DAFTAR PUSTAKA
1. Barresi, A.; Baldi, G.; Fissore, D., ”Forced Unsteady State Reactors as Efficient Devices for Integrated Processes”, Keynote Lecture, Politecnico di Torino, 1999. 2. Berezowski, M.; Pawel, P.; Elling, W.J., “Dynamic of Heat Integrated Pseudohomogeneous Tubular Reactors with Axial Dispersion”, Chemical Engineering and Processing 39, 2000, 181-188. 3. Boreskov, G.K.; Matros, Yu., “Unsteady State Performance of Heterogeneous Catalytic Reactor”, Catalysis Reviews : Science and Engineering 25, 1983, 551-590. 4. Budhi, Y.W., “Reverse Flow Reactor Operation for Control of Catalyst Surface Coverage”, Disertasi Doktor, Eindhoven University of Technology, The Netherlands, 2005(a). 5. Budhi,Y.W.,”Intesifikasi Proses : Daya Dorong Tapal Batas Teknik Kimia dalam Merekayasa Ulang Pabrik Kimia”, Prosiding Seminar Fundamental dan Aplikasi Teknik Kimia 2005, Jurusan Teknik Kimia ITS, Surabaya, 2005(b). 6. Budhi, Y.W.; Jaree, A.; Hoebink, J.H.B.J.; Schouten, J.C., “Simulation of Reverse Flow Operation for Manipulation of Catalyst Surface Coverage in The Selective Oxidation of Ammonia”, Chemical Engineering Science Vol 59, 2004(a), 4125-4135. 7. Budhi, Y.W.; Hoebink, J.H.B.J.; Schouten, J.C.,” Reverse Flow Operation with Reactor Side Feeding: Analysis, Modeling, and Simulation”, Industrial and Engineering Chemistry Research 43, 2004(b), 6955-6963. 8. Budhi, Y.W.; Hoebink, J.H.B.J.; Schouten, J.C.,” Reverse Flow Operation with Side Feeding to Improve Reactor Performance”, Seminar Internasional Indonesian Students Scientific Meeting 2003, Delft, The Netherlands, 2003. 9. Dufour, P.; Couenne, F.; Tourre, Y., “Model Predictive Control of a Catalytic Reverse Flow Reactor”, IEEE Transactions on Control System Technology 11, 2003. 10. Ferreira, R.Q.; Costa, C.A.; Masetti, S.; ”Reverse Flow Reactor for a Selective Oxidation Process”, Chemical Engineering Science 54, 1999, 4615-4627. 11. Frank-Kamenetski, D.A., “Diffusion and Heat Exchange in Chemical Kinetics”, Princeton University Press, NJ, USA, 1955. 12. Froment, G.F.; K.B. Bischoff, “Chemical Reactor Analysis and Design”, edisi 2, John Willey dan Sons,1977. 13. Hoebink, J.H.B.J.; Nievergeld, A.J.L.; Marin, G.B., “NPT Procestechnologie”, 1995. 14. Jones, D.O., “Process Intensfication of Batch, Exothermic Reactors”, HSE Contract Report no.105/1996, WS Atkins Safety and Reliability Corp., 1996. 15. Levenspiel,O., “Chemical Reaction Engineering”, edisi 3, John Willey dan Sons, 1987.
- 62 -
16. Martins, A.; Paulo, L.; Madalena, D.; Jose, C.L., “Process Intensification by Modelling and Modifying Packed Bed Reactor”, NATO CCMS Pilot Study on Clean Product and Process, 2003 17. Matros, Yu. Sh.; Boreskov, G.K., “Catalytic Process Carried Out Under Nonstationary Condition”, Chemical Engineering Science Vol 20(6), 1979, 636-641. 18. Matros, Yu.Sh., ”Performance of Catalytic Processes Under Unsteady Condition”, Chemical Engineering Science 45, 1990, 2097-2102. 19. Matros, Yu.Sh.; Buminovich, G.H., “Reverse Flow Operation in Fixed Bed Catalytic Reactors”, Catalyst Review-Science and Engineering 38, 1996, 1-68. 20. Neophytides, S.N.; Froment, G.F., “A Bench Scale Study of Reversed Flow Methanol Synthesis”, Industrial Engineering Chemistry 31, 1992, 15831589. 21. Nieken, U., Kolios,G., Eigenberger,G., “Control of The Ignited Steady State in Autothermal Fixed Bed Reactor for Catalytic Combustion”, Chemical Engineering Science 49, 1994 5507-5518. 22. Philips, C.H.; Keith, T.S., “Development of A Novel Integrated Chemical Reactor-Heat Exchanger”, Chart-Marston Courtesy, 2000. 23. Putrawan, I.D.G.A.,”Handout TK-3105 Perancangan Mekanik Bejana Proses”.Program Studi Teknik Kimia-Institut Teknologi Bandung. 24. S.I Reshetnikov, A.; Ivanov,L.; Kiwi-Minsker.; A.Renken., ”Performance Enhancemet by Unsteady State Reactor Operation :Theoretcal Analysis for Two-Site Kinetic Model”,Chemical Engineering Technology Vol 26 (7), Willey-VCH, 2003, 751-158. 25. Salinger, A.G.; Eigenberger, G, “The Direct Calculation of Periodic States of the Reverse Flow Reactor – I. Methodology and Propane Combustion Results”, Chemical Engineering Science 51, 1996, 4903-4913. 26. Silveston, P.L.,”Composition Modulation of Catalytic Reactors”, Gordon and Breach, Ontario, Canada, 1998. 27. Silveston, P.L.; Hudgins, R.R.; Renken, A. , ”Periodic operation of Catalytic Reactors Introduction and Overview”, Catalysis Today 25, 1995, 91-112. 28. Thullie, J.; Burghardt, A., “Application of Flow Reversal Reactor to The Methanol Synthesis”, Unsteady State Process in Catalysis, VPS BV Utrecht, 1990. 29. Van Sint Annaland, M., “A Novel Reverse Flow Reactor Coupling Endothermic and Exothermic Reaction”, Disertasi Doktor, Universiteit Twente, The Netherlands, 2000.
