat Molekul : 18,02 kg/kmol

Warna : tidak berwarna (jernih)

Titik Didih (1,01bar) : 100 oC

Densitas (25 °C) : 0,99747 kg/m3

Heat Capacity : 4178,43 kJ/kg.K

Thermal Conductivity : 6,04026 x 10-3

kW/m.K

2) Sifat Kimia

Bereaksi dengan karbon menghasilkan metana, hidrogen,

karbon dioksida, monoksida membentuk gas sintetis (dalam

proses gasifikasi batubara)

Bereaksi dengan kalsium, magnesium, natrium dan logam-

logam reaktif lain membebaskan H2

Memiliki sifat netral (pH 7)

Bereaksi dengan kalium oksida, sulfur oksida membentuk basa

kalium dan asam sulfat.

3. Oksigen (Perry, 2007):

1) Sifat Fisika

Rumus Molekul : O2

Berat Molekul : 31,9988 kg/kmol

Titik Didih (1,01bar) : -183 oC

Temperatur Kritis : -118,6 °C

10

Konduktivitas Termal : 0,026 W/m.°C

2) Sifat Kimia

Pengoksidasi yang sangat reaktif

Pemisahan dari udara dengan cara liquifikasi dan distilasi

1.4.3.2 Sifat fisika dan kimia produk

1. Metanol (CH3OH) (Mc. Ketta,1988):

1) Sifat Fisika:

Fase : Cairan jernih pada suhu kamar

Berat Molekul : 32 kg/kmol

Titik didih (1,01 bar) : 65 oC

Titik lebur (1,01 bar) : -97 oC

Viskositas : 0,5945 cp

Densitas (25oC) : 0,786 kg/m

3

Tekanan kritis : 80,96 bar

Temperatur kritis : 239,43oC

2) Sifat Kimia:

Tidak memiliki sifat adisi yang kuat

Klor dan brom dapat mensubstitusi atom H dari metanol

Sulfonasi dengan asam sulfat berasap membentuk methanol

sulfonat

Bereaksi dengan Na membentuk gas H2 dan garam Na

metanolat

Termasuk golongan senyawa kimia beracun

Oksidasi dengan oksiditor kuat (KMnO4 dalam asam)

11

menghasilkan asam formiat dan dapat teroksidasi lebih lanjut

membentuk CO2 dan H2O

Merupakan pelarut yang baik untuk senyawa organik

1.4.4 Tinjauan Proses Secara Umum

Proses produksi metanol dengan proses gasifikasi batubara melalui 3 tahap

yaitu, tahap persiapan bahan baku, tahap proses, dan tahap pemurnian. Berikut

akan dijelaskan secara umum proses produksi.

Crusher MixerGasifier Desulfuizer

Water

Gas Shift

Reactor

Reaktor

Metanol

Sintesis

Menara

Distilasi

Air Separation

Unit

Gambar I.4 Tahap Proses Pembuatan Metanol

Pada tahap persiapan bahan baku ukuran batubara diperkecil hingga 100

μm, setelah itu diumpankan ke mixer untuk pecampuran dengan air dan menjadi

slurry untuk diumpankan ke gasifier. Tahap selanjutnya merupakan tahap proses,

proses pertama yaitu proses gasifikasi yang terjadi di gasifier, produk yang

dihasilkan pada proses gasifikasi yaitu syngas dan masih mengandung banyak CO

dan H2S, sehingga proses selanjutnya yaitu proses menghilangkan gas beracun

(Acid Gas Removal) di desulfurisasi, dan penggeseran kadungan CO menjadi H2

dengan mereaksikan CO dan H2O reaksi ini terjadi di water gas shift reactor.

Tahap Persiapan Bahan

Baku

Tahap Proses Tahap

Pemurrnian

12

Kandungan air dalam syngas sebagian besar dipisahkan menggunakan

partial condenser. Reaktor metanol merupakan fixed bed multitube reactor

dengan katalis CuO. crude methanol yang keluar dari reaktor dipisahkan dari sisa

gas reaktan yang tidak bereaksi dalam partial condenser. Gas-gas yang tidak

terkondensasi dibuang. Sedangkan gas-gas yang terkondensasi (crude methanol),

akan diturunkan tekanannya sampai 1,52 bar dengan menggunakan expansion

valve. Tahap permurnian yaitu pemurnian crude methanol di dalam menara

distilasi sampai kadar 99,85% berat. Untuk lebih jelasnya dapat dilihat pada Bab

II.

13

BAB II

DESKRIPSI PROSES

II.1 Spesifikasi Bahan Baku dan Produk

II.1.1 Spesifikasi Bahan Baku

Batubara (PT. Bukit Asam (Persero), Tbk)

Nama Produk Batubara : BA 70 (Sub Bituminous)

a. Komposisi:

Proximate Analysis:

- Fixed Carbon : 47,0 % berat

- Volatile Matter : 42,0 % berat

- Kadar Air : 6,0 % berat

- Kadar Abu : 4,0 % berat

Ultimate Analysis:

- Karbon (C) : 80,00%

- Hidrogen (H2) : 5,50%

- Nitrogen (N2) : 1,6%

- Sulfur (S) : 0,67%

- Oksigen (O2) : 12,20%

b. Nilai Kalor : 29.307,6 kJ/kg

c. Ukuran Batubara : 50 mm

14

Oksigen (O2) (Cormos, 2008)

a. Fase : Gas

b. Kemurnian : 99% (% v/v)

1% (Nitrogen)

c. Titik Didih : -183 °C

d. Nilai Kalor : 213 kJ/kg

e. Hasil dari pemisahan melalui alat air separation unit

Air (H2O)

a. Fase : Cair

b. Densitas (25 oC) : 1,027 g/cm

3

c. Impuritas : Oksigen ≤ 1 ppm

d. Kesadahan : ≤ 70 ppm

II.1.2. Spesifikasi Produk

Metanol (PT. Kaltim Methanol Industri)

a. Wujud : cair

b. Kenampakan : bening

c. Kemurnian : min 99,85% berat

d. Impuritas (air) : max 0,015% berat

e. Titik didih (1,01bar) : 64,85 °C

f. Densitas : 0,79 g/cm3

15

II.1.3. Spesifikasi Bahan Pembantu (katalis)

Alat Sifat-sifat Keterangan

Desulfurizer

Katalis : CaO

Bentuk :Pallet

Warna : Kuning kecoklatan

Diameter : 4 mm

Bulk density: 2611 kg/m3

www.alibaba.com

Water Gas

Shift

Reactor

Katalis : CuO-ZnO-Al2O3

Bentuk :Silinder

Warna : Hitam

Diameter : 8 mm

Bulk density : 1980 kg/m3

Porositas : 0,15

www.alibaba.com

Reaktor

Metanol

Syntesis

Katalis : CuO-ZnO-Al2O3

Bentuk : Silinder

Warna : Hitam

Diameter : 9,906 mm

Bulk density : 1700 kg/m3

Porositas : 0,43

www.alibaba.com

II.2 Konsep Reaksi

Pada sub bab ini akan dibahas mengenai konsep reaksi gasifikasi batubara,

reaksi water gas shift, reaksi metanol sintesis ditinjau dari dasar reaksi, kondisi

operasi, mekanisme reaksi, termodinamika dan kinetika yang terjadi.

II.2.1 Dasar Reaksi

Pembentukan metanol dari gasifikasi batubara meliputi dua proses utama

yaitu gasifikasi batubara, dan metanol sintesis.

Gasifikasi Batubara

Pada proses gasifikasi karbon padat dari batu bara maupun biomassa terjadi

proses reaksi kimia yang menghasilkan karbon dan gas CO, CO2, H2, H2O dan

N2 sebagai inert yang didapat dari reaksi-reaksi berikut.

16

Reaksi gasifikasi,

C + ½ O2 → CO ΔHf = −111 MJ/kmol (II.1)

CO + ½ O2 → CO2 ΔHf = −283 MJ/kmol (II.2)

H2 + ½ O2 → H2O ΔHf = −242 MJ/kmol (II.3)

Reaksi Boudouard,

C + CO2 2 CO ΔHf = +172 MJ/kmol (II.4)

Water gas reaction,

C + H2O CO+H2 ΔHf = +131 MJ/kmol (II.5)

(Higman, 2008)

Water Gas Shift

Sedangkan pada water gas shift reactor (WGSR) reaksi yang terjadi adalah:

CO + H2O CO2 + H2 ΔHf = − 41 MJ/kmol (II.6)

(Smith, 2010)

Metanol Sintesis

Reaksi utama yang terjadi adalah sebagai berikut:

CO + 2H2 CH3OH ∆H298 = -904,1 kJ/kmol (II.7)

CO2 + 3H2 CH3OH + H2O ∆H298 = -492,4 kJ/kmol (II.8)

(Mc Ketta, 1988)

II.2.2 Kondisi Operasi

Reaksi dalam pembuatan metanol dengan gasifikasi batu bara ini berlangsung

dalam 2 tahap proses utama, yaitu:

1. Pembentukan Syngas

a. Pembentukan gas hidrogen pada gasifier

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

17

- Temperatur : 1315 °C

- Tekanan : 51,70 bar

- Fase : gas-padat

- Sifat reaksi : eksotermis

- Reaktor : entrained flow

- Kondisi reaksi : non isotermal, non adiabatis

(Saeidi, 2008)

b. Pembentukan gas hidrogen tambahan pada WGSR

Reaksinya : CO(g) + H2O(g) CO2(g) + H2(g)



- Fase : gas

- Katalis : CuO-ZnO-Al2O3


- Reaktor : Fixed Bed Multitube

- Kondisi reaksi : non isothermal, non adiabatis

- Konversi CO : 60% - 70%

(Saeidi,2008)

2. Pembentukan metanol

CO(g) + 2H2(g) CH3OH(g)

CO2(g) + 3H2(g) CH3OH(g) + H2O(g)



- Fase : gas

18

- Katalis : CuO-ZnO-Al2O3


- Reaktor : Fixed Bed Multitube

- Kondisi reaksi : non isotermal, non adiabatis

- Konversi CO : 96,3%

- Konversi CO2 : 28,6%

(Mc. Ketta, 1983)

II.2.3 Mekanisme Reaksi

Mekanisme reaksi gasifikasi dibagi menjadi 3 fase:

1. Fase pemanasan cracking, yaitu fase hidrokarbon mengalami cracking

pada suhu tinggi dan terbentuk menjadi senyawa yang lebih ringan.

2. Fase Reaksi, yaitu bereaksinya hidrokarbon dengan oksigen bersifat

eksotermis.

3. Fase Soaked/Penyelimutan, pada fase ini suhu reaksi sangat tinggi dan

terbentuk CO dan H2.

(Higman, 2008)

Sedangkan mekanisme reaksi di WGSR :

1. Tahap adsorpsi CO dan H2O di permukaan katalis

2. Tahap reaksi CO dan H2O membentuk CO2 dan H2 di permukaan katalis

3. Tahap desorpsi CO2 dan H2

Reaksinya adalah :

CO (g) → CO (ads) (II.9)

H2O (g) → H2O (ads) (II.10)

CO (ads) +H2O (ads) → CO2 (ads) + H2 (ads) (II.11)

19

CO2 (ads) → CO2 (g) (II.12)

H2 (ads) → H2 (g) (II.13)

(Smith,2010)

Mekanisme pembentukan metanol dengan katalis padat CuO-ZnO-Al2O3 dapat

digambarkan sebagai berikut:

2H2 2(H — H) 4H*

CO

+ H

*

C

O

*

H

Formaldehyd

H* CH3OH

C

*

O

H — C O

HH

*

+ O

*

CH3

O

*

CH3

H — C O

H

C + H

*

C

*

H

Formil

O

*

O

Gambar II.1 Mekanisme Pembentukan Metanol

Mula-mula karbon monoksida dan hidrogen akan teradsorbsi pada permukaan

katalis.Dengan adanya katalis akan menurunkan energi aktivasi yang

menyebabkan reaktan teraktivasi dan lebih reaktif. Karbon monoksida aktif

terhidrogenelosis oleh hidrogen aktif membentuk gugus formil dan metoksi serta

zat antara formaldehid yang akhirnya membentuk metanol.Reaksi pembentukan

ini terjadi pada permukaan katalis selanjutnya metanol mengalami desorbsi dari

permukaan katalis. Dengan mekanisme yang sama, adanya CO2 menyebabkan

terbentuk produk H2O yang harus dipisahkan dari produk utama metanol (Mc.

Ketta,1983).

20

II.2.4 Tinjauan Kinetika

Pada reaktor gasifikasi, persamaan kecepatan reaksi tidak menggunakan

persamaan reaksinya tapi menggunakan pendekatan persamaan pengurangan

ukuran diameter/partikel batu bara dengan persamaan sebagai berikut:

Dengan rBB = -N . . dp2 . k’BB (Ballester dan Jimenez, 2005)

N = .).(

M . n 6.

3

BBBB

rhopd o (Ballester dan Jimenez, 2005)

k’BB =A’BB. exp ( .

E- BB

TR) (Ballester dan Jimenez, 2005)

Harga A’BB = Konstanta arhenius (5,97 – 6,13 m/s, diambil rata-rata yaitu

6,05 m/s)

BBE = Energi aktivasi (36.000 - 42.000kJ/kmol diambil rata-rata yaitu

39.000 kJ/kmol)

R = Tetapan gas ideal (8,314 kJ/kmol.K)

T = Temperatur reaktor (1276,85 K)

k’BB = Konstanta kecepatan pengurangan ukuran partikel batu bara

padareaksi gasifikasi (m/s)

N = Banyaknya partikel batu bara yang bereaksi

Sedangkan persamaan kecepatan reaksi untuk reaksi di WGSR sebagai berikut :

Reaksi di WGSR :

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

Persamaan kecepatan reaksinya :

( )

(II.14)

Dengan:

r = kecepatan reaksi (mol/g.menit)

Z = * (

) (

) (

) (

) +

21

β = PCO2PH2 / KeqPCOPH2O

k = Konstanta kecepatan reaksi (0,92.exp(-454,3/T)

P(i) = Tekanan Parsial komponen i

T = Suhu (K)

(Smith,2010)

Sedangkan reaksi untuk reaksi di reaktor sintesis metanol sebagai berikut :

Reaksi 1 : CO(g) + 2 H2(g) CH3OH(g)

Reaksi2 : CO2(g) + 3H2(g) CH3OH(g) +H2O(g)

Kinetika reaksi adalah usaha untuk mempercepat terjadinya reaksi.

Keadaan optimal tercapai bila harga konstanta kecepatan reaksi (k) besar. Faktor

yang mempengaruhi kecepatan reaksi sesuai dengan persamaan Arhenius:

k = Ae –E/RT

(II.15)

dengan:

k = Konstanta kecepatan reaksi 1/s

A = Faktor frekuensi tumbukan, mol/mol.s

E = Energi aktivasi, J/mol

R = Konstanta gas umum, J/mol.K

T = Suhu, K

Dari persamaan di atas, karena harga A dan R adalah tetap, maka reaksi tersebut

hanya dipengaruhi oleh temperatur. Jika temperatur dinaikkan maka harga

konstanta kecepatan reaksi akan semakin besar yang akhirnya akan mempercepat

reaksi. Persamaan kecepatan reaksi untuk reaksi ini adalah sebagai berikut:


22

*

(

)+

( ) * (

) +

(II.16

Reaksi2 : CO2(g) + 3H2(g) CH3OH(g) +H2O(g)

*

(

)+

( ) * (

) +

(II.17)

dengan:

(

) A B

K1 4,7 x 105 -113000

K2 3,34 x 106 -152900

(

) A B

KCO 2,16 x 10-5

46800

7,05 x 10-7

61700

( ) 6,37 x 10

-9 84000

((

) )

A B

5139 12,621

3066 10,592

Pi = Tekanan parsial gas, bar = 51 bar

R = Konstanta gas umum, cm3.bar/mol.K

T = Suhu, K = 373,15 K

(F. Rahmani, 2010)

II.2.4 Tinjauan Termodinamika

Reaksi pembuatan metanol dari batubara dengan proses gasifikasi

berlangsung secara eksotermis, hal ini dapat ditinjau dari ΔH reaksi (298oK) di

bawah ini:

Gasifikasi

C + H2O CO + H2

23

Harga ΔH°f untuk masing-masing komponen pada 298,15 K dapat dilihat pada

Tabel II.1.

Tabel II.1 Harga ΔH°f masing-masing komponen untuk proses gasifikasi

(Yaws, 1999)

Komponen Harga ΔH°f (kJ/mol)

C 0

H2O -285,83

CO2 -393,509

H2 0

Maka,

ΔHR(298,15K) = ΣΔHo

fproduk – ΣΔHof reaktan

= (ΔH°f CO2 + ΔH°f H2) – (ΔH°f C + ΔH°f H2O)

= ((-393,509+ 0) – (0 - 285,83)) kJ/mo

= -107,679 kJ/mol

Karena harga ΔHR 298,15 K bernilai negatif, maka reaksi bersifat eksotermis.

Tabel II.2 Harga ΔG°f masing-masing komponen

(Yaws, 1999)

Maka,

ΔGof (298,15K) = ΣΔG

ofproduk – ΣΔG

of reaktan

= (ΔG°f CO2 + ΔG°f H2) – (ΔG°f C + ΔG°f H2O)

Komponen Harga ΔG°f (kJ/mol)

C 0

H2O -237,15

CO2 -394,359

H2 0

24

= ((-394,359 + 0) – (0 - 237,15)) kJ/mol

= -157,009 kJ/mol

Dari Van Ness (1997), Persamaan (15.14)

[

]

= ( )

= 63,34

= 3,2234.1027

Dari Van Ness (1997) , Persamaan (15.17)

(

)

(

)

Pada suhu 1316 oC (1589,15 K) besarnya konstanta kesetimbangan dapat dihitung

sebagai berikut.

(

)

(

)

(

)

( )

(

)

(

)

K = 1,62.1012

Harga konstanta kesetimbangan 1,62.1012

, maka reaksi berlangsung searah ke

kanan (irreversible).

25

Water Gas Shift Reactor

CO + H2O CO2 + H2


Tabel II.2.

Tabel II.3 Harga ΔH°f masing-masing komponen untuk proses shift reaction

(Yaws, 1999)


CO -110,525

H2O -241,83

CO2 -393,509

H2 0

Maka,



= (ΔH°f CO2 + ΔH°f H2) – (ΔH°f CO + ΔH°f H2O)

= ((-393,509 + 0) – (-110,525 - 241,83)) kJ/mol

= -41,154 kJ/mol



(Yaws, 1999)

Maka,


ofproduk – ΣΔG

of reaktan


CO -137,168

H2O -228,59

CO2 -394,359

H2 0

26

= (ΔG°f CO2 + ΔG°f H2) – (ΔG°f CO + ΔG°f H2O)

= ((-394,359 + 0) – (-137,168- 228,59)) kJ/mol

= -28,601 kJ/mol


[

]

= ( )

= 11,54

= 1,02.105


(

)

(

)


sebagai berikut.

(

)

(

)

(

)

( )

(

)

K = 1,01.105

Harga konstanta kesetimbangan 1,01.105, maka reaksi berlangsung searah ke

kanan (irreversible).

27

Metanol Sintesis


Reaksi 2 : CO2(g) + 3H2(g) CH3OH(g) +H2O(g)


Tabel II.3.

Tabel II.5 Harga ΔH°f masing-masing komponenuntuk proses sintesis metanol

(Yaws, 1999)


CO -110,525

H2O -241,83

CO2 -393,509

H2 0

CH3OH -201

Maka,

Reaksi 1:

ΔHR(298,15 K) = ΣΔHo


= (ΔH°f CH3OH) – (ΔH°f CO + 2.ΔH°f H2)

= ((-201) – (-110,525 – 2x0)) kJ/mol

= -90,475 kJ/mol


28


(Yaws, 1999)

Maka,


ofproduk – ΣΔG

of reaktan

= (ΔG°f CH3OH) – (ΔG°f CO +2.ΔG°f H2)

= ((-162,5) – (-137,168– 2x0)) kJ/mol

= -25,332 kJ/mol


[

]

= ( )

= 27556,67


(

)

(

)


sebagai berikut.

(

)

(

)


CO -137,168

H2O -228,59

CO2 -394,359

H2 0

CH3OH -162,5

29

(

)

(

)

(

)

K = 2,7.104

Harga konstanta kesetimbangan 2,7.104, maka reaksi berlangsung searah ke kanan

(irreversible).

Reaksi 2:



= (ΔH°f CH3OH + ΔH°f H2O) – (ΔH°f CO2 + 3.ΔH°f H2)

= ((-201 - 241,83) – (-393,509 – 3.0)) kJ/mol

= 93,321 kJ/mol


Maka,


ofproduk – ΣΔG

of reaktan

= (ΔG°f CH3OH + + ΔG°f H2O) – (ΔG°f CO2 +2.ΔG°f H2)

= ((-162,5 - 228,59) – (-394,359– 30)) kJ/mol

= 5,27 kJ/mol


[

]

= ( )

= 3,76


(

)

(

)

30


sebagai berikut.

(

)

(

)

(

)

(

)

(

)

K = 3,63

Harga konstanta kesetimbangan 3,63, maka reaksi berlangsung searah ke kanan

(irreversible).

II.3 Diagram Alir Proses dan Tahapan Proses

2.3.1 Diagram Alir Proses

Diagram alir prarancangan pabrik metanol melalui gasifikasi Batubaradapat

ditunjukan, yaitu :

a. Diagram alir kualitatif (Gambar II.2)

b. Diagram alir kuantitatif ( Gambar II.3.)

c. Diagram alir proses (Gambar II.4.)

31

GasifierP= 52,18 bar;

T= 1316 °C

DesulfurizedP= 51,67 bar;

T= 500 °C

Water Gas Shift

ReactorP= 50,81 bar;

T= 500 °C

Kondenser

ParsialP=50,30 bar;

T= 40 °C

Fixed Bed

ReactorP= 49,5 bar;

T= 200 °C

Kondenser

ParsialP= 48,97 bar;

T= 40 °C

Expansion

ValveP= 1,52 bar;

T= 40 °C

DestilasiP= 1,1 bar;

T= 64,76 °C

2

1

3

4

8

7

9

11

10

12

13

14

15

16

18

BATU BARA

P= 1,01 bar

T= 25 °C

H2O

P= 1,01 bar

T= 40 °C

O2

P= 1,01 bar

T= 25 °C

ASH & SLAG

P= 51,61 bar

T= 711 °C

CO

H2

CO2

H2O

N2

H2S

P= 52,18 bar

T= 711 °C

H2O

CO

H2

CO2

H2O

N2

P= 51,67 bar

T= 500 °CH2O

CO

H2

CO2

H2O

N2

P= 50,81 bar

T= 562,85 °C

CaO

CO

H2

CO2

H2O

N2

P= 50,30 bar

T= 40 °C

CO

H2

CO2

H2O

N2

CH3OH

P= 49,5 bar

T= 325,49 °C

17

1920

21

H2O

CH3OH

P= 48,97 bar

T= 40 °C

H2O

CH3OH

P= 1,52 bar

T= 27 °C

H2O

CH3OH

P= 1,01 bar

T= 64,76 °C

CO

H2

CO2

H2O

N2

CH3OH

P= 48,97 bar

T= 40 °C

H2O

CH3OH

P= 1,1 bar

T= 99,9 °C

CaS

Slurry

P= 41,70 bar

T= 25 °C

ASUdara

P= 1,01 bar

T= 25 °C

N2

P= 1,01 bar

T= 25 °C6

5

22

H2O

Gambar II.2 Diagram Alir Kualitatif

32

GasifierP= 52,18 bar;

T= 1316 °C

DesulfurizedP= 51,67 bar;

T= 500 °C

Water Gas Shift

ReactorP= 50,81 bar;

T= 500°C

KondenserP= 50,30 bar;

T= 40 °C

Fixed Bed

ReactorP= 49,5 bar;

T= 200 °C

Kondenser

ParsialP= 48,97 bar;

T= 40 °C

Expansion

ValveP= 1,5 bar;

T= 40 °C

DestilasiP= 1,1 bar;

T= 64,76 °C

Arus 1 (kg/jam)

BATU BARA=

63.124,27

Arus 2 (kg/jam)

H2O

27.074,40

Arus 5 (kg/jam)

O2 = 35.135,14

Arus 7 (kg/jam)

ASH & SLAG

10.226,12

Arus 8 (kg/jam)

CO = 105.249,16

H2 = 4.651,90

CO2 = 2.325,95

H2O = 1.744,46

N2 = 568,12

H2S = 568,12

Arus 12 (kg/jam)

H2O = 75.117,71

Arus 14 (kg/jam)

H2O = 32.981,20

Arus 9 (kg/jam)

CaO = 946,84

Arus 18 (kg/jam)

H2O = 13.034,38

CH3OH = 63.042,92

Arus 19 (kg/jam)

H2O = 13.034,38

CH3OH = 63.042,92

Arus 20 (kg/jam)

H2O = 94,70

CH3OH = 63.036,62

Arus 21 (kg/jam)

H2O = 12.939,68

CH3OH = 6,30

Arus 10 (kg/jam)

CaS = 1.214,63

Arus 3 (kg/jam)

Slurry

90.198,67

Arus 11 (kg/jam)

CO = 105.249,16

H2 = 4.651,90

CO2 = 2.325,95

H2O = 2.044,78

N2 = 568,12

Arus 13 (kg/jam)

CO = 36.837,21

H2 = 9.575,62

CO2 = 109.815,10

H2O = 33.161,57

N2 = 568,12

Arus 15 (kg/jam)

CO = 36.837,21

H2 = 9.575,62

CO2 = 109.815,10

H2O = 180,37

N2 = 568,12

Arus 16 (kg/jam)

CO = 1.362,98

H2 = 153,37

CO2 = 78.407,98

H2O = 13.036,94

N2 = 568,12

CH3OH = 63,447,03

Arus 17 (kg/jam)

CO = 1.362,98

H2 = 153,37

CO2 = 78.407,98

H2O = 2,56

N2 = 568,12

CH3OH = 404,11

Air Separation

Unit

Arus 4 (kg/jam)

Udara =167.310,20

Arus 6 (kg/jam)

N2 = 132.175,06

Arus 22 (kg/jam)

H2O = 5.906,80

Gambar II.3 Diagram Alir Kuantitatif

33

Gambar II.4 Diagram Alir Proses

34

II.3.2 Tahapan Proses

Proses pembuatan metanol dari gasifikasi batubaradapat dibagi menjadi 3

tahap, yaitu :

1. Tahap penyiapan bahan baku

2. Tahap pengolahan (proses)

3. Tahap pemurnian produk

1. Tahap Penyiapan Bahan Baku

Sebelum masuk reaktor batu bara dikecilkan ukurannya menggunakan roller

crusher (RM-01) sampai ukuran 100 µm agar sesuai dengan persyaratan reaktor.

Setelah batu bara sesuai dengan persyaratan yang diinginkan untuk umpan reaktor

maka batu bara dikeluarkan dari roller crusher (RM-01) dan dicampur air

sebelum masuk ke dalam reaktor gasifier.

Campuran batu bara dan air diumpankan masuk ke dalam gasifier. Gasifier

(R-01) yang dipakai ialah jenis Entrained Flow Gasifier. Gasifier (R-01) ini

bekerja pada kondisi operasi 1316 °C dengan tekanan 52,18 bar. Media gasifikasi

yang dipakai adalah oksigen dengan kemurnian 100% (v/v). Dalam gasifier terjadi

pembentukan syngas (H2, CO, CO2, dan H2O) dan terbentuk slagging. Kemudian

syngas yang dihasilkan didinginkan sampai bersuhu 711 °C.

Proses penghilangan sulfur yang terjadi di dalam desulfurator (D-01),

pengikatan sulfur oleh katalis CaO dengan reaksi yang terjadi adalah:

CaO + H2S CaS + H2O

Reaksi tersebut berlangsung pada tekanan dan temperatur operasi sebesar 51,4 bar

dan 500°C. Gas yang keluar dari unit desulfurisasi diharapkan tidak mengandung

35

sulfur, gas tersebut kemudian dicampur dengan steam dan sehingga CaS yang

terbentuk dapat diregenerasi menjadi CaO kembali dan H2S yang terbentuk

kembali dialirkan ke bagian atas desulfurator.

Proses penambahan komposisi H2 dengan menggeser CO dengan

menggunakan steam terjadi dalam water gas shift reactor (R-02). Reaksi ini

berlangsung pada tekanan dan temperatur operasi sebesar 51,17 bar dan 500°C.

Gas yang keluar dari WGSR dialirkan menuju kondenser parsial untuk

mengurangi kandungan H2O dalam syngas untuk umpan kedalam reaktor sintesis

metanol.

2. Tahap Pengolahan (Proses)

Reaksi sintesis metanol berlangsung pada tekanan sekitar 50,16 bar dan

temperatur reaksi sebesar 200 °C, katalis yang digunakan adalah CuO-ZnO-Al2O3.

Proses ini bersifat eksotermis sehingga panas reaksi harus cepat dipindahkan

untuk pelindungan katalis dan mencegah reaksi samping yang tidak diinginkan.

Penghilangan panas tersebut dilakukan dengan cara mensirkulasikan dowtherm A

pada bagian shell dari reaktor. Semua tube katalis terendam dalam dowtherm A

sehingga temperatur reaktor dapat dikendalikan.

Temperatur keluaran reaktor sintesis metanol (R-03) sebesar 325,49 °C.

Produk keluaran dari reaktor didinginkan dalam condenser partial (CD-02)

kemudian dipisahkan antara gas dan cairan di dalam separator (S-02). Fraksi gas

yang keluar dari separator (S-02) sebagaian di buang (purge gas). Fasa cairan

yang keluar dari separator (S-02) akan diproses sebagai crude metanol di unit

distilasi agar menghasilkan metanol murni.

36

3. Tahap Pemurnian Produk

Sebelum distilasi, aliran crudemetanol dimasukkan kedalam expansion valve

(EV-01)yang bertujuan menurunkan tekanan dari 50,16 bar menjadi 1,52 bar dan

dinaikkan suhunya menggunakan heat exchanger (HE-03) ke bubble point umpan,

yaitu 70,37 °C. Selanjutnya dialirkan ke menara distilasi (MD-01) untuk

pemurnian menjadi metanol grade AA 99,85% berat. Proses pemisahan pada unit

ini bergantung pada relative volatility dari komponen umpan. Komponen yang

lebih volatil (low boilers) cenderung membentuk fase uap sedangkan komponen

yang kurang volatil (high boilers) akan cenderung membentuk fase liquid.

Hasilnya uap akan naik ke atas saling berkontak dengan liquid di setiap tray

sehingga uap akan lebih kaya pekat dengan low boiler dan liquid akan lebih kaya

dengan high boiler. Liquid yang mencapai dasar kolom akan diuapkan sebagian di

reboiler (RB-01) untuk penyediaan uap yang akan kembali naik ke puncak kolom.

Sedangkan sebagian lainnya akan diambil sebagai produk. Uap yang mencapai

puncak kolom akan dikondensasi total dan didinginkan menjadi liquid oleh

condenser. Sebagian liquid ini akan dikembalikan ke kolom sebagai reflux dan

sebagian lagi dialirkan ke storage tank sebagai produk yang siap dipasarkan.

Dalam perhitungan neraca massa, bahan baku batubara yang dibutuhkan

63.124,27 kg/jam, water 27.074,40 kg/jam, dan oksigen 35.135,14 kg/jam untuk

produksi metanol sebanyak 63.131,31 kg/jam, sehingga produk metanol dalam

satu tahun mencapai 500.000 ton. Perhitungan neraca massa total dapat dilihat

pada Tabel II.3. dan perhitungan neraca panas total pada Tabel II.4.

37

Tabel II.7 Neraca Massa Total

Arus Input (kg/jam) Output (kg/jam)

Arus 1 63.124,27

Arus 4 167.310,20

Arus 9 946,84

Arus 12 75.117,71

Arus 6 132.175,06

Arus 7 10.226,12

Arus 10 1.214,63

Arus 22 5.906,80

Arus 17 80.899,11

Arus 20 63.131,31

Arus 21 12.945,99

Total 306.499,02 306.499,02

38

Tabel II.8 Neraca Panas Total

Arus Input (MJ/jam) Output (MJ/jam)

Arus 1 349,67

Arus 2 1.699,65

Arus 4 362,09

Arus 7 8,59

Arus 9 408,37

Arus 10 652,21

Arus 12 53.336,52

Arus 17 1.844,55

Arus 20 13.456,19

Arus 21 4.061,31

Arus 22 370,81

Arus Pendingin (HE-01) 88.983,72

Arus Pemanas (HE-02) 44.909,12

Arus Pemanas (HE-03) 34.436,63

Arus Pendingin (HE-04) 26.124,67

Total 135.502,05 135.502,05

39

II.4 Tata Letak Pabrik dan Peralatan Proses

Tata letak pabrik adalah tempat kedudukan dari seluruh bagian pabrik,

meliputi tempat kerja alat, tempat kerja karyawan, tempat penyimpanan barang,

tempat penyediaan sarana utilitas, dan sarana lain bagi pabrik. Beberapa faktor

perlu diperhatikan dalam penentuan tata letak pabrik, antara lain adalah

pertimbangan ekonomis (biaya konstruksi dan operasi), kebutuhan proses,

pemeliharaan keselamatan, perluasan di masa mendatang.

Bangunan pabrik meliputi area proses, area tempat penyimpanan bahan

baku dan produk, area utilitas, bengkel mekanik untuk pemeliharaan, gudang

untuk pemeliharaan dan plant supplies, ruang kontrol, laboratorium untuk

pengendalian mutu dan pengembangan, unit pemadam kebakaran, kantor

administrasi, kantin, poliklinik, dan tempat ibadah, area parkir, taman dan sarana

olah raga bagi para pegawai.

Pengaturan letak peralatan proses pabrik harus dirancang seefisien mungkin.

Beberapa pertimbangan perlu diperhatikan yaitu ekonomi, kebutuhan proses,

operasi, perawatan, keamanan, perluasan dan pengembangan pabrik. Peletakan

alat-alat proses harus sebaik mungkin sehingga memberikan biaya kontruksi

dengan operasi minimal. Biaya kontruksi dapat diminimalkan dengan mengatur

letak alat sehingga menghasilkan pemipaan terpendek dan membutuhkan bahan

kontruksi paling sedikit. Peletakan alat harus memberikan ruangan cukup bagi

masing-masing alat agar dapat beroperasi dengan baik, dengan distribusi utilitas

mudah. Peralatan membutuhkan perhatian lebih dari operator harus diletakkan

dekat control room. Valve, tempat pengambilan sampel, dan instrumen harus

40

diletakkan pada ketinggian tertentu sehingga mudah dijangkau oleh operator.

Peletakan alat proses harus memperhatikan ruangan untuk perawatan. Misalnya

pada Heat Exchanger memerlukan cukup ruangan untuk pembersihan tube.

Peletakan alat-alat proses harus sebaik mungkin, agar jika terjadi kebakaran tidak

ada pekerja terperangkap di dalamnya serta mudah dijangkau oleh kendaraan atau

alat pemadam kebakaran.

Susunan tata letak pabrik harus sangat diperhatiakan sehingga

memungkinkan adanya distribusi bahan-bahan dengan baik, cepat dan efisien. Hal

tersebut akan sangat mendukung kelancaran didalam proses produksi pabrik yang

dirancang. Sketsa tata letak pabrik dapat dilihat pada Gambar II.5.dan gambar tata

letak peralatan proses dapat dilihat pada Gambar II.6

41

S

KETERANGAN:

1

13

15

12

8

2

TRUK

11 5

4

1

TRUK

16

3

AP

10

1. POS KEAMANAN 2. MUSHOLA 3. KANTIN 4. RUANG KONTROL 5. KANTOR 6. POLIKLINIK 7. LABORATORIUM 8. GARASI 9. GUDANG10. PROSES11. PEMADAM12. 13. UTILITAS14. PARKIR15. GENERATOR16. BENGKEL

AP AREA PERLUASAN

1 14

APAP

9

7

6

Skala: 1 : 40.000

STOCK YARD

Gambar II.5 Tata Letak Pabrik Metanol

42

UTILITY AREA

M-01

R-01

R-02

R-03

MD-01

D-01

Keterangan:

CD-01 : Condenser Parsial 01 M-01 : Mixer 01

CD-02 : Condenser Parsial 02 MD-01 : Menara Distilasi 01

CD-03 : Condenser Parsial 03 R-01 : Reaktor 01

D-01 : Desulfulrasi 01 R-02 : Reaktor 02

HE-01 : Heat Exchanger 01 R-03 : Reaktor 03

HE-02 : Heat Exchanger 02 RB-01 : Reboiler 01

HE-03 : Heat Exchanger 03 TP-01 : Tangki Produk 01

HE-04 : Heat Exchanger 04

HE-03

CD-02

Skala 1:100

TP-01

CD-03

HE-04

HE-01

CD-01

HE-02

RB-01

Gambar II.6 Tata Letak Peralatan Proses Pabrik Metanol

43

BAB III

SPESIFIKASI ALAT PROSES

Spesifikasi alat proses terdiri dari desulfurizer, water gas shift, partial

condenser, reaktor, menara distilasi tangki produk, dan beberapa alat-alat

pendukung seperti alat penukar panas, penampung embun, penurunan tekanan,

dan pompa. Bab ini akan menjelaskan spesifikasi dari setiap alat meliputi dimensi,

bahan konstruksi, kondisi operasi, tipe alat, dan jenis pendingin/ pemanas, dan

juga akan menjelaskan fungsi dari masing-masing alat. Pada tabel III.1 – III.3

berisi penjelasan dari alat proses utama yaitu, Gasifier, water gas shift,

desulfurizer, reaktor metanol, menara distilasi, dan tangki produk. Pada tabel III.4

– III.8 berisi penjelasan dari alat pendukung yaitu, penukar panas, penampung

embun, penurunan tekanan, dan pompa.

44

Tabel III.1 Spesifikasi Alat-alat Proses

Nama alat Gasifier Desulfurator Water Gas Shift Reactor Reaktor Metanol

Kode R-01 D-01 R-02 R-03

Fungsi Tempat pembentukan

syngas dari batubara

Tempat menghilangkan H2S

dalam syngas

Tempat penambahan

komposisi H2

Tempat pembentukkan crude

metanol

Tipe/jenis Entrained Flow Plug Flow Fixed bed multitube Fixed bed multitube

Jumlah 1 1 1 1

Katalis/ packing CaO CuO-ZnO-Al2O3 CuO-ZnO-Al2O3

Kondisi operasi

P, bar 52,18 51,67 50,81 49,5

T, ºC 1316 500 500 200

Bahan

kontruksi Carbon Steel SA 213 T3

High alloy steel SA 167

grade 3


grade 3


grade 3

Dimensi shell

Tinggi, m 1,93 (stage 1)

11,77 (stage 2) 14,5 9,25 16,1

Diameter, m 3 (stage 1)

4 (stage 2) 2,4 2,6 1,98

Tebal, m 0,0277 (stage 1)

0,0224 (stage 2) 0,08 0,095 0,07

Dimensi head

Tipe/ jenis Elliptical dished head Elliptical dished head Elliptical dished head Elliptical dished head

Tinggi, m 0,76 (stage 1)

0,73 (stage 2) 0,6 0,62 0,54

Tebal head, m 0,051 (stage 1)

0,076 (stage 2) 0,08 0,095 0,07

45

Tabel III.1 Spesifikasi Alat-alat Proses (lanjutan)

Nama alat Gasifier Desulfurator Water Gas Shift Reactor Reaktor Metanol

Isolasi

Bahan isolasi Asbestos - Asbestos Asbestos

Tebal isolasi, m 0,75 (stage 1)

0,84 (stage 2) - 0,25 0,2

Pemanas Pendingin

Jenis - - Dowtherm A Dowtherm A

Laju alir, kg/jam - - 77.189,5 44.530,5

Umpan masuk

Laju alir, kg/jam 90.198,67 115.107,7 189.957,6 156.976,4

46

Tabel III.2 Spesifikasi Alat Pemurnian

Nama alat Menara Distilasi

Kode MD-01

Fungsi Memurnikan crude metanol

Tipe Plate column

Jumlah 1

Jenis plate Sieve tray

Kondisi operasi

P, bar 1,1

T, ºC 70,37

Bahan

kontruksi Carbon steel SA 283 grade C

Dimensi kolom

Tinggi, m 29,8

Diameter, m 4,6

Tebal, cm 0,95

Dimensi head

Tipe/ jenis Torispherical dished head

Tinggi, m 1,3

Tebal head, m 0,0048

47

Tabel III.3 Spesifikasi Tangki Penyimpanan Produk

Nama alat Tangki Produk

Kode TP-01

Fungsi Menyimpan produk metanol

Tipe Tangki silinder tegak dengan flat bottom

Jumlah 2

Kapasitas, m3 34.817,79

Kondisi operasi

Tekanan, bar 1,01

Suhu, ºC 30

Material konstruksi Carbon steel SA 283 grade C

Dimensi shell

Diameter, m 60,96

Tinggi, m 12,8

Tebal, m

- Course 1

- Course 2

- Course 3

- Course 4

- Course 5

- Course 6

- Course 7

0,102

0,094

0,086

0,081

0,076

0,069

0,064

Dimensi head

Tipe Conical

Tebal, m 6,4.10-4

Tinggi, m 5,77

Kemiringan 10,72°

48

Tabel III.4 Spesifikasi Alat Penukar Panas (Heat Exchanger)

Nama Alat Heat Exchanger-01 Heat Exchanger-02 Heat Exchanger-03 Heat Exchanger-04

Kode HE-01 HE-02 HE-03 HE-04

Jumlah 1 1 1 1

Fungsi Mendinginkan suhu umpan

desulfurasi Memanaskan umpan R-03 Memanaskan umpan MD-01

Mendinginkan produk dari MD-

01

Tipe Shell and tube Shell and tube Shell and tube Shell and tube

Beban panas, kJ/jam 41.984.089,76 44.909.115,99 46.883.630,59 26.133.235,277

Heat surface area, m2 118,43 117,35 76,3 319,25

Dirt factor, s.m2.K/J 0,17 0,17 0,16 0,16

Tube side

Fluida Raw gas Syngas Dowtherm A Air Pendingin

Suhu operasi, ºC 500 – 711 40 – 200 276,58 – 504,29 30 – 41

Laju alir, kg/jam 115,107.70 189.957,61 77.189,5 625.026,59

BWG/ Sch. Number 18 18 18 18

Panjang, m 5,48 5,48 4,26 5,48

Jumlah 361 361 301 974

Pass 1 1 1 1

Material konstruksi Carbon Steel SA283

grade C

Carbon Steel SA283

grade C

Carbon Steel SA283

grade C

Carbon Steel SA283

grade C

ΔP, bar 0,087 0,090 0,026 0.007

ID, cm 0,0165 1,65 1,65 1,65

OD, cm 1,9 1,9 1,9 1,9

Shell side

Fluida Dowtherm A Dowtherm A Crud metanol Metanol

Suhu operasi,ºC 263,01 – 504,29 263,01 – 496,7 27,04 – 70,37 40 – 64,75

Laju alir, kg/jam 77.189,5 77.189,5 76.077,21 63.131,31

Baffle spacing, m 0,404 0,404 0,36 0,63

Pass 1 1 1 1

Material konstruksi Carbon Steel SA283

grade C

Carbon Steel SA283

grade C

Carbon Steel SA283

grade C

Carbon Steel SA283

grade C

ΔP, bar 0,04 0,06 0,08 0,01

ID, cm 53,9 53,9 48,8 62,8

49

Tabel III.5 Spesifikasi Alat Penukar Panas (Heat Exchanger) (lanjutan)

Nama Alat Condenser Parsial-01 Condenser Parsial-02 Condenser Total-03 Reboiler

Kode CD-01 CD-02 CD-03 RB

Jumlah 1 1 1 1

Fungsi Mendinginkan syngas keluar R-02 Mendinginkan crude metanol

keluaran reaktor Mengembunkan hasil atas MD Menguapkan hasil bawah MD

Tipe Shell and tube Shell and tube Shell and tube Kettle reboiler

Beban panas, kJ/jam 142.479.427,63 13.668.963,99 16.195.047,97 10.937.068,25

Heat surface area, m2 324,11 96,47 117,194 26,52

Dirt factor, s.m2.K/J 0,11 0,13 0,1 0,12

Tube side

Fluida Water Water Water Superheated steam

Suhu operasi, ºC 30 - 39 30 – 39 28 – 55 255,77 – 301,33

Laju alir, kg/jam 1.020.775,23 730.107,88 143.614,03 8.416,97

BWG 16 16 16 16

Panjang, m 7,87 6,30 4,87 3,65

Jumlah 721 262 442 127

Pass 1 1 1 1

Material konstruksi Carbon steel SA 283 grade C Carbon steel SA 283 grade C Carbon steel SA 283 grade C Carbon steel SA 283 grade C