- 63 -
LAMPIRAN A DATA LITERATUR
A.1
A.2
Panas Pembakaran Standard ∆Hc,H2 :
: -242.000 kJ/kmol
∆Hc,CO
: -283.000 kJ/kmol
Tetapan Gas dan Massa Atom Relatif R
A.3
A.4
:
0.08205 L.atm/mol.K
Ar. C :
12
Ar.H :
1
Ar.O :
16
Ar.N :
14
Flammability Limits (% volume dalam campuran gas) H2
:
4
CO
:
12,5
Temperatur Ignition Minimum H2
:
1056 oF
CO
:
1128 oF
- 64 -
LAMPIRAN B CONTOH PERHITUNGAN
B.1
Laju Alir Gas Produser Dimensi reaktor. - Diameter reaktor (dr)
: 0.027 m
- Panjang reaktor (Lr)
: 0.79 m
- Volume reaktor (Vr)
: ¼ * 3.14 * dr2 * Lr = 0.00045208 m3
Waktu tinggal gas di reaktor (τg)
: 0.04 detik
Laju alir volumetrik gas (V)
:
Vr * ε g
τg
= 0.00282556 m3/detik.
Kondisi operasional - Tekanan
: 1.5 atm
- Temperatur
: 873 K
- Konstanta gas ideal : 0.00008206 m3.atm/mol.K Laju alir mol gas (nT) :
B.2
P *V = R *T
0.059162947 mol/detik
Laju Alir masing-masing Komponen Gas Produser Komposisi Gas Produser (fraksi mol) CO
17.40%
CO2
12.80%
H2
14.90%
H2O
10.10%
N2
44.70%
Tar (C7H8)
0.10%
Laju alir masing-masing komponen = fraksi mol komponen * nT, sehingga didapatkan komposisi: Gas
mol /detik
CO
0.01029435
CO2
0.00757286
- 65 -
B.3
H2
0.00881528
H2O
0.00597546
N2
0.02644584
Tar (C7H8)
0.00005916
Kebutuhan oksigen Oksigen yang diumpankan sebesar 2% dari kebutuhan reaksi pembakaran gas CO dan H2. Reaksi pembakaran gas CO dan H2, sebagai berikut: CO + ½ O2
CO2
H2 + ½ O2
H2O
O2 yang dibutuhkan = ½ * [2% * (mol CO + mol H2)] = 0.000191 mol/detik B.4
NHV gas produser umpan Reaksi pembakaran komponen gas produser CO + ½ O2
CO2
H2 + ½ O2
H2O
Nilai kalor pembakaran dari H2 dan CO adalah sebagai berikut :
Gas Nilai Pembakaran (J/mol) H2
283000
CO
242000
Nilai kalor gas hasil dapat dihitung berdasarkan data tersebut dan komposisi masing-masing gas bakar melalui persamaan :
NHV =
( x CO * 242000 ) + ( x H * 283000 ) 2
100
- 66 -
= 85025,38 J
LAMPIRAN C DATA MENTAH
C.1 Profil temperatur fungsi waktu dari beberapa variasi teknik posisi umpan gas produser untuk awal pembakaran (start up) ditunjukkan pada Gambar C.1
1000
800 Z = 0,5
600
Z = 0,3
400 200
Temperatur (K)
Temperatur (K)
1000
0
Z = 0,5
600 400 200 0
0
3000
6000
9000
0
Waktu (detik)
Z = 0,5
400 Z = 0,3
0 0
750
4500
Gambar C.1 Profil temperatur fungsi waktu dengan berbagai variasi teknik start up (a) Teknik no 1, (b) Teknik no 2, dan (c) Teknik no 3 dengan Tumpan = 300 K, laju alir umpan oksigen 2% dari kebutuhan stokiometri untuk membakar gas CO dan H2, dan τ = 0,04 s.