ΔP, bar 0.35 0,66 0,054 0,13

ID, cm 1,57 1,57 1,57 1,57

OD, cm 1,91 1,91 1,91 1,91

Shell side

Fluida Syngas Crud metanol Metanol Water

Suhu operasi, ºC 40 – 563 40 – 325,49 64,75 99,99

Laju alir, kg/jam 189.957,61 156.976,41 143.551,22 12.945,98

Baffle spacing, m 0.55 0,36 0,29 0,16

Pass 1 1 1 1

Material konstruksi Carbon steel SA 283 grade C Carbon steel SA 283 grade C Carbon steel SA 283 grade C Carbon steel SA 283 grade C

ΔP, bar 0,52 0,60 0,09 -

ID, cm 73,66 48,90 59,1 33,66

50

Tabel III.6 Spesifikasi Alat Penampung Embun (Accumulator)

Nama alat Separator-01 Separator-02 Accumulator

Kode S-01 S-02 AC

Fungsi Untuk penampungan distilat yang

keluar dari CD - 01

Untuk penampungan distilat yang

keluar dari CD-02

Untuk penampungan distilat setelah

keluar dari CD - 03

Tipe Horizontal drum Horizontal drum Horizontal drum

Jumlah 1 1 1

Kapasitas, m3 45,46 10,9 17

Kondisi operasi

Tekanan, bar 50,98 49,62 1,01

Suhu, ºC 40 40 64,85

Material konstruksi Carbon steel SA 283 grade C Carbon steel SA 283 grade C Carbon steel SA 283 grade C

Dimensi shell

Diameter, m 2,65 1,64 1,9

Panjang, m 7,96 4,95 5,8

Tebal, m 0,11 0,07 0,005

Dimensi head

Jenis Elliptical dished head Elliptical dished head Elliptical dished head

Panjang, m 0,63 0,54 0,3

Tebal, m 0,044 0,076 0,6

51

Tabel III.7 Spesifikasi AlatPenurun Tekanan

Nama alat Expansion Valve Expansion Valve

Kode EV-01 EV-02

Fungsi

Menurunkan tekanan crude

metanol sebelum masuk ke

MD-01

Menurunkan tekanan air

keluar dari S-01menuju

UPL dan M-01

Tipe Throttle valve Throttle valve

Jumlah 1 1

Laju alir, kg/jam 76.077,30 32.981,20

Material konstruksi Low alloy SA – 353 Low alloy SA – 353

Temperatur operasi Masuk, ºC 40 40

Keluar, ºC 27,04 35

Tekanan Operasi

Masuk, bar 48,97 50,31

Keluar, bar 1,52 1,01

52

Tabel III.8 Spesifikasi Pompa Proses

Nama alat Pompa-01 Pompa-02 Pompa-03 Pompa-05 Pompa-05

Kode P-01 P-02a P-02b P-03 P-04

Fungsi Menaikkan fluida

(air) ke mixer

Menaikkan slurry

ke stage 2 R-01

Menaikkan slurry

ke stage 2 R-01

Menaikkan fluida

(refluk) dari AC-01

ke MD-01 dan ke

HE-04

Menaikkan

fluidadari HE-04

ke TP-01

Tipe Single Stage

Centrifugal Pump

Single Stage

Reciprocating

Pump

Single Stage

Reciprocating

Pump

Single Stage

Centrifugal Pump

Single Stage

Centrifugal Pump

Jumlah 1 2 2 1 1

Kapasitas (m3/jam) 31,62 773,302 603,175 101.09 81,61

Power pompa (HP) 2 1 1,5 15 6,5

Power motor (HP) 3 1,5 2 20 10

Tegangan (Volt) 220 220 220 220 220

Frekuensi (Hz) 50 50 50 50 50

Bahan kontruksi Comercial steel Comercial steel Comercial steel Comercial steel Comercial steel

Pipa

Nominal (in) 3,5 10 10 2 (refluk MD)

6 (Tangki Produk) 6

SN 40 40 40 40 40

53

BAB IV

UNIT PENDUKUNG PROSES DAN LABORATORIUM

Unit pendukung proses (utilitas) merupakan bagian penting penunjang

proses produksi. Utilitas yang tersedia di pabrik metanol adalah unit pengadaan

air (air proses, air pendingin, air konsumsi, air umpan reboiler dan air sanitasi),

unit pengadaan listrik, unit pengadaan udara tekan, unit pengadaan steam dan unit

pengadaan bahan bakar.

1. Unit pengadaan air

Unit ini bertugas menyediakan dan mengolah air untuk pemenuhan

kebutuhan air yang meliputi air pendingin, air proses, air umpan boiler, air

konsumsi dan sanitasi

2. Unit pengadaan steam

Unit ini bertugas untuk menyediakan kebutuhan steam sebagai media

pemanas untuk reboiler dan proses.

3. Unit pengadaan udara tekan

Unit ini bertugas menyediakan udara tekan untuk instrumentasi alat

kontrol.

4. Unit pengadaan listrik

Unit ini bertugas menyediakan listrik sebagai tenaga penggerak untuk

peralatan proses, keperluan pengolahan air, peralatan–peralatan elektronik

atau listrik AC, maupun untuk penerangan. Listrik disuplai dari PLTU.

54

5. Unit pengadaan bahan bakar

Unit ini bertugas menyediakan bahan bakar untuk kebutuhan boiler dan

PLTU.

IV.1. Unit Pengadaan Air

Pengadaan air untuk pabrik ini berasal dari Sungai Muara Enim. Air

sungai digunakan sebagai media pendingin, air proses, air umpan boiler, air

konsumsi umum, sanitasi dan hydrant.

Tahapan pengolahan air sungai terlihat pada Gambar IV.1. Jumlah

kebutuhan total air pendingin pada alat penukar panas (heat exchanger, condenser

partial, hydrant) sebesar 253.104,10 kg/jam, kebutuhan air umpan boiler sebesar

19.423,13 kg/jam, kebutuhan air proses sebesar 27.074,40 kg/jam dan kebutuhan

air konsumsi dan sanitasi sebesar 665,00 kg/jam.

Tabel IV.1 Kebutuhan Air Pabrik

No Keterangan Kebutuhan (kg/jam)

1 Air pendingin 253.104,10

2 Air proses 27.074,39

3 Air konsumsi dan sanitasi 665,00

4 Air umpan boiler 19.423,13

Total 300.266,63

Untuk keperluan keamanan diambil kelebihan 10% maka total kebutuhan

air sungai sebesar 330.293,30 kg/jam. Skema pengolahan air sungai dapat dilihat

pada Gambar IV.1.

55

Gambar IV.1 Skema pengolahan air

IV.2. Unit Pengadaan Steam

Steam yang diproduksi pada pabrik metanol ini digunakan untuk media

pemanas Water Gas Shift Reactor dan Reboiler partial. Untuk memenuhi

kebutuhan steam digunakan boiler tipe water tube dengan bahan bakar batubara.

Kebutuhan steam total adalah 80,93 ton/jam dengan karakteristik sebagai berikut:

Jenis = Superheated steam

Tekanan = 51,17 bar

Suhu = 500 ºC

Kebutuhan spesifik steam pabrik ini sebesar 1,28 ton/ton produk. Spesifikasi

boiler tercantum pada Tabel IV.2.

Air

sungaiBak

pengendapScreen Flokulator

KoagulanLar. Kapur

Lar. Tawas

Sludge

ClarifierSand

FilterKlorinasi

Chlorine

Air Sanitasi

Kation

Exchanger

Anion

Exchanger

Demin

Water

Air Proses

Deaerator

Alat

Proses

Air

PendinginCooling

Tower

Air

Umpan

Boiler

Tangki

Umpan

BoilerBoiler

Bak Penampung

Air Bersih

Steam

56

Tabel IV.2 Spesifikasi boiler

Spesifikasi Keterangan

Tipe Water tube boiler

Jumlah 1

Tekanan, bar 51,17

Suhu, oC 500

Kapasitas, kg/jam 80.929,74

Heating surface, ft2 17.839,38

Bahan bakar batubara

Kebutuhan bahan bakar, kg/jam 2.799,26

IV.3. Unit Pengadaan Udara Tekan

Udara tekan digunakan untuk pengendalian proses pada kran 18 buah

control valve dengan kebutuhan udara tekan per valve 3 m3/jam. Total kebutuhan

udara tekan sebesar 102 m3/jam dengan kebutuhan spesifik 1,62 m

3/ton produk.

Udara tekan pada tekanan 4 bar dan suhu 40 oC disediakan oleh 1 buah kompresor

dengan tipe single stage reciprocating compressor, kapasitas 112,2 m3/jam, dan

efisiensi 85% maka kebutuhan daya listrik diperlukan sebesar 10 HP.

IV.4. Unit Pengadaan Listrik

Kebutuhan tenaga listrik di pabrik ini dipenuhi dari Pembangkit Listrik

Tenaga Uap (PLTU). Kebutuhan listrik pabrik ini meliputi keperluan proses,

utilitas, laboratorium, instrumentasi dan perkantoran dengan kebutuhan total

listrik pabrik sebesar 583,50 kW dan kebutuhan listrik spesifik 9,24 kWh/ton

produk. Kebutuhan listrik unit proses dan utilitas ditampilkan pada Tabel IV.3 dan

kebutuhan pabrik total dapat dilihat pada Tabel IV.4.

57

Tabel IV.3 Kebutuhan daya listrik proses dan utilitas

No Alat Daya (HP)

1 M-01 3,00

2 P-01 3,00

3 P-02 1,50

4 P-03 2,00

6 P-04 20,00

7 P-05 10,00

8 PWT-01 40,00

9 PWT-02 30,00

10 PWT-03 1,00

11 PWT-04 1,00

12 PWT-05 20,00

13 PWT-06 1,00

14 PWT-07 1,50

15 PWT-08 1,00

16 PWT-09 1,50

17 PWT-10 2,00

18 PWT-11 25,00

19 PU-01 60,00

20 PU-02 30,00

21 PU-03 7,50

22 PU-04 10,00

23 PU-05 10,00

24 PU-06 7,50

25 PU-07 20,00

26 PU-08 25,00

27 Flokulator 3,00

28 Air fan cooler 15

29 Fan cooling tower 15

30 SC-01 3,00

31 BC01 1,00

32 CU-01 10,00

Total 381

Jadi jumlah listrik yang dikonsumsi untuk keperluan proses dan utilitas sebesar

381 HP. Untuk faktor keamanan, kebutuhan listrik ini dilebihkan 10% dari

58

kebutuhan total. Maka kebutuhan daya listrik alat proses total adalah 418,5 HP

atau 307,84 kW.

Untuk memenuhi penerangan pada area pabrik dg total luas 2,37 ha

membutuhkan daya listrik sebesar 249,5 kW dan daya listrik untuk kebutuhan

pendingin ruangan (AC) dan untuk laboratorium dan insturmentasi masing-

masing sebesar 15 kW dan 10 kW.

Tabel IV.4 Total kebutuhan daya listrik pabrik

No Kebutuhan kW Presentase

1 Listrik untuk keperluan proses dan utilitas 307,84 52,86%

2 Listrik untuk keperluan penerangan 249,50 42,84%

3 Listrik untuk AC 15 2,58%

4 Listrik untuk laboratorium dan instrumentasi 10 1,72%

Total 583,50 100%

IV.5. Unit Pengadaan Bahan Bakar

Bahan bakar bertujuan untuk pemenuhan kebutuhan bahan bakar pada

PLTU dan boiler. Bahan bakar yang digunakan untuk pemenuhan kebutuhan

tersebut adalah batu bara. Dengan spesifikasi batubara untuk PLTU sebagai

berikut:

Kapasitas PLTU : 800 kW

Kebutuhan batubara : 423,67 kg/jam

Efisiensi batubara : 80%

Efisiensi PLTU : 36,2%

59

IV.6. Unit Pengolahan limbah

IV.6.1 Pengolahan limbah cair

Limbah dari ACC-01 dan hasil bawah menara distilasi (MD-01) yang

berupa campuran air dan sedikit metanol ditampung dalam bak penampung,

limbah cair ini diolah sampai pH 6,5–8,5 baru dibuang ke sungai.

IV.6.2 Pengolahan limbah padat

Hasil bawah gasifier berupa slagging akan ditampung di dalam bak sampai

suhu lingkungan.

IV.6.3 Pengolahan limbah gas

Limbah gas berasal dari alat Condenser Partial-02 hasil samping purge

gas (CO, CO2, H2, CH3OH, dan N2). CaS hasil desulfurisasi direaksikan dengan

air sehingga membentuk Ca(OH)2 dan H2S sebagai produk samping yang bisa

dijual. Ca(OH)2 sebagai bahan baku pembuatan gypsum, dan H2S sebagai pelapis

anti korosi untuk peralatan pada proses menggunakan garam.

IV.7. Unit Laboratorium

Laboratorium memiliki peranan sangat besar di dalam suatu pabrik untuk

perolehan data – data yang diperlukan. Data – data tersebut digunakan untuk

evaluasi unit-unit yang ada, menentukan tingkat efisiensi, dan untuk pengendalian

mutu.

Pengendalian mutu atau pengawasan mutu di dalam suatu pabrik pada

hakekatnya dilakukan dengan tujuan mengendalikan mutu produk yang dihasilkan

agar sesuai dengan standar yang ditentukan. Pengendalian mutu dilakukan mulai

bahan baku, saat proses berlangsung, dan juga pada hasil atau produk.

60

Pengendalian rutin dilakukan agar kualitas dari bahan baku dan produk

yang dihasilkan sesuai dengan spesifikasi yang diinginkan. Dengan pemeriksaan

secara rutin juga dapat diketahui apakah proses berjalan normal atau menyimpang.

Jika diketahui analisa produk tidak sesuai dengan yang diharapkan maka dengan

mudah dapat diketahui atau diatasi.

Laboratorium berada di bawah bidang teknik dan perekayasaan yang

mempunyai tugas pokok antara lain :

a. Sebagai pengontrol kualitas bahan baku dan pengontrol kualitas produk

b. Sebagai pengontrol terhadap proses produksi

c. Sebagai pengontrol terhadap mutu air proses, air pendingin dan lain-lain yang

berkaitan langsung dengan proses produksi

Laboratorium melaksanakan kerja 24 jam sehari dalam kelompok kerja

shift dan non-shift.

1. Kelompok shift

Kelompok ini melaksanakan tugas pemantauan dan analisa – analisa rutin

terhadap proses produksi. Dalam melaksanakan tugasnya, kelompok ini

menggunakan sistem bergilir, yaitu sistem kerja shift selama 24 jam dengan

dibagi menjadi 3 shift. Masing – masing shift bekerja selama 8 jam.

2. Kelompok non-shift

Kelompok ini mempunyai tugas melakukan analisa khusus yaitu analisa yang

sifatnya tidak rutin dan menyediakan reagen kimia yang diperlukan di

laboratorium. Dalam rangka membantu kelancaran pekerjaan kelompok shift,

61

kelompok ini melaksanakan tugasnya di laboratorium utama dengan tugas

antara lain :

a. Menyediakan reagen kimia untuk analisa laboratorium

b. Melakukan analisa bahan pembuangan penyebab polusi

c. Melakukan penelitian atau percobaan untuk kelancaran produksi

Dalam menjalankan tugasnya, bagian laboratorium dibagi menjadi :

1. Laboratorium Fisik

Bagian ini bertugas mengadakan pemeriksaan atau pengamatan terhadap sifat –

sifat bahan baku, produk, dan air. Pengamatan yang dilakukan yaitu antara lain :

Bahan baku : Batubara

Proximate Analysis

Pengujian dilakukan dengan mengambil sampel batubara secukupnya

kemudian dianalisa langsung menggunakan Proximate Determinator

(TGA) dan Gas Chromatography Mass Spectrophotometer

(GCMS).Dengan alat ini dapat diketahui batubara apakah sudah

memenuhi spesifikasi bahanbaku yang akan digunakan. Pengujian ini

meliputi kelembaban, volatile matter, abu dan fixed carbon. Sampling

dilakukan setiap shift.

Produk : Metanol

Density

Alat yang digunakan : Hidrometer

Sampling : Setiap shift

62

Cara pengujian :

a. Menuang sampel ke dalam gelas ukur 1 liter (usahakan tidak

terbentuk gelembung).

b. Memasukkan termometer ke dalam gelas ukur.

c. Memasukkan hidrometer yang telah dipilih sesuai dengan sampel.

d. Memasukkan hidrometer terapung pada sampel sampai konstan lalu

membaca skala pada hidrometer tersebut.

e. Mengkonversi menggunakan tabel yang tersedia.

Viscositas

Alat yang digunakan : Viscometer tube

Sampling : Setiap shift

Cara pengujian :

a. Mengisikan sampel dengan volume tertentu (sesuai dengan kapasitas

kapiler) ke dalam viskometer tube yang telah dipilih.

b. Memasukkan sampel ke dalam bath, diamkan selama 15 menit agar

temperatur sampel sesuai dengan temperatur bath/temperatur

pengetesan.

c. Pengetesan dilakukan dengan mengalirkan sampel melalui kapiler

sambil menghitung alirnya.

Kemurnian

Pengujian dilakukan dengan mengambil sampel metanol secukupnya

kemudian dianalisa langsung menggunakan Gas Chromatography / Mass

Spectrometry (GC-MS). Dengan alat ini dapat diketahui metanol apakah

63

sudah memenuhi spesifikasi produk yang akan digunakan. Sampling

dilakukan setiap shift.

2. Laboratorium Analitik

Bagian ini mengadakan pemeriksaan terhadap bahan baku dan produk

mengenai sifat – sifat kimianya.

Analisa Gas Chromatograph

Alat : Gas Kromatografi

Cara Kerja :

1. Mengambil sampel pada sample point yang ada di plant.

2. Sampel diinjeksikan ke injector yang suhunya telah diatur 250°C.

3. Setelah sampel menjadi uap, akan dibawa oleh aliran gas pembawa menuju

kolom.

4. Selanjutnya komponen akan terabsorbsi oleh sampai terjadi pemisahan.

5. Komponen yang terpisah menuju detector UV dengan panjang gelombang

190 – 205 nm akan menghasilkan sinyal listrik yang besarnya proporsional.

Sinyal listrik tersebut diperkuat oleh amplifier.

6. Kromatogram akan dicatat oleh rekorder berupa puncak dan didapat hasil

analisa kadar zat yang di uji.

3. Laboratorium Penelitian dan Pengembangan

Bagian ini bertujuan untuk pengadaan penelitian, misalnya :

Diversifikasi produk

Perlindungan terhadap lingkungan

Disamping mengadakan penelitian rutin, laboratorium ini juga mengadakan

penelitian yang sifatnya tidak rutin, misalnya penelitian terhadap produk di unit

64

tertentu yang tidak biasanya dilakukan penelitian guna mendapatkan alternatif lain

terhadap penggunaan bahan baku, dan receiving material.

IV.7.1 Prosedur Analisa Bahan Baku dan Produk

IV.7.1.1 Analisa Kandungan Sulfur (H2S)

Prinsip : Sulfur akan diikat sebagai CdS dan dibebaskan kembali dengan

penambahan HCl. Sulfur yang dibebaskan akan direduksi oleh iodium

(I2). Kelebihan iod dititrasi dengan larutan baku natrium thiosulfat.

Tujuan : Untuk penetapan kandungan sulfur

Metode : Iodometri

IV.7.1.2 Analisa Purge gas

Metode : Gas Chromatograph

Prinsip : Pemisahan komponen cuplikan dengan kromatografi gas berdasarkan

adsorbsi atau penyerapan zat padat dalam kolom.

IV.7.1.3 Analisa Metanol (CH3OH)

Metode : Gas Chromatograph

Prinsip : Pemisahan komponen cuplikan dengan kromatografi gas

berdasarkanadsorbsi atau penyerapan zat padat dalam kolom.

IV.7.1.4 Analisa Air

Air yang dianalisis antara lain:

1. Air proses

2. Air pendingin

3. Air limbah

4. Air konsumsi umum dan sanitasi

65

Parameter yang diuji antara lain warna, pH, kandungan klorin, tingkat

kekeruhan, total kesadahan, jumlah padatan, total alkalinitas, sulfat, silika, dan

konduktivitas air.

Alat-alat yang digunakan dalam laboratorium analisa air ini antara lain:

1. pH meter, digunakan untuk pengukuran tingkat keasaman/kebasaan

air.

2. Spektrofotometer, digunakan untuk pengukuran konsentrasi suatu

senyawa terlarut dalam air.

3. Spectroscopy, digunakan untuk perhitungankadar silika, sulfat,

hidrazin, turbiditas, kadar fosfat, dan kadar sulfat.

4. Peralatan titrasi, untuk pengukuran jumlah kandungan klorida,

kesadahan dan alkalinitas.

5. Conductivity meter, untuk pengukuran konduktivitas suatu zat yang

terlarut dalam air.BAB V MANAJEMEN PERUSAHAANBAB V MANAJEMEN PERUSAHAAN

IV.8. Unit Keselamatan dan Kesehatan Kerja (K3)

Keselamatan dan kesehatan kerja adalah rangkaian usaha-usaha yang harus

dilakukan untuk mencegah timbulnya kecelakaan di dalam proses kerja dan untuk

memperbaiki suasana kerja yang aman tenteram bagi segenap karyawan dalam

rangka mencapai tujuan yang telah ditetapkan.

Pekerjaan di pabrik adalah pekerjaan penuh risiko. Kemungkinan

terjadinya kecelakaan kerja lebih besar dibandingkan dengan pekerjaan di

kantoran. Belum lagi lingkungan yang tidak sehat karena terdapat gas beracun.

66

Ada beberapa peralatan dan perlengkapan yang disediakan untuk para

karyawan yang bergantung pada jenis tugasnya. Perlengkapan tersebut antara lain:

1. Safety helmet, untuk melindungi kepala terutama di lingkungan pabrik di

mana material dapat ditransformasi di tempat yang tinggi.

2. Safety shoes, untuk melindungi kaki dari benda-benda yang tajam ataupun

panas dan juga agar tidak tergelincir.

3. Masker, alat pelindung pernapasan untuk melindungi dari gas beracun.

4. Kacamata las, untuk pekerja di bagian mekanik, berfungsi melindungi

mata pada waktu mengelas.

5. Penutup telinga, digunakan untuk melindungi telinga dari suara bising dan

diutamakan untuk para pekerja di PLTU.

6. Perlengkapan lainnya, tergantung bagian pekerjaan masing-masing.

Pada daerah dalam pabrik dilakukan beberapa tindakan untuk keselamatan

kerja seperti :

1. Memasang tanda bahaya pada daerah yang sering terjadi kecelakaan.

2. Memasang alat pemadam kebakaran disetiap lokasi.

3. Menyediakan tempat pertolongan pertama jika terjadi kecelakaan.

4. Memasang telepon yang dapat menghubungi poliklinik, pemadam

kebakaran, keamanan, dan sebagainya.

5. Memberi label B3 pada benda yang dianggap beracun, infeksi, mudah

meledak, dan lain-lain.

Perusahaan juga menyediakan perlengkapan pengamanan yang

disesuaikan. Apabila terjadi kecelakaan kerja dan terdapat korban, maka

perusahaan akan memberikan tunjangan dan ganti rugi kepada yang bersangkutan

67

atau ahli warisnya sesuai dengan ketentuan UU No. 21/1951. Untuk menunjang

kesehatan karyawan, akan disiapkan fasilitas rumah sakit dan klinik yang berada

di dalam wilayah pabrik. Setiap 6 bulan sekali akan diadakan medical check up

untuk karyawannya.

68

BAB V

MANAJEMEN PERUSAHAAN

V.1 Bentuk Perusahaan

Bentuk : Perseroan Terbatas (PT)

Lapangan Usaha : Industri komoditas bahan kimia

Lokasi Perusahaan : Muara Enim, Sumatera Selatan.

Menurut Widjaja (2003), alasan pemilihan bentuk perusahaan ini berdasar

atas beberapa faktor, antara lain:

1. Mudah untuk mendapatkan modal, yaitu dengan menjual saham perusahaan.

2. Tanggung jawab pemegang saham terbatas sehingga kelancaran produksi

hanya dipegang oleh pimpinan perusahaan.

3. Pemilik dan pengurus perusahaan terpisah satu sama lain, pemilik perusahaan

adalah para pemegang saham dan pengurus perusahaan adalah direksi beserta

stafnya yang diawasi oleh dewan komisaris.

4. Kelangsungan perusahaan lebih terjaminkarena tidak berpengaruh dengan

berhentinya pemegang saham, direksi beserta stafnya atau karyawan

perusahaan.

5. Efisiensi dari manajemen

Para pemegang saham dapat memilih orang yang ahli sebagai dewan

komisaris dan direktur utama yang cukup cakap dan berpengalaman.

6. Lapangan usaha lebih luas

Suatu Perseroan Terbatas dapat menarik modal yang sangat besar dari

masyarakat, sehingga dengan modal ini PT dapat memperluas usaha

69

Ciri-ciri Perseroan Terbatas:

1. Perseroan Terbatas didirikan dengan akta dari notaris dengan berdasarkan

Kitab Undang-Undang Hukum Dagang.

2. Besarnya modal ditentukan dalam akta pendirian dan terdiri dari saham-

sahamnya.

3. Pemiliknya adalah para pemegang saham.

4. Perseroan Terbatas dipimpin oleh suatu Direksi yang terdiri dari para

pemegang saham.

5. Pembinaan personalia sepenuhnya diserahkan kepada Direksi dengan

memperhatikan hukum-hukum perburuhan.

V.2 Struktur Organisasi

Struktur organisasi adalah salah satu faktor penting penunjang kemajuan

perusahaan. Agar mendapatkan suatu sistem organisasi yang baik maka perlu

diperhatikan beberapa pedoman antara lain: perumusan tujuan perusahaan,

pembagian tugas kerja, kesatuan perintah dan tanggung jawab, sistem pengendali

pekerjaan, dan organisasi perusahaan. Pedoman organisasi harus diperhatikan

dengan baik dan jelas sehingga dapat diterjemahkan dengan baik. Struktur

organisasi pada pabrik ini dapat dilihat Gambar V.1.

70

Gambar V.1 Struktur Organisas

71

V.3 Tugas dan Wewenang

Pemegang saham adalah beberapa orang yang mengumpulkan modal untuk

kepentingan pendirian dan berjalannya operasi perusahaan tersebut. Kekuasaan

tertinggi pada perusahaan yang mempunyai bentuk PT (Perseroan Terbatas) adalah

Rapat Umum Pemegang Saham (RUPS). Pada RUPS tersebut para pemegang saham

berwenang mengangkat dan memberhentikan Dewan Komisaris maupun Direktur

Utama, dan mengesahkan hasil-hasil usaha serta neraca perhitungan untung rugi

tahunan dari perusahaan.Dewan komisaris merupakan wakil stakeholder dan

pemilik perusahaan dalam operasional pabrik sehari-hari. Tugas menjalankan

perusahaan dibebankan kepada direktur utama dengan dibantu beberapa manajer.

Manajer dibantu oleh beberapa kepala bagian yang bertanggung jawab atas area

masing-masing. Para karyawan dibagi menjadi beberapa grup dengan dipimpin oleh

kepala grup yang melaporkan tanggung jawabnya kepada kepala bagian.

V.4 Pembagian Jam Kerja Karyawan dan Gaji karyawan

Pabrik ini direncakanan beroperasi 330 hari dalam satu tahun, 24 jam per

hari. Sisa hari saat tidak beroperasi digunakan untuk perbaikan, perawatan, dan

shutdown.Manurut statusnya karyawan dibagi dalam 3 golongan yaitu karyawan

tetap, karyawan harian, dan karyawan borongan. Karyawan tetap adalah karyawan

yang diangkat dan diberhentikan sengan surat keputusan (SK) direksi dan mendapat

gaji bulanan sesuai dengan kedudukan, keahlian, Pembagian jam kerja dan masa

kerja. Karyawan harian adalah karyawan yang diangkat dan diberhentikan tanpa

surat keputusan direksi dan mendapat upah harian yang dibayar tiap akhir pekan.

Karyawan borongan adalah karyawan yang digunakan pabrik jika diperlukan dan

72

mendapat upah borongan. Karyawan dibagi dalam 2 golongan yaitu: karyawan shift

dan karyawan non shift. Detail jumlah karyawan non shift dapat dilihat pada Tabel

V.1dan karyawan shift pada Tabel V.2.

Tabel V.1 Perincian kualifikasi, jumlah, dan gaji karyawan non shift

Jabatan Kualifikasi Jumlah Gaji/bulan

(Rp) Direktur Utama S2 1 40.000.000

Direktur Produksi S2 1 30.000.000

Direktur Administrasi dan Keuangan S2 1 30.000.000

Direktur Umum dan Pemasaran S2 1 30.000.000

Kepala Bagian Produksi S1 1 20.000.000

Kepala Bagian Administrasi dan Keuangan S1 1 20.000.000

Kepala Bagian Umum dan Pemasaran S1 1 20.000.000

Kepala Seksi Proses S1 1 12.000.000

Kepala Seksi Utilitas S1 1 12.000.000

Kepala Seksi Laboratorium S1 1 12.000.000

Kepala Seksi Safety & Lingkungan S1 1 12.000.000

Kepala Seksi Pemeliharaan S1 1 12.000.000

Kepala Seksi Keuangan S1 1 12.000.000

Kepala Seksi Administrasi S1 1 12.000.000

Kepala Seksi Humas S1 1 12.000.000

Kepala Seksi Pemasaran S1 1 12.000.000

Kepala Seksi Personalia S1 1 12.000.000

Sekretaris S1 3 10.000.000

Dokter S1 2 12.000.000

Karyawan Proses dan Utilitas S1/D3 2 7.000.000

Karyawan Laboratorium S1/D3 1 7.000.000

Karyawan Safety & Lingkungan S1/D3 1 7.000.000

Karyawan Pemeliharaan S1/D3 1 7.000.000

Karyawan Keuangan S1/D3 5 7.000.000

Karyawan Administrasi S1/D3 5 7.000.000

Karyawan Humas S1/D3 5 7.000.000

Karyawan Pemasaran S1/D3 5 7.000.000

Karyawan Personalia S1/D3 5 7.000.000

Sopir SMA 5 2.000.000

Total 57 397.000.000

73

Tabel V.2 Perincian kualifikasi, jumlah, dan gaji karyawan shift

Jabatan Kualifikasi Jumlah Gaji/bulan

Karyawan proses dan utilitas S1/D3 48 5.000.000

Karyawan laboratorium S1/D3 8 5.000.000

Karyawan pemeliharaan S1/D3 8 5.000.000

Karyawan safety dan lingkungan S1/D3 8 5.000.000

Karyawan keamanan SMA 12 3.000.000

Office boy SMA 8 1.750.000

Total 92 24.750.000

V.4.1 Karyawan Non Shift

Karyawan harian (non-shift) tidak terlibat dalam menangani proses secara

langsung. Karyawan golongan ini bekerja selama 5 hari dengan pembagian kerja

sebagai berikut:

Senin – Kamis : pukul 07.00 – 12.00 & 13.00 – 16.00

Jumat : pukul 07.00 – 11.00 & 13.00 – 16.00

V.4.2 Karyawan Shift

Karyawan shift terlibat langsung menangani proses produksi. Jadwal kerja

karyawan shift diatur menurut pembagian jadwal sebagai berikut:

Shift I (pagi) : pukul 07.00 – 15.00

Shift II (sore) : pukul 15.00 – 23.00

Shift III (malam) : pukul 23.00 – 07.00

Karyawan shift dibagi menjadi empat regu (A, B, C, D), tiga grup

dijadwalkan bekerja, dan satu grup istirahat. Pada hari minggu dan libur nasional

karyawan shift tetap masuk kerja sebagaimana jadwal tersebut. Pembagian jadwal

regu shift dapat dilihat pada Tabel V.3.

74

Tabel V.3 Jadwal regu shift

Hari Pagi Sore Malam Libur

1 D C A B

2 D B A C

3 C B A D

4 C B D A

5 C A D B

6 B A D C

7 B A C D

8 B D C A

9 A D C B

10 A D B C

11 A C B D

12 D C B A

75

BAB VI

ANALISA EKONOMI

Pada perancangan pabrik metanol dilakukan evaluasi atau penilaian investasi

dengan maksud mengetahui perancangan pabrik menguntungkan atau tidak,

komponen terpenting dari perancangan ini adalah estimasi harga alat-alat, karena

harga ini dipakai sebagai dasar estimasi analisa ekonomi. Analisa ekonomi berfungsi

mendapatkan perkiraan kelayakan investasi modal dalam suatu kegiatan produksi

suatu pabrik dengan meninjau kebutuhan modal investasi,perolehan besarnya

laba,lamanya modal investasi dapat dikembalikan, terjadinya titik impas, dan pabrik

menguntungkan atau tidak jika didirikan.

Pada perancangan pabrik ini, kelayakan investasi modal dalam sebuah pabrik

dapat diperkirakan dan dianalisa melalui: Profitability, Percent Profit on Sales (%

POS), Percent Return 0n Investment (%ROI), Pay Out Time (POT), Break Even

Point (BEP), Shut Down Point (SDP), dan Discounted Cash Flow (DCF).

Profitability adalah selisih antara total penjualan produk dengan total pengeluaran

biaya produksi. Percent Profit on Sales (%POS) adalah rasio keuntungan dengan

harga penjualan produk, digunakan mengetahui besarnya tingkat perolehan

keuntungan. Percent Return 0n Investment (%ROI) adalah rasio keuntungan tahunan

dengan mengukur kemampuan perusahaan dalam mengembalikan modal investasi.

ROI, berfungsi membandingkan besarnya laba rata-rata terhadap Fixed Capital

Investment (FCI) (Aries-Newton, 1954). Pay Out Time (POT) adalah jumlah tahun

yang diperlukan untuk pengembalian Fixed Capital Investment berdasarkan

perolehan profit (Aries-Newton, 1954). Break Even Point (BEP) adalah titik impas,

76

besarnya kapasitas produksi dapat menutupi biaya keseluruhan, ketika pabrik tidak

mendapatkan keuntungan namun tidak menderita kerugian (Peters & Timmerhaus,

2003). Shut Down Point (SDP) adalah suatu titik saat pabrik mengalami kerugian

sebesar Fixed Cost sehingga menyebabkan pabrik harus tutup (Peters &

Timmerhaus, 2003). Discounted Cash Flow (DCF) adalah suku bunga yang

diperoleh ketika seluruh modal digunakan semuanya pada proses produksi.DCF dari

suatu pabrik dinilai menguntungkan jika melebihi satu setengah kali bunga pinjaman

bank. DCF (i) dapat dihitung dengan metode Present Value Analysis dan Future

Value Analysis (Peters & Timmerhaus, 2003).

Peninjauan faktor-faktor di atas perlu dilakukan penafsiran yaitu penafsiran

modal industri (Total Capital Investment). Capital Investment adalah banyaknya

pengeluaran-pengeluaran pada fasilitas-fasilitas produktif, dimana meliputi Fixed

Capital Investment (Modal tetap), Working Capital (Modal kerja). Fixed Capital

Investment (Modal tetap) adalah investasi yang digunakan untuk pendirian fasilitas

produksi dan pembantunya. Working Capital (Modal Kerja) adalah bagian yang

diperlukan ketika menjalankan usaha atau modal dalam operasi dari suatu pabrik

selama waktu tertentu dalam harga lancar.

Penentuan biaya produksi total (Production Costs), terdiri dari biaya

pengeluaran (Manufacturing Cost) dan biaya pengeluaran umum (General Expense).

Manufacturing Cost merupakan jumlah direct, indirect, dan fixed manufacturing

cost yang bersangkutan dengan produk. Direct Manufacturing Cost merupakan

pengeluaran yang bersangkutan langsung dalam pembuatan produk. Indirect

Manufacturing Cost adalah pengeluaran sebagai akibat pengeluaran tidak langsung

77

dari operasi pabrik. Fixed Manufacturing Cost merupakan harga yang berkenaan

dengan fixed capital dan pengeluaran yang bersangkutan dengan fixed capital

dimana harganya tetap, tidak tergantung waktu maupun tingkat produksi. General

Expense adalah pengeluaran yang tidak berkaitan dengan produksi tetapi

berhubungan dengan operasional perusahaan secara umum.

VI.1 Penaksiran Harga Peralatan

Harga peralatan proses tiap alat tergantung pada kondisi ekonomi yang

sedang terjadi. Untuk penetapan harga peralatan yang pasti setiap tahun sangat sulit

sehingga diperlukan suatu caramemperkirakan harga alat dari data peralatan serupa

tahun-tahun sebelumnya. Penentuan harga peralatan dilakukan dengan

menggunakan data indeks harga yang tercantum pada Tabel VI.1.

Tabel VI.1 Indeks Harga Alat

Cost Indeks tahun Chemical Engineering Plant Index

2005 468,20

2006 499,60

2007 525,40

2008 575,40

2009 521,90

2010 550,80

2011 585,70

(www.nt.ntnu.no,2011).

78

Dengan asumsi kenaikan indeks mengikuti grafik polinomial, maka didapat

persamaan Y = 021x – 40.674 (Gambar VI.1). Sehingga indeks tahun 2020 adalah

776,6. Cara mengestimasi harga alat tersebut pada masa sekarang digunakan

persamaan (Peters & Timmerhaus, 2003):

Gambar VI.1 Chemical Engineering Cost Index

VI.2 Dasar Perhitungan

Kapasitas produksi : 500.000 ton/tahun

Satu tahun operasi : 330 hari

Tahun pabrik didirikan : 2015

Harga bahan baku batubara : US $ 0,084/kg

Harga katalis CaO : US $ 0,138/kg

Harga katalis CuO-ZnO-Al2O3 (WGSR) : US $ 53,24/kg

Harga katalis CuO-ZnO-Al2O3 (Metanol) : US $ 105,42/kg

Harga produk metanol : US $ 1,41/kg

Harga produk samping H2S : US $ 0,10/kg

Nilai tukar rupiah terhadap US $ : Rp 11.131,-

y = 20,519x - 40673,742

0

100

200

300

400

500

600

700

2000 2002 2004 2006 2008 2010 2012

Ind

eks

Tahun

79

VI.3 Hasil Perhitungan

Hasil perhitungan evaluasi ekonomi yang meliputi Fixed Capital Invesment,

Working Capital Investment, Direct Manufacturing Cost, Indirect Manufacturing

Cost, Fixed Manufacturing Cost, General Expense, dan analisa kelayakannya

tercantum pada Tabel VI.2, Tabel VI.3, Tabel VI.4, Tabel VI.5, Tabel VI.6, Tabel

VI.7.

Tabel VI.2 Fixed Capital Invesment (FCI)

No Jenis Total Rp. Total US $

1 Purchase equipment cost 54.609.855

2 Instalasi 10.921.971

3 Pemipaan 21.843.942

4 Instrumentasi 7.619.980

5 Isolasi 2.031.995

6 Listrik 42.408.997.436 3.809.990

7 Bangunan 7.619.980

8 Tanah dan perbaikan 54.176.983.440

9 Utilitas 5.482.452

Physical plant cost 105.146.309.395 11.767.986.004

10. Engineering &

construction

2.941.996.501 29.437.539

Direct plant cost 14.709.982.505

11. Contractor’s fee 1.470.998.250 14.718.769

12. Contingency 3.677.495.626 36.796.923

FCI = Physical plant cost + Direct plant cost + contractor’s fee +contingency

= $ 316.453.539,- = Rp. 3.542.302.824.120,-

80

Tabel VI.3 Working Capital Investment (WCI)

No. Jenis Total Rp Total US $

1. Raw material inventory 6.418.921

2. Inprocess inventory 167.280.437 109.467

3. Product inventory 36.801.696.103 24.082.777

4. Extended Credit 58.562.575

5. Available Cash 36.801.696.103 24.082.777

Working Capital Investment 73.770.672.642 73.770.672.642

Total Capital Investment (TCI)

TCI = FCI + WCI = US $438.121.624,-= Rp. 4.876.731.801.631,-

Tabel VI.4 Direct Manufacturing Cost (DMC)

No. Jenis Total Rp. Total US $

1. Harga Bahan Baku 50.331.346

2. Gaji Pegawai 6.468.000.000

3. Supervisi 2.160.000.000

4. Maintenance 1.191.508.583 18.987.212

5. Plant Supplies 178.726.287 2.848.082

6. Royalty & Patent 35.137.545

7. Utilitas 31.904.716.247

Direct Manufacturing Cost 433.018.966.540 433.018.966.540

Tabel VI.5 Indirect Manufacturing Cost (IMC)


1. Payroll Overhead 1.293.600.000

2. Laboratory 1.293.600.000

3. Plant Overhead 3.234.000.000

4. Packaging & Shipping 140.550.181

Indirect Manufacturing Cost 5.821.200.000 140.550.181

81

Tabel VI.6 Fixed Manufacturing Cost (FMC)


1. Depresiasi 1.985.847.638 31.645.354

2. Property Tax 397.169.528 3.164.535

3. Asuransi 397.169.528 6.329.071

Fixed Manufacturing Cost 2.780.186.693 41.138.960

Total Manufacturing Cost (TMC)

TMC = DMC + IMC + FMC = US $ 328.668.140,- = Rp. 3.658.405.070.887,-

Tabel VI.7 General Expense (GE)

No. Jenis Total Rp Total US $

1. Administrasi 5.026.000.000

2. Sales 175.687.726

3. Research 28.110.036

4. Finance 6.029.262.358 16.405.577

General Expense 11.055.262.358 220.203.339

Total Production Cost (TPC)

TPC = TMC + GE = US $ 549.864.675,-= Rp. 6.120.543.704.255,-

Tabel VI.8 Analisa kelayakan

No. Keterangan Perhitungan Batasan

1.

Percent Return On Investment (% ROI)

ROI sebelum pajak 55,90% min.44%

ROI setelah pajak 41,92% -

2.

Pay Out Time (POT), tahun

POT sebelum pajak 1,52 max 2 tahun

POT setelah pajak 1,93 -

3. Break Even Point (%BEP) 42,95% 40% - 60%

4. Shut Down Point (%SDP) 27,16% -

5. Discounted Cash Flow (%DCF) 36,71% min.13,5% (kredit)

min.5,25% (deposito)

82

Gambar VI.2 Grafik Analisa Kelayakan Pabrik

83

DAFTAR PUSTAKA

Aries, R.S. and Newton, R.D., 1955, “Chemical Engineering Cost Estimation”,

McGraw-Hill Book Company, New York.

BPS, 2013, Data Impor Metanol di Indonesia.

Ballester, J. and Jimenez, S., 2005, “Kinetic parameters for the oxidation of

pulverised coal as measured from drop tube tests”, Vol. 142 210–222,

Elsevier, Spain.

Brownell, L.E. and Young, E.H., 1959, “Process Equipment Design – Vessel

Design”, John Wiley and Sons, Inc., New York.

Cormos, Calin-Cristian., 2008, ”Innovative Concepts for Hydrogen Production

Processes Based on Coal Gasification With CO2Capture”, Vol. 33 1286-

1294, Elsevier, Netherland.

ESDM, 2010, Data Cadangan Batu Bara di Indonesia

Higman, Christopher, 2008, “Gasification”, Elsevier Science, USA.

Kern, D.Q., 1950, “Process Heat Transfer, International Student Edition”, Mc. Graw

Hill, New York.

Kirk, R.E. and Othmer, D.F., 1981, “Encyclopedia of Chemical Technology”, 3rd

ed., Interscience Publishers, John Wiley and Sons, New York,10,437-

459.

McKetta, J.,1983, “Encyclopedia of Chemical Process and Design”, Vol.29

Marshall Dekker Inc., New York.

Perry, R.H., Green, D., 2008, “Perry’s Chemical Engineer’s Handbook”, 8th

ed.,

McGraw Hill Companies Inc., USA.

84

Peters, M.S. and Timmerhaus, K.D., 2003, “Plant Design and Economics for

Chemical Engineers”, 3rd

ed., McGraw-Hill International Book

Company, Singapore.

Rahmani, F., et. al., 2010, “Investigation of CO Injection Effect on Methanol

Production in Singgle Type Reactor in The Presence of Catalyst

Deactivation”, Iranian Journal of Chemical Engineering.

Saeidi, S., et. al., 2008, “Final Design for Coal-to-Methanol Process”, University of

California Publisher, USA.

Smith, J.M. and Van Ness, H.C., 1975, “Introduction to Chemical Engineering

Thermodynamics”, 3rd

ed., Mc Graw-Hill Kogakusha, Ltd., Tokyo.

Smith, R J. Byron, 2010, “A Review of theWater Gas Shift Reaction Kinetics”, The

Berkeley Electronic Press, India.

Sukandarumidi, 2006,“Pemanfaatan Proses Gasifikasi pada Batubara”, Universitas

Gajah Mada, Yogyakarta.

US Patent, 1995, 5472986

Widjaja, G., dan Yani, A., 2003, “Perseroan Terbatas”, Raja Grafindo Persada,

Jakarta

Wison Engineering Ltd., 2011, “Processing Low Rank Coalinto Chemical Based

Alternative Fuel through Gasification Technology”, Jakarta.

Yaws, C.L., 1999, “Chemical Properties Handbook”, McGraw Hill Companies Inc.,

USA.