800
200
3000
(b) Teknik no 2
1000
600
1500
Waktu (detik)
(a) Teknik no 1
Temperatur (K)
Z = 0,3
800
1500 2250 3000
Waktu (detik)
(c) Teknik no 4
- 67 -
C.2 Profil konsentrasi tar (C7H8) di sepanjang reaktor dari beberapa variasi teknik posisi umpan gas produser untuk awal pembakaran (start up) ditunjukkan
0.025
t = 1500 detik
0.02 t = 3000 detik
0.015 0.01
t = 0,1 detik
0.005
t = 0 detik
0 0.0
0.2
0.4
0.6
Konsentrasi tar (mol.m -3)
Konsentrasi tar (mol.m -3)
pada Gambar C.2
0.8
Konsentrasi tar (mol.m -3)
t = 0,1 detik t = 3000 detik
0.020939 t = 3000 detik
0.020938 t = 1500 detik
0.020937 0.020936 0.020935 0.2
0.4
0.6
0.8
Gambar C.2 Profil konsentrasi C7H8 dengan berbagai variasi teknik start up (a) Teknik no 1, (b) Teknik no 2, dan (c) Teknik no 3 dengan Tumpan = 300 K, laju alir umpan oksigen 2% dari kebutuhan stokiometri untuk membakar gas CO dan H2, dan τ = 0,04 s.
t = 0 detik
0.4
0.02094
(b) Teknik no 2
t = 1500 detik
0.2
0.020941
Panjang reaktor (m)
(a) Teknik no 1
0.0
t = 0,1 detik
0.0
Panjang reaktor (m)
0.2 0.18 0.16 0.14 0.12 0.1 0.08 0.06 0.04 0.02 0
0.020942
0.6
0.8
Panjang reaktor (m)
(c) Teknik no 4
- 68 -
C.3 Profil konsentrasi CO di sepanjang reaktor dari beberapa variasi teknik posisi umpan gas produser untuk awal pembakaran (start up) ditunjukkan pada
4 3.5 t = 1500 detik
3 2.5 2
t = 3000 detik
1.5
t = 0,1 detik
1 t = 0 detik
0.5 0 0.0
0.2
0.4
0.6
Konsentrasi CO (mol.m -3)
Konsentrasi CO (mol.m -3)
Gambar C.3
0.8
Konsentrasi CO (mol.m -3)
3 t = 1500 detik
2 1.5 t = 0,1 detik
0.5 0 0.0
0.2
0.4
3.63
t = 3000 detik
3.625 3.62 0.2
0.4
0.6
0.8
Gambar C.3 Profil konsentrasi CO dengan berbagai variasi teknik start up (a) Teknik no 1, (b) Teknik no 2, dan (c) Teknik no 3 dengan Tumpan = 300 K, laju alir umpan oksigen 2% dari kebutuhan stokiometri untuk membakar gas CO dan H2, dan τ = 0,04 s.
3.5
t = 0 detik
t = 1500 detik
(b) Teknik no 2
t = 3000 detik
1
3.635
Panjang reaktor (m)
(a) Teknik no 1
2.5
3.64
0.0
Panjang reaktor (m)
4
t = 0,1 detik
3.645
0.6
0.8
Panjang reaktor (m)
(c) Teknik no 4
- 69 -
C.4 Profil konsentrasi H2 di sepanjang reaktor dari beberapa variasi teknik posisi umpan gas produser untuk awal pembakaran (start up) ditunjukkan pada
3 2.5 t = 1500 detik
2 1.5 t = 0,1 detik
1
t = 3000 detik
t = 0 detik
0.5 0
3 2.5 2
t = 1500 detik
1.5
t = 3000 detik
1 0.5 0
0.0
0.2
0.4
0.6
0.8
0.0
Panjang reaktor (m)
t = 1500 detik t = 3000 detik
1.5 1
t = 0,1 detik
t = 0 detik
0.5 0 0.0
0.2
0.4
0.6
0.8
Gambar C.4 Profil konsentrasi H2 dengan berbagai variasi teknik start up (a) Teknik no 1, (b) Teknik no 2, dan (c) Teknik no 3 dengan Tumpan = 300 K, laju alir umpan oksigen 2% dari kebutuhan stokiometri untuk membakar gas CO dan H2, dan τ = 0,04 s.
3
2
0.4
(b) Teknik no 2
3.5
2.5
0.2
Panjang reaktor (m)
(a) Teknik no 1
Konsentrasi H2 (mol.m -3)
t = 0,1 detik
3.5
3.5
Konsentrasi H2 (mol.m -3)
Konsentrasi H2 (mol.m-3)
Gambar C.4
0.6
0.8
Panjang reaktor (m)
(c) Teknik no 4
- 70 -