85

Pustaka dari Situs Internet

http://www.alibaba.com/

http://www.engineeringtoolbox.com/

http://www.instrumentationportal.com/

http://www.kaltimmethanol.com/

http://www.methanol.org/

http://www.nt.ntnu.no/

http://www.ptba.co.id/

86

LAMPIRAN

1

LAMPIRAN A

DATA-DATA SIFAT FISIS

Tabel A-1 sampai A-11 dibawah ini adalah data sifat fisis gas dan cairan

diperoleh dari “Chemical Properties Handbook”, Carl L., Yaws, 1999.

Tabel A.1 Critical properties

Komponen BM Tf TB TC (K) Pc (bar)

CO2 44,01 216,58 194,67 304,19 73,82

N2 28,01 63,15 77,35 126,10 33,94

H2O 18,01 273,15 373,15 647,13 220,55

CO 28,01 68,15 81,70 132,92 34,99

H2 2,01 13,95 20,39 33,18 13,13

CH3OH 34,08 175,47 337.85 512.58 80.96

H2S 32,04 187,68 212.80 373.53 89.63

CaO 60,07 134,3 222,9 375,0 63,490

CaS 34,08 187,6 212,8 373,2 89,630

Batubara 119,17 354,6 520,15 678 38,8

Tabel A.2 Kapasitas panas gas

Komponen A B C D E

CO2 29.556 -6,58E-03 2,01E-05 -1.2227E-08 2.2617E-12

N2 29.342 -3,53E-03 1,007E-05 -4.3116E-09 2.5935E-13

H2O 33.933 -8,41E-03 2,99E-05 -1.7825E-08 3.6934E-12

CO 25.399 2,01E-02 -3,85E-05 3.188E-08 -8.7585E-12

H2 27.437 4,23E-02 -1,95E-05 3.9968E-09 -2.9872E-13

CH3OH 33.878 -1,12E-02 5,25E-05 -3.8397E-08 9.0281E-12

H2S 40.046 -3,82E-02 2,45E-04 -2.1679E-07 5.9909E-11

Cp = A + B,T + C,T2 + D,T

3 + E,T

4, J/mol,K

2

Tabel A.3 Kapasitas panas cair

Komponen A B C D

CO2 -3981,02 52,51 -2,27E-01 3,28E-04

N2 76,452 -0,352 -2,66E-02 5,0057E-05

H2O 92,053 -0,0399 -2,11E-04 5.3469E-07

CO 125,595 -1,702 1,07E-02 4.1854E-06

H2 50,607 -6,11 3,093E-01 -4,14E-03

CH3OH 40,152 0,3104 -1,02E-03 1,45E-05

H2S 80,985 -0,124 -3,605E-05 1.6942E-06

Cp = A + B,T + C,T2 + D,T

3, J/mol,K

Tabel A.4 Enthalpi penguapan

Komponen A Tc n

CO2 18,26 304,19 0,24

N2 9,43 126,10 0,53

H2O 52,05 647,13 0,32

CO 8,00 132,92 0,32

H2 0,66 33,18 0,38

CH3OH 52,72 512,58 0,38

H2S 21,23 373,53 0,22

Hvap = A ( 1-T/Tc )n ;kjoule/mol

3

Tabel A.5 Tekanan uap murni

Komponen A B C D E

CO2 51,8145 -7,88E+02 -2,27E+01 5,12E-02 4,66E-11

N2 23,8572 -4,76E+02 -8,66 2,01E-02 -2,41E-11

H2O 29,8605 -3,15E+03 -7,30 2,42E-09 1,80E-06

CO 18,683 -1,31E+03 -4,10 3,18E-09 2,46E-06

H2 3,4132 -4,13E+01 1,09 -6,68E-10 1,45E-04

CH3OH 45,6171 -3,24E+03 -1,39E+01 6,63E-03 -1,05E-13

H2S 20,2699 -1,59E+03 -4,65 -1,31E-10 2,56E-06

ln P = A - B/(T+C), mmHg

Tabel A.6 Densitas cairan

Komponen A B n Tc

CO2 0,46 0,26 0,29 304,19

N2 0,31 0,28 0,29 126,10

H2O 0,35 0,27 0,29 647,13

CO 0,30 0,28 0,29 132,92

H2 0,03 0,35 0,28 33,18

CH3OH 0,27 0,27 0,23 512,58

H2S 0,35 0,28 0,29 373,53

ρ =A.B ^ - (1 – T/Tc )n, ( gr / ml, T = K)

4

Tabel A.7 Viskositas cairan

Komponen A B C D

CO2 -17,9151 1450,5 7,31E-02 -1,12E-04

N2 -15,6104 46,505 1,62E-01 -6,33E-04

H2O -10,2158 1792,5 1,77E-02 -1,26E-05

CO -2,346 105,2 4,61E-03 -1,94E-05

H2 -7,0154 40,791 2,37E-01 -4,08E-03

CH3OH -9,0562 1254,2 2,23E-02 -2,35E-05

H2S 16,3303 -1225 -6,87E-02 8,04E-05

Log μ = A + B/T + C,T+ D,T2, cP

Tabel A.8 Viskositas gas

Komponen A B C

CO2 11,34 0,50 -1,08E-04

N2 42,61 0,48 -9,88E-05

H2O -36,83 0,43 -1,62E-05

CO 35,09 0,51 -1,33E-04

H2 27,76 0,21 -3,28E-05

CH3OH -14,24 0,39 -6,27E-05

H2S -14,84 0,51 -1,26E-04

Log μ = A + B,T + C,T2, Cp

5

Tabel A.9 Surface tension

Komponen A Tc N

CO2 79,97 304,19 1,26

N2 28,98 126,10 1,25

H2O 132,67 647,13 0,96

CO 27,96 132,92 1,13

H2 5,34 33,18 1,06

CH3OH 68,33 512,58 1,22

H2S 0,92 373,53 1,28

σ = A(1-(T/Tc))n, dyne/cm

Tabel A.10 Konduktivitas panas gas

Komponen A B C

CO2 -1,83E-03 1,01E-04 -2,22E-08

N2 3,09E-03 7.59305E-05 -1,10E-08

H2O 5,30E-04 4,70E-05 4,95E-08

CO 1,50E-03 8,27E-05 -1,91E-08

H2 3,95E-02 4,59E-04 -6,49E-08

CH3OH 2,34E-03 5,43E-06 1,31E-07

H2S -9,31E-03 8,30E-05 -1,95E-08

Log k = A + B,T + C,T2, W/m,K

6

Tabel A.11 Konduktivitas panas cairan

Komponen A B C

CO2 0,2855 -1,784E-03 -1,61E-17

N2 0,213 -4,205E-04 2,29E-06

H2O -0,2758 4,612E-03 -5,53E-06

CO 0,5719 -1,92E-03 1,54E-06

H2 -0,2758 4,61E-03 -5,53E-06

CH3OH 0,2522 -6,93E-06 -5,38E-07

H2S -1,5099 9,92E-01 400,1

Log k = A + B,(1-Tc)2/7

, W/m,K

7

LAMPIRAN B

NERACA MASSA

GasifierP= 51,5 atm;

T= 1316°C

DesulfurizedP= 51 atm;

T= 500°C

Water Gas Shift

ReactorP= 50,15 atm;

T= 500°C

KondenserP= 49,65 atm;

T= 40°C

Fixed Bed

ReactorP= 48,93 atm;

T= 200°C

Kondenser

ParsialP= 48,33 atm;

T= 40°C

Expansion

ValveP= 1,5 atm;

T= 40°C

DestilasiP= 1 atm;

T= 64,76°C

2

1

3

4

8

7

9

11

10

12

13

14

15

16

18

BATU BARA

P= 1 atm

T= 25°C

H2O

P= 1 atm

T= 25°C

O2

P= 1 atm

T= 25°C

ASH & SLAG

P= 50,93 atm

T= 711°C

CO

H2

CO2

H2O

N2

H2S

P= 50,93 atm

T= 711°C

H2O

CO

H2

CO2

H2O

N2

P= 51 atm

T= 500°CH2O

CO

H2

CO2

H2O

N2

P= 50,15 atm

T= 500°C

CaO

CO

H2

CO2

H2O

N2

P= 49,65 atm

T= 40°C

CO

H2

CO2

H2O

N2

CH3OH

P= 48,93 atm

T= 200°C

17

1920

21

H2O

CH3OH

P= 48,33 atm

T= 40°C

H2O

CH3OH

P= 1,5 atm

T= 40°C

H2O

CH3OH

P= 1 atm

T= 64,76°C

CO

H2

CO2

H2O

N2

CH3OH

P= 48,33 atm

T= 40°C

H2O

CH3OH

P= 1,1 atm

T= 99,9°C

CaS

Slurry

P= 41,15 atm

T= 25°C

ASUdara

P= 1 atm

T= 25°C

N2

P= 1 atm

T= 25°C6

5

22

H2O

Data-data yang diketahui:

Kapasitas Produksi : 500.000 ton/tahun

Basis perhitungan : 1 jam operasi

1 tahun = 330 hari

1 hari = 24 jam

Kapasitas produksi per jam = jam/hari 24hari/tahun 330

kg/ton 1.000 ton/tahun500.000

= 63.131,31 kg

8

1. Mixer (M-01)

Tabel B.1. Neraca Massa di Sekitar Mixer

Komponen Input (kg/jam) Output (kg/jam)

Arus 1 Arus 2 Arus 3

Batubara 63.124,27 0 63.124,27

H2O 0 27.074,40 27.074,40

Sub Total 63.124,27 27.074,40 90.198,67

Total 90.198,68 90.198,68

2. Air Separation Unit (AS-01)

Tabel B.2. Neraca Massa Umpan Masuk Air Separation Unit (AS-01)



Udara 167.310,19 0 0

O2 0 35.135,14 0

N2 0 0 132.175,05

Sub Total 167.310,19 35.135,14 132.175,05

Total 167.310,20 167.310,20

3. Gasifier (R-01)

Tabel B.7. Neraca Massa di Sekitar Gasifier (R-01)


Arus 3 Arus 5 Arus 7 Arus 8

Batubara 63.124,27 0 0 0

CO 0 0 0 105.249,16

H2 0 0 0 4.651,90

CO2 0 0 0 2.325,95

O2 0 35.135,14 0 0

H2O 0 0 0 1.744,46

N2 6475,2682 0 0 568,12

H2S 0 0 0 568,12

Slag 0 0 10.226,12 0

Sub Total 90.198,67 35.135,14 10.226,12 115.107,70

Total 125,333.82 125,333.82

9

4. Desulfurizer (DS-01)

Tabel B.8. Neraca Massa di Sekitar Desulfurizer (DS-01)


Arus 8 Arus 9 Arus 10 Arus 11

CO 105.249,16 0 0 105.249,16

H2 4.651,90 0 0 4.651,90

CO2 2.325,95 0 0 2.325,95

H2O 1.744,46 0 0 2.044,78

N2 568,12 0 0 568,12

H2S 568,12 0 0 0

CaO 0 946,84 0 0

CaS 0 0 1.214,63 0

Sub Total 115.107,70 946,84 1.214,63 114.839,91

Total 116.054,54 116.054,54

5. Water Gas Shift Reactor (R-02)

Tabel B.10. Neraca massa di sekitar Water Gas Shift Reactor (R-02)



CO 105.249,16 0 36.837,21

H2 4.651,90 0 9.575,62

CO2 2.325,95 0 109.815,10

H2O 1.744,46 75.117,71 33.161,57

N2 568,12 0 568,12

Sub Total 114.839,91 75.117,71 189.957,61

Total 189.957,61 189.957,61

10

6. Condenser Partial (CD-01)

Tabel B.11. Neraca massa di sekitar Condenser Partial (CD-01)



CO 36.837,21 0 36.837,21

H2 9.575,62 0 9.575,62

CO2 109.815,10 0 109.815,10

H2O 33.161,57 32.981,20 180,37

N2 568,12 0 568,12

Sub Total 189.957,61 32.981,20 156.976,41

Total 189.957,61 189.957,61

7. Methanol Synthetic Reactor (R-03)

Tabel B.12. Neraca massa di sekitar Methanol Synthetic Reactor (R-03)


Arus 15 Arus 16

CO 36.837,21 1.362,98

H2 9.575,62 153,37

CO2 109.815,10 78.407,98

H2O 180,37 13.036,94

N2 568,12 568,12

CH3OH 0 63.447,03

Sub Total 156.976,41 156.976,41

Total 156.976,41 156.976,41


Tabel B.12. Neraca massa di sekitar Condenser Partial (CD-02)



CO 1.362,98 1.362,98 0

H2 153,37 153,37 0

CO2 78.407,98 78.407,98 0

H2O 13.036,94 2,56 13.034,38

N2 568,12 568,12 0

CH3OH 63.447,03 404,11 63.042,92

Sub Total 156.976,41 80.899,11 76.077,30

Total 156.976,41 156.976,41

11

9. Expansion Valve (EV-01)

Tabel B.12. Neraca massa di sekitar Expansion Valve (EV-01)


Arus 18 Arus 19

H2O 13.034,38 13.034,38

CH3OH 63.042,92 63.042,92

Sub Total 76.077,30 76.077,30

Total 76.077,30 76.077,30

10. Menara Distilasi (MD-01)

Tabel B.12. Neraca massa di sekitar Menara Distilasi (MD-01)



H2O 13.034,38 94,70 12.939,68

CH3OH 63.042,92 63.036,62 6,30

Sub Total 76.077,30 63.131,31 12.945,99

Total 76.077,30 76.077,30

11. Arus Recycle dari Arus 14

Tabel B.12. Neraca massa di sekitar Recycle



H2O 32.981,20 27.074,40 5.906,80

Total 32.981,20 32.981,20

12. Menentukan konstanta perkalian (K)

K= A/B

Dimana, A = Kapasitas produksi rancangan

B = Kapasitas produksi perhitungan

Maka,

Kapasitas produksi rancangan (A) = 63.131,31kg/jam

Kapasitas produksi perhitungan (B) = 76.344,80kg/jam

K = jamkg

jamkg

/ 76.344,80

/ 63.131,31

= 0,82692351

12

LAMPIRAN C

NERACA PANAS

Dalam penyusunan neraca panas prarancangan pabrik metanol melalui gasifikasi

batu bara kapasitas 500.000 ton/tahun ini, ada beberapa hal yang menjadi dasar

perhitungan, yaitu :

1. Basis perhitungan adalah 1 jam operasi.

2. Satuan massa yang digunakan adalah ton dan tonmol.

3. Suhu referensi adalah 298,15 K.

Satuan kapasitas panas yang digunakan adalah kJ/mol dan satuan perubahan entalpi

adalah MJ.

1. Mixer (M-01)

Tabel C.1. Neraca Panas Input Mixer

Komponen kg/jam kmol/jam Cp dT

(kJ/kmol)

Q

(kJ/jam)

Q

(MJ/jam)

Batubara 63.124,27 3.618,36 19,33 349.666,71 349,67

H2O 27.074,40 1.502,80 1.130,99 1.699.653,35 1.699,65

Total 2.049.320,06 2049,32

Tabel C.2. Neraca Panas Output Mixer


(kJ/kmol)

Q

(kJ/jam)

Q

(MJ/jam)

Batubara 63.124,27 3.618,36 19,33 781.880,22 781,88

H2O 27.074,40 1.502,80 843,39 1.267.439,85 1.267,44

Total 2.049.320,06 2049,32

Tabel C.3. Neraca Panas Mixer

Arus Input (MJ/ton) Output (MJ/ton)

Reaktan 2049,32

Produk 2049,32

Total 2049,32 2049,32

13

2. Gasifier (R-01)

Tabel C.4. Neraca Panas Input Gasifier


(kJ/kmol)

Q

(kJ/jam)

Q

(MJ/jam)

Batubara 63.124,27 3.618,36 19,33 781.854,77 781,85

H2O 27.074,40 1.502,80 843,3596 1.267.398,65 1.267,40

O2 35.135,14 1.097,97 329,7811 362.090,81 362,09

Total 2.411.344,23 2.411,34

Panas reaksi dari perhitungan:

Reaksi 1 = -4.153,08 MJ/jam

Reaksi 2 = -207,97 MJ/jam

Reaksi 3 = -234,14 MJ/jam

Reaksi 4 = 323.138,33 MJ/jam

Reaksi 5 = 794.503,32 MJ/jam

Total Q reaksi = 1.113.046,47 MJ/jam

Hv Batubara = 1.925.227,165 MJ/jam

Tabel C.5. Neraca Panas Output Gasifier


(kJ/kmol)

Q

(kJ/jam)

Q

(MJ/jam)

CO 105.249,16 3.757,42 14.776,38 55.521.114,52 55.521,11

H2 4.651,90 2.307,49 32.439,67 74.854.164,68 74.854,16

CO2 2.325,95 52,85 38.480,33 2.033.656,55 2.033,66

H2O 1.744,46 96,83 15.846,16 1.534.358,83 1.534,36

N2 568,12 20,28 17.527,94 355.463,16 355,46

H2S 568,12 16,67 -30.915,52 -515.351,09 -515,35

Slag 10.226,12 127,89 67,17 8.589,94 8,59

Total 133.783.406,64 133.783,41

Hv Combustible gas H2 = 558.632,31 MJ/ton

CO = 969.445,81MJ/ton

14

Tabel C.6. Neraca Panas Gasifier


Reaktan 2.411,34

Hv Reaktan 1.925.227,165

Panas Reaksi 1.113.046,47

Produk 133.783,41

Hv Produk 1.528.078,12

Panas Hilang 1.378.823,45

Total 3.040.684,98 3.040.684,98

3. HE-01

Tabel C.7. Neraca Panas Input HE-01

Komponen kg/jam kmol/ja

m

Cp dT

(kJ/kmol)

Q

(kJ/jam)

Q

(MJ/jam)

CO 105.249,16 3.757,42 14776,38 55.521.114,52 55.521,11

H2 4.651,90 2.307,49 32439,67 74.854.164,68 74.854,16

CO2 2.325,95 52,85 38480,33 2.033.656,55 2.033,66

H2O 1.744,46 96,83 15846,16 1.534.358,83 1.534,36

N2 568,12 20,28 17527,94 355.463,16 355,46

H2S 568,12 16,67 -30915,52 -515.351,09 -515,35

Total 133.783.406,64 133.783,41

Tabel C.8. Neraca Panas Output HE-01

Komponen kg/jam kmol/ja

m

Cp dT

(kJ/kmol)

Q

(kJ/jam)

Q

(MJ/jam)

CO 105.249,16 3.757,42 14.343,82 53.895.773,21 53.895,77

H2 4.651,90 2.307,49 13.905,51 32.086.806,77 32.086,81

CO2 2.325,95 52,85 21.291,97 1.125.264,37 1.125,26

H2O 1.744,46 96,83 16.964,34 1.642.630,99 1.642,63

N2 568,12 20,28 14.137,67 286.709,32 286,71

H2S 568,12 16,67 29.245,80 487.517,42 487,52

Total 89.524.702,07 89.524,702

Tabel C.9. Neraca Panas HE-01


Umpan Masuk 133.783,41

Produk 89.524,70

Panas Pendingin 44.258,71

Total 133.783,41 133.783,41

15

4. Desulfurizer (DS-01)

Tabel C.10. Neraca Panas Input Desulfurizer (DS-01)


(kJ/kmol)

Q

(kJ/jam)

Q

(MJ/jam)

CO 105.249,16 3.757,42 14.343,82 53.895.773,21 53.895,77

H2 4.651,90 2.307,49 13.905,51 32.086.806,77 32.086,81

CO2 2.325,95 52,85 21.291,97 1.125.264,37 1.125,26

H2O 1.744,46 96,83 16.964,34 1.642.630,99 1.642,63

N2 568,12 20,28 14.137,67 286.709,32 286,71

H2S 568,12 16,67 29.245,80 487.517,42 487,52

CaO 946,84 16,67 51,57 408.370,56 408,370

Total 89.933.072,63 89.933,072

Tabel C.11. Neraca Panas Input Desulfurizer (DS-01)


(kJ/kmol)

Q

(kJ/jam)

Q

(MJ/jam)

CO 105.249,16 3.757,42 14.343,82 53.895.773,21 53.895,77

H2 4.651,90 2.307,49 13.905,51 32.086.806,77 32.086,81

CO2 2.325,95 52,85 21.291,97 1.125.264,37 1.125,26

H2O 2.044,78 113,50 16.964,34 1.925.420,75 1.925.42

N2 568,12 20,28 14.137,67 286.709,32 286,71

CaS 1.214,63 16,67 82,36 652.208,55 652.21

Total 89.972.182,98 89.972,18

Tabel C.12. Neraca Panas Desulfurizer (DS-01)


Reaktan 89.933,07

Produk 89.972,18

Panas Pemanas 39,11

Total 89.972,18 89.972,18

16

5. Water Gas Shift Reactor (R-02)

Tabel C.13. Neraca Panas Input Water Gas Shift Reactor (R-02)


(kJ/kmol)

Q

(kJ/jam)

Q

(MJ/jam)

CO 105.249,16 3.757,42 14.343,82 53.895.773,21 53.895,77

H2 4.651,90 2.307,49 13.905,51 32.086.806,77 32.086,81

CO2 2.325,95 52,85 21.291,97 1.125.264,37 1.125,26

H2O 2.044,78 113,50 16.964,34 1.925.420,75 1.925.42

N2 568,12 20,28 14.137,67 286.709,32 286,71

Steam 75.117,71 4169,50 56,85 53.336.519,44 53.336,52

Total 142.656.493,87 142.656,49

Panas Reaksi = -1.005,51 MJ/jam

Tabel C.14. Neraca Panas Output Water Gas Shift Reactor (R-02)


(kJ/kmol)

Q

(kJ/jam)

Q

(MJ/jam)

CO 36.837,21 1315,10 14.343,82 18.863.520,62 18.863,52

H2 9.575,62 4749,81 13.905,51 66.048.579,99 66.048,58

CO2 109.815,10 2495,17 21.291,97 53.127.154,72 53.127,15

H2O 33.161,57 1840,67 16.964,34 31.225.811,97 31.225,81

N2 568,12 20,28 14.137,67 286.709,32 286,71

Total 169.551.776,63 169.551,78

Tabel C.15. Neraca Panas Water Gas Shift Reactor (R-02)


Reaktan 142.656,49

Produk 169.551,78

Panas Reaksi 1.005,51


Total 169.551,78 169.551,78

17


Tabel C.16. Neraca Panas Input Condenser Partial (CD-01)


(kJ/kmol)

Q

(kJ/jam)

Q

(MJ/jam)

CO 36.837,21 1315,10 14.343,82 18.863.520,62 18.863,52

H2 9.575,62 4749,81 13.905,51 66.048.579,99 66.048,58

CO2 109.815,10 2495,17 21.291,97 53.127.154,72 53.127,15

H2O 33.161,57 1840,67 16.964,34 31.225.811,97 31.225,81

N2 568,12 20,28 14.137,67 286.709,32 286,71

Total 169.551.776,63 169.551,78

Tabel C.17. Neraca Panas Output Condenser Partial (CD-01)


(kJ/kmol)

Q

(kJ/jam)

Q

(MJ/jam)

CO 36.837,21 1315,10 436,44 573.961,07 573,96

H2 9.575,62 4749,81 431,98 2.051.825,93 2.051,83

CO2 109.815,10 2495,17 579,82 1.446.761,64 1.446,76

H2O 33.161,57 1840,67 505,16 5.057,39 5,06

N2 568,12 20,28 436,21 8.846,28 8.85

Total 4.086.452,30 4.086,45

Tabel C.17. Neraca Panas Output Water (CD-01)


(kJ/kmol)

Q

(kJ/jam)

Q

(MJ/jam)

H2O 33.161,57 1.830,66 1.130,99 2.070.465,48 2.070.47

Total 2.070.465,48 2.070.47

Tabel C.15. Neraca Panas Condenser Partial (CD-01)



Produk 6.156,92

Panas Pengembunan 5.955,61

Panas Diambil 169.350,47

Total 175.507,39 175.507,39

18

7. HE-02



(kJ/kmol)

Q

(kJ/jam)

Q

(MJ/jam)

CO 36.837,21 1315,10 436,44 573.961,07 573,96

H2 9.575,62 4749,81 431,98 2.051.825,93 2.051,83

CO2 109.815,10 2495,17 579,82 1.446.761,64 1.446,76

H2O 33.161,57 1840,67 505,16 5.057,39 5,06

N2 568,12 20,28 436,21 8.846,28 8,85

Total 4.086.452,30 4.086,45



(kJ/kmol)

Q

(kJ/jam)

Q

(MJ/jam)

CO 36.837,21 1315,10 5.141,71 6.761.849,18 6.761,85

H2 9.575,62 4749,81 5.085,13 24.153.421,92 24.153,42

CO2 109.815,10 2495,17 7.180,48 17.916.534,97 17.916,53

H2O 33.161,57 1840,67 5.989,49 59.963,58 59,963

N2 568,12 20,28 5.118,33 103.798,65 103,80

Total 48.995.568,29 48.995,57




Produk 48.995,57


Total 48.995,57 48.995,57

8. Methanol Synthetic Reactor (R-03)

Tabel C.19. Neraca Panas Input Methanol Synthetic Reactor (R-03)


(kJ/kmol)

Q

(kJ/jam)

Q

(MJ/jam)

CO 36.837,21 1.315,10 5.141,71 6.761.849,18 6.761,85

H2 9.575,62 4.749,81 5.085,13 24.153.421,92 24.153,42

CO2 109.815,10 2.495,17 7.180,48 17.916.534,97 17.916,53

H2O 180,37 10,01 5.989,49 59.963,58 59,96

N2 568,12 20,28 5.118,33 103.798,65 103,80

Total 48.995.568,29 48.995.57

19

Tabel C.20. Neraca Panas Output Methanol Synthetic Reactor (R-03)


(kJ/kmol)

Q

(kJ/jam)

Q

(MJ/jam)

CO 1.362,98 48,66 5.141,71 250.188,42 250,19

H2 153,37 76,08 5.085,13 386.853,13 386,85

CO2 78.407,98 1.781,55 7.180,48 12.792.405,97 12.792,41

H2O 13.036,94 723,63 5.989,49 4.334.178,77 4.334,18

N2 568,12 20,28 5.118,33 103.798,65 103,80

CH3OH 63.447,03 1.980,06 6.196,95 12.270.322,09 12.270,32

Total 30.137.747,03 30.137,75

Panas reaksi pada 298,15 K = -1.496,37 MJ/jam

Panas pendingin = 20.354,2 MJ/jam

Tabel C.21. Neraca Panas Methanol Synthetic Reactor (R-03)


Umpan Masuk 48.995.57

Produk 30.137,75

Panas Reaksi 1.496,37


Total 50.491,94 50.491,94

9. Condenser Partial 02 (CD-02)

Tabel C.22. Neraca Panas Input Condenser Partial (CD-02)


(kJ/kmol)

Q

(kJ/jam)

Q

(MJ/jam)

CO 1.362,98 48,66 5.141,71 250.188,42 250,19

H2 153,37 76,08 5.085,13 386.853,13 386,85

CO2 78.407,98 1.781,55 7.180,48 12.792.405,97 12.792,41

H2O 13.036,94 723,63 5.989,49 4.334.178,77 4.334,18

N2 568,12 20,28 5.118,33 103.798,65 103,80

CH3OH 63.447,03 1.980,06 6.196,95 12.270.322,09 12.270,32

Total 30.137.747,03 30.137,75

20

Tabel C.23. Neraca Panas Output Condenser Partial (CD-01)


(kJ/kmol)

Q

(kJ/jam)

Q

(MJ/jam)

CO 1.362,98 48,66 727,73 35.410,53 35,41

H2 153,37 76,08 720,52 54.813,46 54,81

CO2 78.407,98 1.781,55 970,28 1.728.607,86 1.728.61

H2O 2,56 0,14 842,62 119,79 0,12

N2 568,12 20,28 727,21 14.747,63 14,75

CH3OH 404,11 12,61 860,05 10.846,43 10.85

Total 1.844.545,70 1.844,55

Tabel C.24. Neraca Panas Output Waterdan Methanol(CD-01)


(kJ/kmol)

Q

(kJ/jam)

Q

(MJ/jam)

H2O 13.034,38 723,49 1.883,02 1.362.344,38 1.362,34

CH3OH 63.042,92 1.967,45 11.889,25 23.391.477,79 23.391,48

Total 24.753.822,18 24.753,82




Produk 26.598,37

Panas Pengembunan 6.386,31


Total 175.507,39 175.507,39

10. Expansion Valve 01 (EV-01)

Tabel C.26. Neraca Panas Output Expansion Valve 01 (EV-01)


(kJ/kmol)

Q

(kJ/jam)

Q

(MJ/jam)

H2O 13.034,38 723,49 1.130,99 818.261,01 818,26

CH3OH 63.042,92 1.967,45 6.837,08 13.451.586,67 13.451,59

Total 14.269.847,68 14.269.85

21

Tabel C.27. Neraca Panas Output Expansion Valve 01 (EV-01)


(kJ/kmol)

Q

(kJ/jam)

Q

(MJ/jam)

H2O 13.034,38 723,49 217,46 157.332,92 157.33

CH3OH 63.042,92 1.967,45 1.247,34 2.454.068,53 2.454.07

Total 2.611.401,45 2.611,40

Panas karena ekspansi = 11.658,45 MJ/jam



Umpan Masuk 14.269.85

Produk 2.611,40

Panas Ekspansi 11.658,45

Total 14.269.85 14.269.85

11. HE-03



(kJ/kmol)

Q

(kJ/jam)

Q

(MJ/jam)

H2O 13.034,38 723,49 1.130,99 818.261,01 818,26

CH3OH 63.042,92 1.967,45 6.837,08 13.451.586,67 13.451,59

Total 14.269.847,68 14.269.85



(kJ/kmol)

Q

(kJ/jam)

Q

(MJ/jam)

H2O 13.034,38 723,49 3.412,85 2.469.159,10 2.469,16

CH3OH 63.042,92 1.967,45 23.501,17 46.237.318,44 46.237,32

Total 48.706.477,54 48.706,48




Produk 48.706,48

Panas Pemanas 34.436,63

Total 48.706,48 48.706,48

22

12. Menara Distilasi (MD-01)

Tabel C.32. Neraca Panas (QD) Yang Dikandung Distilat Keluar Kondensor

Komponen kmol/jam Cp dT

(kJ/kmol)

Q

(kJ/jam)

Q

(MJ/jam)

H2O 5,26 20.024,22 15.659,72 15,66

CH3OH 1.967,25 2.979,25 39.392.665,16 39.392,67

Total 39.408.324,88 39.408,32

Tabel C.33. Neraca Panas (QB) Yang Dikandung Bottom Keluar Reboiler


(kJ/kmol)

Q

(kJ/jam)

Q

(MJ/jam)

H2O 0,20 5642,54 4.052.655,24 4.052,66

CH3OH 718,23 44008,24 8.658,39 8,66

Total 4.061.313,63 4.061,31

Tabel C.34. Neraca Panas (QF) Yang Dikandung Bottom Keluar Reboiler


(kJ/kmol)

Q

(kJ/jam)

Q

(MJ/jam)

H2O 723,49 3.413,18 2.469.399,35 2.469,40

CH3OH 1.967,45 23.511,79 46.258.218,88 46.258,22

Total 48.727.618,23 48.727.62

QC = 14.380,50 MJ/jam

QR = 9.122,52 MJ/jam

Tabel C.35. Neraca Panas di Sekitar Menara Destilasi (MD)

Komponen Input (kJ/jam) Output (kJ/jam)

QF 48.727.62

QD 39.408,32

QB 4.061,31

QR 9.122,52

QC 14.380,50

Total 57.850.136,58 57.850.136,58

23

13. HE-04



(kJ/kmol)

Q

(kJ/jam)

Q

(MJ/jam)

H2O 94,70 5,26 2.991,27 15.722,92 15,72

CH3OH 63.036,62 1.967,25 20.111,89 39.565.136,88 39.565,14

Total 39.580.859,79 39.580,86



(kJ/kmol)

Q

(kJ/jam)

Q

(MJ/jam)

H2O 13.034,38 723,49 1.130,99 5.944,80 5,94

CH3OH 63.042,92 1.967,45 6.837,08 13.450.241,51 13.450,24

Total 13.456.185,32 13.456.18




Produk 13.456.18


Total 48.706,48 48.706,48

24

LAMPIRAN D

PERANCANGAN REAKTOR (R-01)

Tugas : Mereaksikan batu bara, air dan oksigen menghasilkan syngas

Bentuk : Reaktor Entrained Flow

Fase : padat - cair - gas

Kondisi operasi : 1250 – 1600 °C (Non isothermal dan adiabatis)

Kondisi di atas diambil dari buku Christoper Higman, hal 92 dengan Judul “

Gasification”.

Reaksi yang terlibat :

C + ½ O2 → CO

CO + ½ O2 → CO2

H2 + ½ O2 → H2O

C + CO2 2 CO

C + H2O CO+H2

CO + H2O CO2 + H2

1. Menentukan Jenis Reaktor

Reaktor yang dipilih adalah jenis Entrained Flow Reaktor dengan pertimbangan

sebagai berikut :

a. Reaksi slurry-gas

b. Konversi karbon tinggi (99%)

c. Banyak digunakan pada gasifikasi skala besar

d. Tidak membentuk tar

e. Abu dihasilkan dalam bentuk slagging

25

Asumsi :

- Reaktor entrained flow diisolasi sempurna sehingga panas yang hilang ke

sekeliling kecil, dapat dianggap adiabatik.

- Gradien konsentrasi dan suhu ke arah radial relatif kecil (asumsi beda suhu

dan konsentrasi hanya ke arah memanjang/longitudinal)

2. Menentukan kondisi Umpan

Umpan berupa campuran batu bara dan air (slurry) dengan

perbandingan berat 63,124 : 27,074 ton per jam, sedangkan oksigen

diumpankan sebesar 35,135 ton per jam. Sebelum dicampur dengan air, batu

bara dikecilkan sampai 100 µm. Umpan slurry dibagi menjadi 2 aliran yaitu

78% berat dialirakan pada stage 1 (tempat reaksi) dan 22% berat lainnya

dialirkan k stage 2 (quenching/pendinginan).

Analisis ultimate dan proksimate batu bara tersaji dalam tabel di bawah in1.

Senyawa Proximate analysis (adb) Ultimate analysis (daf)

Batu bara

(Bituminous),

Prima Coal

Kadar air : 5,0%

Kadar abu : 5,0%

Bahan mudah menguap : 41,0%

Fixed carbon : 49,0%

Karbon : 80,00%

Hidrogen : 5,53%

Nitrogen : 1,6%

Belerang : 0,67%

Oksigen : 12,20%

3. Menghitung Neraca Massa Komponen pada reaktor

Asumsi – asumsi yang diambil :

1. Aliran sepanjang reaktor dianggap plug flow,

2. Gradien konsentrasi kearah radial diabaikan

3. Steady state

Ditinjau elemen volume pada reaktor setebal Z

aliran gas

FAz

Z

ΔZ

Z + ΔZ

FA Z + ∆Z

26

Elemen volume : Z x (ID) x 4

2

(Rate of coal input – rate of coal output – rate of reaction = rate of

accumulation)

0 V) (-r - F - F AAA ZZZ

0 Z) .A .(-r - F - F AAA ZZZ

0 )Z.(-r)ID . 4

( - F - F A

2

AA ZZZ

Kedua ruas dibagi dengan Z, sehingga :

)(-r .ID . 4

- Z

F -FA

2AA ZZZ

Diambil limit Z mendekati nol, sehingga :

0ΔZ

lim

)(-r .ID .

4-

Z

F - FA

2zA zzA

Dengan :

FA = FA0 (1 – XA)

dFA = - FA0 dXA

persamaan diferensial diatas menjadi :

2

AA

A0 (ID) . 4

).(-r Z

dX F

d

dengan :

A : Luas penampang reaktor , m2

ID : Diameter dalam reaktor , m

dFA0 : Laju alir massa mula-mula , kmol/s

Z : Panjang bed dihitung dari bawah

-rA : Kecepatan transfer massa, kmol terkonversi/m3.s

Z

dX

d

A : Konversi tiap increment panjang reaktor

27

Untuk neraca massa komponen batu bara:

F.4

)(r .ID .

Z

dX

BB

BB

2

BB

d

Dengan rBB = -N . . dp2 . k’BB (Ballester dan Jimenez, 2005)

N = .).(

M . n 6.

3

BBBB

prhopd oo (Ballester dan Jimenez, 2005)

k’BB =A’BB. exp ( .

E- BB

TR) (Ballester dan Jimenez, 2005)

Harga A’BB = 5,97 – 6,13 m/s, diambil rata-rata yaitu 6,05 m/s

BBE = 36.000 - 42.000 kJ/kmol diambil rata-rata yaitu 39.000 kJ/kmol

R = 8,314 kJ/kmol.K

T = 1550 K

Maka didapat harga k’BB = 6,05. exp ( 1550.314,8

39.000 )

= 0,293 m/s

Laju alir massa batu bara = 29054 kg/jam

Reaktor dibuat parallel 2 buah maka laju alir menjadi 14527 kg/jam

Dengan berat molekul batu bara = 3000 kg/kmol

Maka laju alir molar batu bara = kg/kmol 3000

kg/jam 14527 = 4,48 kmol untuk tiap jamnya

Diameter partikel batu bara awal = 0,0001 m

Diameter partikel batu bara keluar reaktor = 0,000001 m

Densitas batu bara = 1346 kg/m3 (Higman,2008)

Maka dicari nilai N = .1346π.(0,0001)

3000 . 4,48 6.

3

N = 2,06 x 1013

Setelah menentukan N maka laju kecepatan reaksi gasifikasi batu bara dapat

dihitung, dengan mentrial nilai diameter reaktor yang nantinya digunakan untuk

penentuan tinggi reaktor.

F.4

)(r .ID .

Z

dX

BB

BB

2

BB

d

28

Dengan Excel diameter ditrial pada 4 m dan konversi penurunan diameter partikel

dari 99% sampai 1% maka didapat

Z (m) Xbb rbb (0,25*d^2*rbb/fbb)

0,01 0,99 1.902.984,42 84,39

0,01 0,9 1.572.714,39 69,74

0,01 0,8 1.242.638,53 55,11

0,02 0,7 951.395,13 42,19

0,02 0,6 698.984,18 31,00

0,02 0,5 485.405,68 21,53

0,03 0,4 310.659,63 13,78

0,04 0,3 174.746,04 7,75

0,06 0,2 77.664,91 3,44

0,12 0,1 19.416,23 0,86

0,23 0,05 4.854,06 0,22

1,16 0,01 194,16 0,01

Maka didapat dimensi stage 1 reaktor yaitu dengan:

Diameter = 4 m

Tinggi = 1,16 m

4. Menghitung Neraca Panas Komponen pada reaktor

Asumsi – asumsi yang diambil :

1. Aliran sepanjang reaktor dianggap plug flow,

2. Gradien konsentrasi ke arah radial diabaikan

3. Steady state

Neraca panas fase gas pada elemen volume setebal ∆Z

(rate of input) – (rate of output) + heat of reaction = (rate of acc.)

Jika:

Q = h.A.dT

A = 0,25πDidZ

h = k/dZ

0 D.dZ0,25.phi.I dT. .kslurry/dZ )H(F - )H(F ΔZZfiiZfii

Kedua ruas di bagi Z :

29

i0,25.phi.D Ts).-(T .kslurry/dZ )H(F- )H(F fiifii

Z

ZZZ

Jika diambil 0z maka :

0 )H(Fdz

dfii

phi.Di Ts).0,25.-(T .kslurry/dZ dZ

dF H

dZ

H d F i

fifi

i

dimana dHi = Fi. Cpi.dT

0 dZ

dF H i

fi

i0,25.phi.D Ts).-(T .kslurry/dZ dZ

T d CpF ii

iiCpF

phi.Di Ts).-(T ry/dZ.0,25.kslur

dZ

T d

dengan :

kslurry : Konstanta perpindahan panas konduksi slurry (batu bara- air), W/m.C

T : Temperatur, K

Ts : Temperatur slurry, K

Fi : Kecepatan aliran massa komponen i, kmol/jam

Cpi : Kapasitas panas komponen i, kJ/kmol.K

ID : Diameter reaktor, m

Dengan trial error ditentukan dimensi untuk stage ke 2 gasifier. Dengan Excel

ditentukan diameter gasifier untuk stage ke 2 yaitu 3 m dan penurunan temperature

keluaran reaktor sampai 984,15 K.

30

Z (m) T(K) T( °C ) Ztrial (m) k.0,25.id(T-Ts)/Z

(J/jam)

(k.phi.id(T-

Ts)/Z)/Fi.Cpi.T

27,11 1539,15 1266 3,2 396.428,68 0,03688395

34,08 1519,15 1246 3 441.349,56 0,029341129

33,97 1509,15 1236 2,8 505.896,49 0,029433979

36,29 1489,15 1216 2,6 591.753,60 0,027555504

34,75 1479,15 1206 2,4 679.592,03 0,028775828

10,96 1469,15 1196 2,2 2.350.203,22 0,091244674

10,24 1459,15 1186 2 2.723.915,79 0,09764522

42,60 1380,15 1107 1,8 1.049.951,70 0,023472296

45,92 1320,15 1047 1,6 1.250.541,79 0,021775055

42,94 1280,15 1007 1,4 1.533.540,02 0,023289726

42,29 1230,15 957 1,2 1.804.540,28 0,023648991

39,69 1180,15 907 1 2.183.940,63 0,025192152

35,23 1130,15 857 0,8 2.753.041,16 0,028381715

29,60 1064,15 791 0,6 3.732.362,55 0,03378139

21,37 1014,15 741 0,4 5.644.774,58 0,0468034

11,04 984,15 711 0,2 11.474.472,15 0,090608407

Maka didapat dimensi unuk stage 2 reaktor :

Diameter = 3 m

Tinggi = 11,04 m

31

SPESIFIKASI REAKTOR ( R-01 )

Fungsi : Mereaksikan batu bara, air dan oksigen

menghasilkan syngas

Jenis : Entrained Flow Reaktor

Fase : Padat - cair - gas

Bentuk : Stage 1: Silinder horizontal

Stage 2 : Silinder tegak

Suhu Operasi : 1316°C

Suhu Keluar : 711°C

Tekanan Operasi : 51,6bar

Tinggi Reaktor : Stage 1 : 1,16 m

Stage 2 : 11,04 m

Diameter Reaktor : Stage 1 : 4 m

Stage 2 : 3 m

32

Slurry In

Sla

g O

ut

Ra

wg

as

Ou

t

First Stage

Se

co

nd

Sta

ge

Oxyg

en

In

Slu

rry In

3 m

11,04 m

1,16 m

4 m

33

LAMPIRAN E


Kode : R-02

Fungsi :Tempat berlangsungnya hidrogenasi karbon monoksida (CO)

membentuk H2 sebagai produk utama dan CO2.

Jenis : Reaktor FixedbedMultitube

Fase : Gas-gas katalis padat

a. Kondisi Operasi

P = 51,17 bar

T operasi = 500 °C

Reaksi yang terjadi :

CO + H2O H2+ CO2

b. Jenis Reaktor

Jenis reaktor yang digunakan adalah non-adiabaticnon-isotherm fixedbed

multitube reactor. Reaktor ini dipilih karena cocok untuk reaksi yang

berlangsung pada fase gas, berjalan cepat, bersifat eksotermis dan kondisi suhu

tinggi. Multitube dipilih karena baik untuk transfer panas, karena reaksi termasuk

highly exothermic.

c. Menentukan Jenis Pendingin

Pendingin yang digunakan adalah Dowtherm A karena mempunyai range suhu

mendinginkan dari 40 – 496,7 °C.

d. Menentukan Jenis Katalis

Katalis yang dipakai dengan spesifikasi sebagai berikut :

- Bahan katalis = CuO-ZnO-Al2O3

- Diameter =15,875 mm

- Bulk density = 1980 kg/m3

- Porositas = 0,13

(www.alibaba.com)

34

e. Menentukan Dimensi Reaktor

1. Neraca Massa Reaktor

Komponen Input Output

kmol/jam kg/jam kmol/jam kg/jam

CO 3.757,42 105.249,16 1.315,10 36.837,21

H2 2.307,49 4.651,90 4.749,81 9.575,62

CO2 52,85 2.325,95 2.495,17 109.815,10

H2O 4.283,00 77.162,49 1.840,67 33.161,57

N2 20,28 568,12 20,28 568,12

Total 10.421,04 189.957,62 10.421,03 189.957,62

2. Menentukan Persamaan Kecepatan Reaksi

CO + H2O H2 + CO2

dengan:

(

) ( )

Dengan:

r = kecepatan reaksi (mol/detik.kg)

Z = * (

) (

) (

) (

) +

β = PCO2PH2 / KeqPCOPH2O

k = Konstanta kecepatan reaksi (2,00x106exp(-67,1/RT))(mol/detik.kg)

P(i) = Tekanan Parsial komponen i

T = Suhu (K)

R = Konstanta Gas (8,314 J/mol.K)

(Smith,2010)

35

Algoritma Perhitungan

Input data :

- kondisi umpan reaktor :

FAo,FBo,FCo,FDo,WT ………dari perhit NM

- spesifikasi katalis

RHOBULK,EPS,DP

- sisi tube

IDT,ODT,NT,Ntb,PT,C ……… tabel 10 Kern

- sisi shell

Nsh,IDS,B ……… tabel 9 Kern

- kondisi pendingin

CPP,VP,KP,TPo

- data lain

Tr,RD,To,X1o,X2o,WP ……… ditentukan

Trial Z

Menyusun PD Simultan

Zo =(0:0.1:Z)

Yo = [X1o X2o To TPo Po FAo FBo

FCo FDo FEo FFo FGo] (Z,Y)=ode45(‘Reaktor’,Zo,Yo)

X = 0.6

Subroutine :

- menghitung mol masing-masing komponen

Fi = Fio*(1-X)

- menghitung fraksi mol

ymol(i) = Fi/FT

- menghitungmassa

massa(i) = Fi * Bmi

- menghitung fraksi massa

ymassa(i) = massa(i)/Σmassa

- menghitung kapasitas panas

Cp = A + BT + CT2 + DT3

- menghitung viskositas

- menghitung konduktivitas

- menghitung kecepatan reaksi

- menghitung densitas

- menghitung bilangan Reynold

Re = D.G / μ

Tidak

Ya

36

function dYdZ=wgsr(Z,Y)

global FAo FBo FCo FDo FEo To TPo IDS IDT ODT Nt Ntb WT RHOBULK

Pt C B WP Nsh RD EPS Dp CPP KP VP Tr RG

% SUBROUTINE

% Keterangan Y

% Y(1) = X

% Y(2) = T

% Y(3) = TP

% Y(4) = P

% Data konstanta kecepatan reaksi,

FA=FAo-(1-Y(1)); % Kmol karbon monoksida

FB=FBo+(FAo*Y(1)); % Kmol hidrogen

- menghitung hi

- menghitung hio

- menghitung ho

- menghitung Uc

- menghitung Ud

Persamaan PD simultan

- dYdZ (1) = f(X1,Z)

- dYdZ (2) = f(T,Z)

- dYdZ (3) = f(TP,Z)

- dYdZ (4) = f(P,Z)

37

FC=FCo+(FAo*Y(1)); % Kmol karbon dioksida

FD=FDo-(FAo*Y(1)); % Kmol air

FE = FEo; % kmol

FT=FA+FB+FC+FD+FE; % jumlah Kmol total keluar rektor

(Kmol/jam)

ymolA=FA/FT; % fraksi kmol karbon monoksida

ymolB=FB/FT; % fraksi kmol hidrogen

ymolC=FC/FT; % fraksi kmol karbon dioksida

ymolD=FD/FT; % fraksi kmol air

ymolE=FE/FT; % fraksi kmol nitrogen

massaA = FA*28.01;

massaB = FB*2.016;

massaC = FC*44.01;

massaD = FD*18.015;

massaE = FE*28.02;

sigmamassa=massaA+massaB+massaC+massaD+massaE; % berat total

(kg/jam)

ymassaA=massaA/sigmamassa; % fraksi berat metana

ymassaB=massaB/sigmamassa; % fraksi berat karbon monoksida

ymassaC=massaC/sigmamassa; % fraksi berat air

ymassaD=massaD/sigmamassa; % fraksi berat karbon dioksida

ymassaE=massaE/sigmamassa; % fraksi berat hidrogen

38

BMRATA=ymolA*28.01+ymolD*18.015+ymolC*44.01+ymolB*2.016+ymolE*28.02

; % berat molekul rata-rata (kg/kmol)

%Data Cp (kJ/(kmol.K));

CPA = (29.556+(-6.58e-3)*Y(2)+(2.01e-5)*Y(2)^2+(-1.22e-

8)*Y(2)^3+(2.26e-12)*Y(2)^4);

CPB = (25.399+(2.02e-2)*Y(2)+(-3.85e-5)*Y(2)^2+(3.19e-8)*Y(2)^3+(-

8.76e-12)*Y(2)^4);

CPC = (27.437+(4.23e-2)*Y(2)+(-1.96e-5)*Y(2)^2+(4.00e-9)*Y(2)^3+(-

2.99e-13)*Y(2)^4);

CPD = (33.933+(-8.42e-3)*Y(2)+(2.99e-5)*Y(2)^2+(-1.22e-

8)*Y(2)^3+(3.69e-12)*Y(2)^4);

CPE = (29.342+(-3.54e-3)*Y(2)+(1.01e-5)*Y(2)^2+(-4.30e-9)*Y(2)^3+(-

2.59e-13)*Y(2)^4);

%MENGHITUNG INTEGRAL KAPASITAS PANAS PADA UMPAN MASUK(To)

ICPA0 = (29.556*(To-Tr)+((-6.58e-3)/2)*(To^2-Tr^2)+((2.01e-

5)/3)*(To^3-Tr^3)+((-1.22e-8)/4)*(To^4-Tr^4)+((2.26e-12)/5)*(To^5-

Tr^5));

ICPB0 = (25.399*(To-Tr)+((2.02e-2)/2)*(To^2-Tr^2)+((-3.85e-

5)/3)*(To^3-Tr^3)+((3.19e-8)/4)*(To^4-Tr^4)+((-8.76e-12)/5)*(To^5-

Tr^5));

ICPC0 = (27.437*(To-Tr)+((4.23e-2)/2)*(To^2-Tr^2)+((-1.96e-

5)/3)*(To^3-Tr^3)+((4.00e-9)/4)*(To^4-Tr^4)+((-2.99e-13)/5)*(To^5-

Tr^5));

ICPD0 = (33.933*(To-Tr)+((-8.42e-3)/2)*(To^2-Tr^2)+((2.99e-

5)/3)*(To^3-Tr^3)+((-1.22e-8)/4)*(To^4-Tr^4)+((3.69e-12)/5)*(To^5-

Tr^5));

ICPE0 = (29.342*(To-Tr)+((-3.54e-3)/2)*(To^2-Tr^2)+((1.01e-

5)/3)*(To^3-Tr^3)+((-4.30e-9)/4)*(To^4-Tr^4)+((-2.59e-13)/5)*(To^5-

Tr^5));

39

%MENGHITUNG INTEGRAL KAPASITAS PANAS PADA INTERVAL PANJANG(Tz)

ICPAA = (29.556 * (Y(2)-Tr) + ((-6.58e-3)/2) * (Y(2)^2-Tr^2) +

((2.01e-5)/3) * (Y(2)^3-Tr^3) + ((-1.22e-8)/4) * (Y(2)^4-Tr^4) +

((2.26e-12)/5) * (Y(2)^5-Tr^5));

ICPBA = (27.437 * (Y(2)-Tr) + ((4.23e-2)/2) * (Y(2)^2-Tr^2) + ((-

1.96e-5)/3) *(Y(2)^3-Tr^3) + ((4.00e-9)/4) * (Y(2)^4-Tr^4) + ((-

2.99e-13)/5) *(Y(2)^5-Tr^5));

ICPCA = (27.437 * (Y(2)-Tr) + ((4.23e-2)/2) * (Y(2)^2-Tr^2) + ((-

1.96e-5)/3) *(Y(2)^3-Tr^3) + ((4.00e-9)/4) * (Y(2)^4-Tr^4) + ((-

2.99e-13)/5) *(Y(2)^5-Tr^5));

ICPDA = (33.933 * (Y(2)-Tr) + ((-8.42e-3)/2) *(Y(2)^2-Tr^2) +

((2.99e-5)/3) * (Y(2)^3-Tr^3) + ((-1.22e-8)/4) * (Y(2)^4-Tr^4) +

((3.69e-12)/5) *(Y(2)^5-Tr^5));

ICPEA = (29.342 * (Y(2)-Tr) + ((-3.54e-3)/2) * (Y(2)^2-Tr^2) +

((1.01e-5)/3) *(To^3-Tr^3) + ((-4.30e-9)/4) * (Y(2)^4-Tr^4) + ((-

2.59e-13)/5) *(Y(2)^5-Tr^5));

%MENGHITUNG Cp KOMPONEN

Cprat=(ymolA * CPA) + (ymolB * CPB) + (ymolC * CPC) + (ymolD * CPD)

+ (ymolE * CPE);

DHro=-441.7*10^-3; % panas standar reaksi

(kJ/mol)

DHr=DHro+((CPD+CPE)-(CPB+CPC)*(Y(2)-Tr));

Qin = FAo*ICPA0+FBo*ICPB0+FDo*ICPD0+FEo*ICPE0; %panas reaktan masuk

kj/jam

Qout = FA*ICPAA+FB*ICPBA+FC*ICPCA+FD*ICPDA+FE*ICPEA; % panas produk

keluar reaktor kj/jam

Qr = DHr*FAo % panas reaksi kj/jam

%QR = Qin-Qr-Qout % panas raksi total kj/jam

QP = WP*CPP*(Y(3)-TPo); % panas yang serap pendingin kj/jam

40

Qloss = QP+Qin-Qr-Qout

FCp=FA*CPA+FB*CPB+FC*CPC+FD*CPD+FE*CPE; % jumlah total Fi*Cpi

%Data Viskositas (micropoise)

%Konversi ke kg/m.j, dikalikan 10^-7*3600

% Vis = Vis(1)*T^2 + Vis(2)*T + Vis(3)

VAI = (35.086)+(5.07e-1)*Y(2)+(-1.33e-4)*Y(2)^2;

VA = VAI*10^-7*60;

VBI = (27.758)+(2.12e-1)*Y(2)+(-3.28e-5)*Y(2)^2;

VB = VBI*10^-7*60;

VCI = (11.336)+(4.992e-1)*Y(2)+(-1.0876e-4)*Y(2)^2;

VC = VCI*10^-7*60;

VDI = (-36.826)+(4.29e-1)*Y(2)+(-1.62e-5)*Y(2)^2;

VD = VDI*10^-7*60;

VEI = (42.606)+(4.75e-1)*Y(2)+(-9.88e-5)*Y(2)^2;

VE = VEI*10^-7*60;

VIS=(ymassaA/VA)+(ymassaB/VB)+(ymassaC/VC)+(ymassaD/VD)+(ymassaE/VE

);

Vrat=1/VIS;

% Konduktivitas panas (Kj/m jam K)

% Konversi ke kJ/jam.m.K dikalikan 3.6

KAI = [0.0015 8.25e-5 -1.92e-8];

KBI = [0.03951 4.59e-4 -6.49e-8];

KCI = [-0.01883 1.02e-4 -2.22e-8];

KDI = [0.00053 4.71e-5 4.96e-8];

41

KEI = [0.00309 7.59e-5 -1.10e-8];

KAI = (0.0015)+(8.25e-5)*Y(2)+(-1.92e-8)*Y(2)^2;

KA = KAI*3.6;

KBI = (0.03951)+(4.59e-4)*Y(2)+(-6.49e-8)*Y(2)^2;

KB = KBI*3.6;

KCI = (-0.01883)+(1.02e-4)*Y(2)+(-2.22e-8)*Y(2)^2;

KC = KCI*3.6;

KDI = (0.00053)+(4.71e-5)*Y(2)+(4.96e-8)*Y(2)^2;

KD = KDI*3.6;

KEI = (0.00309)+(7.59e-5)*Y(2)+(-1.10e-8)*Y(2)^2;

KE = KEI*3.6;

% MENGHITUNG KECEPATAN REAKSI

PC=(ymolC)*Y(4);

PA=(ymolA)*Y(4);

PD=(ymolD)*Y(4);

PB=(ymolB)*Y(4);

Keq=210.82;

beta=(PB*PC)/(Keq*PA*PD);

Krat=(ymassaA*KA)+(ymassaB*KB)+(ymassaC*KC)+(ymassaD*KD)+(ymassaE*K

E);

Rs=(0.92*exp(-454.3/Y(2))*PA*PD*(1-

beta)*25)/(1+2.2*exp(101.5/Y(2))*PA+0.4*exp(158.3/Y(2))*PD+0.0047*e

xp(2737.9/Y(2))*PC+0.05*exp(1596.1/Y(2))*PB)^2; % mol/g.mnt

Rs1=Rs; %Kmol/kg.jam

42

At=(pi*(IDT^2)*Nt)/(4*Ntb);

Ash=(IDS*C*B)/(Pt*Nsh);

Gs=WP/Ash; % laju alir massa pendingin

Gt=WT/At;

Des=((4*0.5*Pt*0.86*Pt)-(0.5*pi*(ODT^2)/4))/(0.5*pi*ODT);

Ret=IDT*Gt/Vrat;

Res=Des*Gs/VP;

HI = (0.027)*(Ret^0.8)*((Cprat*Vrat/Krat)^(1/3))*(Krat/IDT);

HO = (0.36)*(Res^0.55)*((CPP*VP/KP)^(1/3))*(KP/Des);

HIO = HI*(IDT/ODT);

UC = (HIO*HO)/(HIO+HO);

UD = UC/(1+(RD*UC));

RHO= (Y(4)*BMRATA)/(RG*Y(2)); % massa jenis (kg/m3)

% persamaan differensial

dYdZ(1)=(Rs1*(pi/4)*IDT^2*RHOBULK*Nt/FAo);

dYdZ(2)=((-DHr*(pi/4)*IDT^2*Rs1*RHOBULK)-(UD*pi*ODT*(Y(2)-

Y(3))))*Nt/FCp;

dYdZ(3)=(UD*pi*ODT*(Y(2)-Y(3))*Nt)/(WP*CPP);

dYdZ(4)=-((150*(1-EPS)*(Vrat)/Dp/Gt)+1.75)*(Gt)^2*(1-

EPS)/(RHOBULK*IDT*EPS^3)/3600^2/1.01325e4;

dYdZ=[dYdZ(1) dYdZ(2) dYdZ(3) dYdZ(4)];

dYdZ=dYdZ';

43

% PROGRAM UTAMA

clear all

clc

global FAo FBo FCo FDo FEo Xo To TPo Po IDS IDT ODT Nt Ntb WT

RHOBULK Pt C B WP Nsh RD EPS Dp CPP KP VP Tr RG

% A=CO

% B=H2O

% C=CO2

% D=H2

% E=N2

disp('reaktor')

disp('reaksi : CO + H2O <----------> CO2 + H2')

disp('jenis : fixed bed multitube')

disp('suhu : 250 C')

disp('tekanan : 50,5 atm')

%Data umpan reaktor

Xo = 0; % konversi mula-mula

To = 773.15; % suhu mula-mula (K)

TPo= 303.15; % suhu pendingin (K)

Po = 50.5; % Tekanan mula-mula (atm)

FAo = 3757.4225; % Laju umpan mol/jam

FBo = 4282.9978; % mol/jam

FCo = 52.8492; % mol/jam

FDo = 2307.4884; % mol/jam

FEo = 20.2798; % mol/jam

44

%Data operasional

IDTin = 1.37; % diameter dalam tube (inc)

ODTin = 1.5; % diameter luar tube (inc)

IDSin = 90; % diameter reaktor (inc)

IDS = IDSin*0.0254; % diameter reaktor (m)

EPS = 0.5; % porositas tumpukan

Dp = 0.015875; % diameter partikel (m)

RG = 0.082057; % konstanta gas ideal (atm.m3/kmol.K)

Tr = 298.15; % suhu referensi (K)

IDT = IDTin*0.0254; % diameter dalam tube (m)

ODT = ODTin*0.0254; % diameter luar tube (m)

Nt = 838; % jumlah tube

Ntb = 1; % jumlah tube pass

Nsh = 1; % jumlah shell pass

WT = 189957.6116; % laju umpan reaktan (kg/jam)

RHOBULK =1980; % rho bulk katalis (kg/m3)

Pt = 0.047625; % pitch (m)

C = Pt-ODT; % clearance (m)

WP = 77189.4716; % laju umpan pendingin (kg/jam)

B = 0.75*IDS; % bafle spacing (m)

RD = 0.002; % dirt factor (jam m2 K/kj)

%PENDINGIN

CPP = 2.0790; % kapasitas panas pendingin (kj/kg K)

VP = 1.404; % viskositas pendingin (kg/m jam)

KP = 3.44; % konduktivitas pendingin (Kj/m jam K)

45

%Menghitung laju alir masing-masing komponen

%Menyusun PD simultan

Zo = (0:0.1:8);

Yo = [Xo To TPo Po];

[Z,Y]=ode45('wgsr',Zo,Yo);

X=Y(:,1);

T=Y(:,2);

TP=Y(:,3);

P=Y(:,4);

n=size(Z);

disp(' ')

disp('Hasil Perhitungan Bed ')

disp('-------------------------------------------------------------

-----')

disp(' Tinggi Konversi Temperature Tpendingin

Pressure ')

disp(' (m) (K) (K)

(atm) ')

disp('=============================================================

====')

for i = 1:n

fprintf('%8.4f%10.4f%13.4f%15.4f%15.4f\n',[Z(i) X(i) T(i) TP(i)

P(i)])

end

disp('-------------------------------------------------------------

-----')

Tout = Y(:,2)-273;

TPout = Y(:,3)-273;

Pout = Y(:,4);

presure_drop=Po-Pout;

46

% TAMPILKAN GRAFIK

%Grafik hubungan Z vs X1

figure(1)

plot(Z,Y(:,1),'black-')

title('Distribusi Konversi')

xlabel('Panjang (m)')

ylabel('Konversi syngas')

grid

%Grafik hubungan Z vs T

figure(3)

plot(Z,Y(:,2),'black-',Z,Y(:,3),'blue-')

title('Distribusi Temperatur Pendingin')

xlabel('panjang (m)')

ylabel('Temperatur (K)')

grid

%Grafik hubungan Z vs P

figure(4)



ylabel('Tekanan (atm)')

title('Distribusi Tekanan')

grid

47

Dowtherm A

out

GAMBAR RANCANGAN REAKTOR

IDS

ODp

Z

h

ts

th

ODin

ODout

0,57 m

9,25 m

0,6 m

0,09 m

0,09 m

2,6 m

0,66 m

0,5 m

0,16 m

0,25 mti

b

48

LAMPIRAN F


Kode : R-03

Fungsi : Tempat berlangsungnya hidrogenasi karbon monoksida (CO) dan

karbon dioksida (CO2) membentuk metanol (CH3OH) sebagai

produk utama dan air.

Jenis : Reaktor Fixedbed Multitube

Fase : Gas - gas katalis padat

f. Kondisi Operasi

P = 50,14 bar

T operasi = 200°C

Reaksi yang terjadi :

Reaksi 1 : CO + 2H2 CH3OH

Reaksi 2 : CO2 + 3H2 CH3OH + H2O

g. Jenis Reaktor

Jenis reaktor yang digunakan adalah non isothermal non adiabatic

fixedbed multitube reactor. Reaktor ini dipilih karena cocok untuk reaksi yang

berlangsung pada fase gas, berjalan cepat, bersifat eksotermis dan kondisi suhu

tinggi. Multitube dipilih karena baik untuk transfer panas, karena reaksi termasuk

highly exothermic.

h. Menentukan Jenis Pendingin

Pendingin yang digunakan adalah Dowtherm A karena mempunyai range suhu

mendinginkan dari 40 – 132,41 °C.

i. Menentukan Jenis Katalis

Katalis yang dipakai dengan spesifikasi sebagai berikut :

- Bahan katalis = CuO-ZnO-Al2O3

- Diameter = 9,906 mm

49

- Bulk density = 1700 kg/m3

- Porositas = 0,13

(www.alibaba.com)

j. Menentukan Dimensi Reaktor

3. Neraca Massa Reaktor

Komponen Input Output

kmol/jam kg/jam kmol/jam kg/jam

CO 1.315,10 36.837,21 48,66 1.362,98

H2 4.749,81 9.575,62 76,08 153,37

CO2 2.495,17 109.815,10 1.781,55 78.407,98

H2O 10,01 180,37 723,63 13.036,94

N2 20,28 568,12 20,28 568,12

CH3OH 0 0 1.980,06 63.447,03

Total 8.590,38 156.976,41 4.630,26 156.976,41

4. Menentukan Persamaan Kecepatan Reaksi


[

(

)]

( ) * (

) +

Reaksi2 : CO2(g) + 3H2(g)CH3OH(g) +H2O(g)

[

(

)]

( ) * (

) +

dengan:

(

) A B

k1 4,7 x 105 -113000

k2 3,34 x 106 -152900

((

) )

A B

5139 12,621

3066 10,592

(

) A B

KCO 2,16 x 10-5

46800

7,05 x 10-7

61700

( ) 6,37 x 10

-9 84000

50

ArZ

FFBA

AZZAZ.).(

ArZ

FFBA

AZZAZ.).(

Pi = Tekanan parsial gas, bar

R = Konstanta gas umum, cm3.bar/ mol.K

T = Suhu, K

(Rahmani, 2010)

5. Menyusun Neraca Massa dan Neraca Panas Pada Elemen Volume

a. Neraca massa gas pada elemen volume sebuah tube

Gas = A

aliran gas

FAz

Z

ΔZ

Z + ΔZ

FA Z + ∆Z

Elemen volume pada sebuah tuve: /4 x (IDT)2 x ∆Z

Asumsi :

- Aliran bersifat plug flow

- Difusi ke arah aksial dan radial diabaikan

- Aliran steady state

- Proses berlangsung non adiabatic dan non isotermal

Neraca massa A pada elemen volume tube

Rate of input – Rate of output – Rate of reaction = Rate of accumulation

0).( WrFAFA AZZZ

0)..( VtrFAFA BAZZZ

0)...( ZArFAFA BAZZZ

Kedua ruas dibagi dengan ∆Z, sehingga :

Diambil limit ∆Z mendekati nol, sehingga :

lim

51

)1(0 xFF AA

0AA F

dx

dF

dxFdF AA .0

dZ

dxF

dZ

dFA

A .0

ArdZ

dFBA

A .).(

ArdZ

dxFBA

Ao .).(.

0

)(.

A

BA

F

Ar

dZ

dx

0

2

.4

).(.)(.

A

BA

F

IDTr

dZ

dx

0

)(.

A

BA

F

Ar

dZ

dx

∆Z = 0

Dengan :

x = konversi total

Dengan A = ¼ . π. (IDT)2

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

Reaksi :

A + 2 B C

D + 3 B C + E

X1=0.96

X2=0.28

k1

k2

52

dZ

dx

Komponen Mula-mula Pada saat konversi x

CO FCO FCO=-FCO0*X1

H2 FH2 FH2=-(2*FCO0*X1+3*FCO20*X2)

CH3OH FCH3OH FCH3OH=FCO0*X1+FCO20*X2

CO2 FCO2 FCO2=-FCO2*X2

H2O FH2O FH2O=FCO20*X2

N2 FN2 FN2=FN20

Total FT= FCO + FH2+ FCH3OH + FCO2+ FH2O + FN2+ FCH4

Dengan:

A = Luas pori katalis, m2

ρB = Densitas bulk katalis, kg/m3

IDT = Diameter dalam tube, m

FCO = Laju alir CO masuk reaktor, mol/j

FH2 = Laju alir H2 masuk reaktor, kmol/j

FCH3OH = Laju alir CH3OH masuk reaktor, kmol/j

FCO2 = Laju alir CO2 masuk reaktor, kmol/j

FH2O = Laju alir H2O masuk reaktor, mol/j

FN2 = Laju alir N2 masuk reaktor, mol/j

FCH4 = Laju alir CH4 masuk reaktor, mol/j

FT = Jumlah laju alir semua komponen, mol/j

Nt = Jumlah tube

Z = Panjang tube dihitung dari atas, m

(-r1) = Kecepatan reaksi 1, mol/j.kgkatalis

(-r2) = Kecepatan reaksi 2, mol/j.kgkatalis

Pi = Tekanan parsial masing-masing komponen di sepanjang tube, bar

P = Tekanan reaksi di sepanjang tube, bar

R = Konstanta gas ideal, m3.bar/ mol.K

T = Temperature di sepanjang tube, K

= Konversi tiap increment panjang

53

0)).(.(.)(

).( 0

TpTIDTUdZ

xxFH

Z

HiHiAZZZ

AR

ZZZ

0)).(.(..).( 0

TpTIDTUddZ

dxFH

dZ

dHiAR

)).(.(..).( 0 TpTIDTUddZ

dxFH

dZ

dTFiCpi AR

)2.(..............................).(

)).(.(..).( 0

CpiFi

TpTIDTUddZ

dxFH

dZ

dT AR

b. Neraca panas pereaksi pada elemen volume

Reaktan mengalir di dalam tube yang berisi tumpukan katalisator dan

fluida pemanas mengalir di bagian shell. Aliran reaktan dan pemanas counter

current.

aliran reaktan aliran pemanas

Z

Tp Tp

Z+∆Z

Assumsi : steady state

Rate of input – Rate of output - Rate of reaction + panas dari pendingin =

Rate of accumulation

dt

dHTAUdxFHHiHi i

AARzzz ..)()( 0

0).()..(.)()( 0 TTZIDTUdxxFHHiHi pzzzARzzz

0).()..(.)()( 0 pzzzARzzz TTZIDTUdxxFHHiHi

Kedua ruas dibagi dengan ∆Z diperoleh :

Diambil limit ∆Z mendekati nol, sehingga :

T

54

Dengan asumsi ∆HR = ∆HR0

Keterangan :

Fi = Laju alir umpan masuk reaktor,mol/j

Cpi = Kapasitas panas komponen, kJ/mol.K

(∆HR) = Panas reaksi, kJ/kmol

Ud = Koefisien perpindahan panas overall kotor, kJ/j.m2.K

IDT = Diameter dalam tube, m

Tp = Suhu pendingin, K

c. Neraca panas pendingin pada elemen volume

Assumsi : steady state

heat input-heat output - heat yang dilepas = heataccumulation

Wp.Cpp.(Tpz-Tref)–Wp.Cpp.(Tpz+∆z-Tref)-π.(IDTD).∆Z.Ud.(Tp-T).Nt= 0

Kedua ruas dibagi dengan Wp.Cpp.∆Z, sehingga :

.( ).( )

.

Z Z ZTp Tp D UdT Tp Nt

Z Wp Cpp

Jika diambil 0Z , diperoleh :

0

.( ).lim ( )

.

Z Z Z

Z

Tp Tp D UdT Tp Nt

Z Wp Cpp

.( ).( )

.

dTp D UdT Tp Nt

dZ Wp Cpp

………..............................………....…...(3)

Keterangan :

Wp = Kecepatan alir fluida pendingin, kg/j

Cpp = Kapasitas panas pendingin, kJ/mol.K

T = Suhu gas umpan, K

Tp = Suhu pendingin, K

D = Diameter rata-rata tube, m

55

75.1

/

)1(15013

2

DpxG

xxx

D

G

dL

dP

LPL

PO

dLDpxG

xxx

D

GdP

0

3

2

75.1/

)1(150)1(

LDpxG

xxx

D

GPP OL

75.1

/

)1(150)1()(

3

2

75.1

/

)1(150

)1(

)( 3

2

DpxG

xx

L

Dxx

G

PP LO

d. Penurunan tekanan dalam pipa berisi katalisator

Dengan menggunakan persamaan Ergun :

Jadi persamaan differensial pressure drop :

campD

G

GDp

camp

dZ

dP

..

1.75,1

.

).1.(150 2

3

………......…..…..…..(4)

Dengan :

dP = Penurunan tekanan (kg.m/m2.j)

Dp = Diameter partikel katalis (m)

G = Kecepatan massa gas (kg/j)

ρcamp = Densitas gas (kg/m.j)

μcamp = Viskositas gas (kg/m3)

56

Algoritma Perhitungan

Input data :

- kondisi umpan reaktor :

FAo,FBo,FCo,FDo,WT ………dari perhit NM

- spesifikasi katalis

RHOBULK,EPS,DP

- sisi tube

IDT,ODT,NT,Ntb,PT,C ……… tabel 10 Kern

- sisi shell

Nsh,IDS,B ……… tabel 9 Kern

- kondisi pendingin

CPP,VP,KP,TPo

- data lain

Tr,RD,To,X1o,X2o,WP ……… ditentukan

Trial Z

Menyusun PD Simultan

Zo =(0:0.1:Z)

Yo = [X1o X2o To TPo Po FAo FBo FCo

FDo FEo FFo FGo] (Z,Y)=ode45(‘Reaktor’,Zo,Yo)

X = 0.96

Subroutine :

- menghitung mol masing-masing komponen

Fi = Fio*(1-X)

- menghitung fraksi mol

ymol(i) = Fi/FT

- menghitung massa

massa(i) = Fi * Bmi

- menghitung fraksi massa

ymassa(i) = massa(i)/Σmassa

- menghitung kapasitas panas

Cp = A + BT + CT2 + DT3

- menghitung viskositas

- menghitung konduktivitas

- menghitung kecepatan reaksi

- menghitung densitas

- menghitung bilangan Reynold

Re = D.G / μ

Tidak

Ya

57

- menghitung hi

- menghitung hio

- menghitung ho

- menghitung Uc

- menghitung Ud

Persamaan PD simultan

- dYdZ (1) = f(X1,Z)

- dYdZ (2) = f(X2,Z)

- dYdZ (3) = f(T,Z)

- dYdZ (4) = f(TP,Z)

- dYdZ (5) = f(P,Z)

58

function dYdZ=Reaktor(Z,Y)

global FAo FBo FCo FDo FEo FFo FTo To TPo IDS IDT ODT IDS Nt

Ntb WT Pt C B WP Nsh RD CPP KP VP Tr DHR Dp Rhob eps DHR1 DHR2

% Keterangan Y

% Y(1) = X1

% Y(2) = X2

% Y(3) = T

% Y(4) = TP

% Y(5) = P

%REAKSI

% Rx.1 : CO + 2 H2 -------> CH3OH

% Rx.2 : CO2 + 3 H2 -------> CH3OH + H2O

% MOL KOMPONEN

X1=Y(1);

X2=Y(2);

FA=FAo-FAo*X1;

FB=FBo-(2*FAo*X1+3*FDo*X2);

FC=FCo+FAo*X1+FDo*X2;

FD=FDo-FDo*X2;

FE=FEo+FDo*X2;

FF=FFo;

FT=FA+FB+FC+FD+FE+FF;

% FRAKSI MOL KOMPONEN

yA=FA/FT;

yB=FB/FT;

yC=FC/FT;

yD=FD/FT;

yE=FE/FT;

yF=FF/FT;

% TEKANAN PARSIAL KOMPONEN

PCO=yA.*Y(5);

PH2=yB.*Y(5);

PM=yC.*Y(5);

59

PCO2=yD.*Y(5);

PH2O=yE.*Y(5);

PN2=yF.*Y(5);

%DATA Cp (kJ/(mol.K));

CPA = [29.556 -6.5887e-3 2.0130e-5 -1.2227e-8 2.2617e-12];

CPB = [25.399 2.0178e-2 -3.8549e-5 3.1880e-8 -8.7585e-12];

CPC = [40.046 -3.8287e-2 2.4529e-4 -2.1679e-7 5.9909e-11];

CPD = [27.437 4.2315e-2 -1.9555e-5 3.9968e-9 -2.9872e-13];

CPE = [33.933 -8.4186e-3 2.9906e-5 -1.7825e-8 3.6934e-12];

CPF = [29.342 -3.5395e-3 1.0076e-5 -4.3116e-9 2.5935e-13];

CPTotal = [CPA;CPB;CPC;CPD;CPE;CPF];

fraksimol = [yA yB yC yD yE yF]';

%MENGHITUNG Cp KOMPONEN

Tantoine = [1 Y(3) Y(3)^2 Y(3)^3 Y(3)^4]';

CPi= CPTotal*Tantoine*10^-3;

Cpt = CPi'*fraksimol;

%MENGHITUNG INTEGRAL KAPASITAS PANAS PADA UMPAN MASUK(To)

CPT0 = [CPA;CPB;CPC;CPD;CPE;CPF];

INT0 = [To-Tr 1/2*(To^2-Tr^2) 1/3*(To^3-Tr^3) 1/4*(To^4-Tr^4)

1/5*(To^5-Tr^5)]';

ICPT0 = CPT0*INT0*10^-3;

%MENGHITUNG INTEGRAL KAPASITAS PANAS PADA INTERVAL PANJANG(Tz)

INTz = [Y(3)-Tr 1/2*(Y(3)^2-Tr^2) 1/3*(Y(3)^3-Tr^3)

1/4*(Y(3)^4-Tr^4) 1/5*(Y(3)^5-Tr^5)]';

ICPTz = CPTotal*INTz*10^-3;

%MENGHITUNG PANAS YANG DIBAWA UMPAN (Kj/jam)

Qin =

FAo*ICPT0(1)+FBo*ICPT0(2)+FCo*ICPT0(3)+FDo*ICPT0(4)+FEo*ICPT0(5)+FF

o*ICPT0(6);

60

%MENGHITUNG PANAS YANG DIBAWA PRODUK (Kj/jam)

Qout=FA*ICPTz(1)+FB*ICPTz(2)+FC*ICPTz(3)+FD*ICPTz(4)+FE*ICPTz(5)+FF

*ICPTz(6);

%MENGHITUNG PANAS REAKSI(Kj/jam)

DH1=DHR1*((CPC*Tantoine)-(CPA*Tantoine+2*CPB*Tantoine))*(Y(3)-

Tr);

DH2=DHR2*((CPC*Tantoine+CPE*Tantoine)-

(CPD*Tantoine+3*CPB*Tantoine))*(Y(3)-Tr);

QR =DH1*FAo*X1+DH2*FDo*X2

%MENGHITUNG PANAS YANG DISERAP PENDINGIN(Kj/jam)

QP = WP*CPP*(TPo-Y(4));

FCp=FA*CPi(1)+FB*CPi(2)+FC*CPi(3)+FD*CPi(4)+FE*CPi(5)+FF*CPi(6);

%MENGHITUNG PANAS YANG DIBUANG (Kj/jam)

Qp = QP+Qin-QR-Qout

% MASSA KOMPONEN(Kg/jam)

massaA=FA*28.01;

massaB=FB*2.016;

massaC=FC*32.04;

massaD=FD*44.01;

massaE=FE*18.015;

massaF=FF*28.014;

sigmamassa=massaA+massaB+massaC+massaD+massaE+massaF;

%FRAKSI MASSA KOMPONEN

xmassaA=massaA/sigmamassa;

xmassaB=massaB/sigmamassa;

xmassaC=massaC/sigmamassa;

xmassaD=massaD/sigmamassa;

xmassaE=massaE/sigmamassa;

xmassaF=massaF/sigmamassa;

61

%DATA VISKOSITAS(micropoise)

%Konversi ke kg/m.j, dikalikan 10^-7*3600

% Vis = Vis(1)*T^2 + Vis(2)*T + Vis(3)

VA = [35.086 5.0651e-1 -1.3314e-4];

VB = [27.758 2.1200e-1 -3.2800e-5];

VC = [-14.236 3.8935e-1 -6.2762e-5];

VD = [11.336 4.9918e-1 -1.0876e-4];

VE = [-36.826 4.2900e-1 -1.6200e-5];

VF = [42.606 4.7500e-1 -9.8800e-5];

Vi=[VA;VB;VC;VD;VE;VF];

Tvis=[1 Y(3) Y(3)^2]';

VAi=Vi*Tvis*3600e-07;

VIS=(xmassaA/VAi(1))+(xmassaB/VAi(2))+(xmassaC/VAi(3))+(xmassaD/VAi

(4))+(xmassaE/VAi(5))+(xmassaF/VAi(6));

Vt=(1/VIS);

% KONDUKTIVITAS PANAS(W/m.K)

% Konversi ke kJ/jam.m.K dikalikan 3.6

KAI =[0.00150 8.2713e-5 -1.9170e-8];

KBI =[0.03951 4.5918e-4 -6.4933e-8];

KCI =[0.00234 5.4340e-6 1.3154e-7];

KDI =[-0.01183 1.0174e-4 -2.2243e-8];

KEI =[0.00053 4.7093e-5 4.9551e-8];

KFI =[0.00303 7.5930e-5 -1.1014e-8];

KT=[KAI;KBI;KCI;KDI;KEI;KFI];

Tkond=[1 Y(3) Y(3)^2]';

Ki=KT*Tkond*3.6;

Kt=(xmassaA*Ki(1))+(xmassaB*Ki(2))+(xmassaC*Ki(3))+(xmassaD*Ki(4))+

(xmassaE*Ki(5))+(xmassaF*Ki(6));

%MENGHITUNG KOEFISIEN PANAS OVERALL (UD)

At=(pi*(IDT^2)*Nt)/(4*Ntb);

Ash=(IDS*C*B)/(Pt*Nsh);

Gs=WP/Ash;

62

Gt=WT/At;

Des=((4*0.5*Pt*0.86*Pt)-(4*0.5*pi*(ODT^2)/4))/(0.5*pi*ODT);

Res=Des*Gs/VP;

Ret=IDT*Gt/Vt;

HI =(0.027)*(Ret^0.8)*((Cpt*Vt/Kt)^(1/3))*(Kt/IDT);

HO = (.36)*(Res^.55)* ((CPP * VP/KP)^(1/3))*(KP/Des);

HIO = HI * (IDT / ODT);

UC = (HIO * HO) / (HIO + HO);

UD = UC / (1 + (RD * UC));

% MENGHITUNG KECEPATAN REAKSI

% konstanta kecepatan reaksi

k1=5.7*10^5*(exp(-113000/(83.14*Y(3))));

k2=4.1*10^6*(exp(-161500/(83.14*Y(3))));

KCO=2.16*10^-5*(exp(46800/(83.14*Y(3))));

KCO2=7.05*10^-7*(exp(61700/(83.14*Y(3))));

KH2OH2=6.37*10^-9*(exp(84000/(83.14*Y(3))));

Kp1=10^((5139/Y(3))-12.621);

Kp2=10^((3066/Y(3))-10.592);

DEN=1+KCO*PCO+KCO2*PCO2;

% kecepatan reaksi

R1=(k1*KCO*((PCO*(PH2^1.5))-

(PM/((PH2^0.5)/Kp1))))/(DEN*((PH2^0.5)+(KH2OH2*PH2O)));

R2=(k2*KCO2*((PCO2*(PH2^1.5))-

((PM*PH2O)/((PH2^1.5)/Kp2))))/(DEN*((PH2^0.5)+(KH2OH2*PH2O)));

%PERSAMAAN DIFFERENSIAL

dYdZ1=(R1*(pi/4)*(IDT^2)*Rhob)/(FAo/Nt);

dYdZ2=(R2*(pi/4)*(IDT^2)*Rhob)/(FDo/Nt);

dYdZ3=((((-DHR1*FA)+(-DHR2*FD))*(pi/4)*(IDT^2)*Rhob)-

(UD*pi*ODT*(Y(3)-Y(4))))/FCp;

dYdZ4=(UD*pi*IDT*(Y(3)-Y(4))*Nt)/(WP*CPP);

dYdZ5=-((150*(1-eps)*(Vt)/Dp/Gt)+1.75)*(Gt^2*(1-

eps)/IDT*eps^3)/3600^2/1.01325e4;

dYdZ6=[(-(dYdZ1*FAo)) (-((dYdZ1*2*FAo)+(3*FDo*dYdZ2)))

(FAo*dYdZ1+FDo*dYdZ2) (-(dYdZ2*FDo)) (FDo*dYdZ2) FFo];

63

dYdZ=[dYdZ1 dYdZ2 dYdZ3 dYdZ4 dYdZ5 dYdZ6];

dYdZ=dYdZ';

Run program:

clear all

clc

global FAo FBo FCo FDo FEo FFo FTo X1o X2o To TPo Po IDS IDT IDTin

ODT ODTin IDS IDSin Nt Ntb WT Pt C B WP Nsh RD CPP KP VP Tr RG

Dp Rhob eps DHR1 DHR2

% A=CO

% B=H2

% C=CH3OH

% D=CO2

% E=H2O

% F=N2

%REAKSI

% Rx.1 : CO + 2 H2 -------> CH3OH

% Rx.2 : CO2 + 3 H2 -------> CH3OH + H2O

% DATA UMPAN REAKTOR

X1o= 0; % konversi mula-mula

X2o= 0; % konversi mula-mula

To = 473.15; % suhu mula-mula (K)

TPo= 313.15; % suhu pendingin (K)

Po = 50.14; % Tekanan (bar)

FAo= 1312.73*10^3; % mol/jam

FBo= 4692.72*10^3; % mol/jam

FCo= 0; % mol/jam

FDo= 2460.19*10^3; % mol/jam

FEo= 9.60*10^3; % mol/jam

FFo= 20.08*10^3; % mol/jam

FTo= 8495.32*10^3; % mol/jam

WT = 155242.25; % laju umpan reaktan

(kg/jam)

64

% DATA TUBE DAN SHELL

IDTin =1.37; % diameter dalam tube

(inc)

IDT = IDTin*0.0254; % diameter dalam tube (m)

ODTin =1.5; % diameter luar tube (inc)

ODT = ODTin*0.0254; % diameter luar tube (m)

IDSin = 69; % diameter reaktor (in)

IDS = IDSin*0.0254; % diameter reaktor (m)

Nt = 611; % jumlah tube

Ntb = 1; % jumlah tube pass

Nsh = 1; % jumlah shell pass

Pt = 0.047625; % pitch (m)

C = Pt-ODT; % clearance (m)

B = 0.5*IDS; % bafle spacing (m)

RD = 0.018351; % dirt factor (jam m2

K/kj)

% DATA KATALIS

Dp = 0.009906; % dia partikel(m)

Rhob = 1400; % densitas katalis (kg/m3)

eps = 0.133; % porositas

% DATA PENDINGIN

WP = 62838.07611; % laju pendingin (kg/jam)

CPP = 2.079; % kapasitas panas

pendingin (kj/kg K)

VP = 1.404; % viskositas pendingin

(kg/m jam)

KP = 0.8195; % konduktivitas pendingin

(Kj/m jam K)

% DATA PANAS REAKSI

DHR1 = -904.1*10^-3; % panas standar reaksi 1

(kJ/mol)

DHR2 = -492.4*10^-3; % panas standar reaksi 2

(kJ/mol)

Tr = 298.15; % suhu referensi (K)

65

% PENYELESAIAN PD SIMULTAN

Zo=(0:0.1:20);

Yo=[X1o X2o To TPo Po FAo FBo FCo FDo FEo FFo];

[Z Y]=ode45('Reaktor',Zo,Yo);

X1=Y(:,1);

X2=Y(:,2);

T=Y(:,3);

TP=Y(:,4);

P=Y(:,5);

FA=Y(:,6);

FB=Y(:,7);

FC=Y(:,8);

FD=Y(:,9);

FE=Y(:,10);

FF=Y(:,11);

n=size(Z);

disp(' ')

disp('hasil perhitungan bed')

disp('-------------------------------------------------------------

--------------------------')

disp('Tinggi Konversi Temperatur

Temperatur Pendingin Preassure')

disp(' (m) Reaksi 1 Reaksi 2 (K)

(K) (atm)')

disp('=============================================================

==========================')

for i=1:n

fprintf('%8.4f%11.4f%12.4f%17.4f%19.4f%20.4f\n',Z(i),X1(i),X2(i),T(

i),TP(i),P(i))

end

disp('------------------------------------------------------------

--------------------------')

% TAMPILKAN GRAFIK


figure(1)

66




ylabel('Konversi CO')

grid


figure(2)




ylabel('Konversi CO2')

grid

%Grafik hubungan Z vs T

figure(3)

plot(Z,Y(:,3),'black-',Z,Y(:,4),'blue-')

title('Distribusi Temperatur')


ylabel('Temperatur (K)')

grid

%Grafik hubungan Z vs P

figure(4)



ylabel('Tekanan (bar)')

title('Distribusi Tekanan')

grid

67

Penyelesaian program yang didapat:

hasil perhitungan bed

---------------------------------------------------------------------------------------

Tinggi Konversi Temperatur Temperatur Pendingin

Preassure

(m) Reaksi 1 Reaksi 2 (K) (K) (atm)

=================================================================

======================

1.0000 0.2658 0.0307 483.7650 316.9578 50.0841

19.3000 0.9551 0.2851 598.1653 398.7978 49.0616

19.4000 0.9552 0.2853 598.6707 399.2702 49.0560

19.5000 0.9554 0.2855 599.1758 399.7428 49.0504

19.6000 0.9555 0.2857 599.6805 400.2155 49.0448

19.7000 0.9556 0.2859 600.1848 400.6884 49.0392

19.8000 0.9557 0.2861 600.6888 401.1613 49.0336

19.9000 0.9557 0.2863 601.1924 401.6343 49.0281

20.0000 0.9558 0.2865 601.6957 402.1075 49.0225

68

Dowtherm A

out

GAMBAR RANCANGAN REAKTOR

IDS

ODp

Z

h

ts

th

ODin

ODout

0,44 m

10,6 m

0,5 m

0,06 m

0,07 m

1,9 m

0,66 m

0,5 m

0,088 m

0,2 mti

b

PP Metanol dari Batubara dengan Proses Gasifikasi Kapasitas 500.000 ton per tahun.pdf

Documents