PABRIK DIMETIL ETER DARI LIMBAH POLIETILEN TEREFTALAT (PET) DENGAN PROSES DIRECT SYNTHESIS

TUGAS AKHIR – TK 090324

PABRIK DIMETIL ETER DARI LIMBAH POLIETILEN TEREFTALAT (PET) DENGAN PROSES DIRECT SYNTHESIS MUHAMMAD ZULHILMI NRP. 2311 030 059 FAJAR WIYONO NRP. 2311 030 073 Dosen Pembimbing Ir. Agus Surono, M.T

PROGRAM STUDI D3 TEKNIK KIMIA Fakultas Teknologi Industri Institut Teknologi Sepuluh Nopember Surabaya 2014

FINAL PROJECT – TK 090324

DIMETHYL ETHER (DME) FACTORY FROM WASTE POLYETHYLENE TEREPHTALATE (PET) WITH DIRECT SYNTHESIS PROCESS MUHAMMAD ZULHILMI NRP. 2311 030 059 FAJAR WIYONO NRP. 2311 030 073 Supervisor Ir. Agus Surono, M.T

DEPARTMENT OF DIII CHEMICAL ENGINEERING Faculty of Industrial Technology Institut Teknologi Sepuluh Nopember Surabaya 2014

PABRIK DIMETIL ETER (DME) DARI LIMBAH POLIETILEN TEREFTALAT (PET) DENGAN PROSES DIRECT SYNTHESIS Nama Mahasiswa : Muhammad Zulhilmi (2311030059) : Fajar Wiyono (2311030073) Jurusan : DIII Teknik Kimia FTI-ITS Dosen Pembimbing : Ir.Agus Surono, MT

Abstrak Impor LPG menunjukkan peningkatan tiap tahunnya, maka direncanakan mendirikan pabrik DME untuk memenuhi kebutuhan bahan bakar gas nasional. DME memiliki fungsi utama sebagai pengganti LPG konvensional. Rencana lokasi pendirian pabrik dipilih Sepanjang, Sidoarjo, karena ketersediaan bahan baku, kemudahan transportasi dan sumber air. DME dari limbah PET dibuat dengan proses sintesa langsung melalui 6 tahap. Tahap pertama untuk memperkecil ukuran dan menghilangkan impurities. Tahap kedua untuk mengubah bahan baku dari fase padat menjadi fase gas pada temperatur 950ºC dan tekanan 34 bar. Tahap ketiga untuk menambah kuantitas gas H2 dengan proses water gas shift reaction. Tahap keempat yaitu memisahkan gas dan H2O sisa pada alat separator. Tahap kelima yaitu mereaksikan CO dan H2 pada temperatur 250ºC dan tekanan 50 bar untuk menghasilkan DME. Tahap terakhir yaitu pemurnian DME dengan cara distilasi. Pabrik DME bekerja secara kontinyu dan beroperasi selama 330 hari/tahun dengan kapasitas produksi 10.000 ton/tahun. PET yang dibutuhkan sebesar 18.939 kg/hari. Kebutuhan utilitasnya adalah air sanitasi, air umpan boiler, air proses dan air make up masing-masing sebesar 7,17; 294,646; 1099,352 dan 58,929 m3/jam. Kata Kunci: DME, limbah PET, direct synthesis

DIMETHYL ETHER (DME) FACTORY FROM WASTE POLYETHYLENE TEREPHTALATE (PET) WITH DIRECT SYNTHESIS PROCESS Name Department Supervisor

: Muhammad Zulhilmi (2311 030 059) : Fajar Wiyono (2311 030 073) : DIII Chemical Engineeering FTI-ITS : Ir.Agus Surono, MT

Abstract Import of LPG indicates an increase every year, it is planned to set up factories to fulfill the national needs of the LPG. DME has a primary function as a substituent for LPG. Location plan of the establishment of the factory in Sepanjang, Sidoarjo, because of the availability of selected raw materials, ease of transportation and water source. DME from waste PET is made with the direct synthesis process through 6 stages. The first stage to minimize the size and eliminate impurities. The second stage is to change the material phase from solid to gas at temperature of 950 C and a pressure of 34 bar. third stage to increase the amount of H2 by water gas shift reaction. The fourth stage is separating the gas from the water. The fifth stage is reacting CO and H2 to produce DME at temperature 250 C and 50 bar pressure. The last stage is DME purification by distillation process. The DME factory worked continuously and operates over 330 days/year with production capacity 10,000 tons/year. PET waste is needed 18,939 kg/day. Needs of utility is the water sanitation, boiler feed water, process water and water make up each amounting to 7.17; 294,646; 1099,352 and 58,929 m3/hour. Key word :DME , waste PET, Direct synthesis

KATA PENGANTAR Puji syukur kehadirat Allah SWT atas berkat dan rahmat – Nya, sehingga kami dapat menyelesaikan laporan tugas akhir dengan judul : ” PABRIK DIMETIL ETER (DME) DARI LIMBAH POLIETILEN TEREFTALAT (PET) DENGAN PROSES DIRECT SYNTHESIS ” Laporan tugas akhir ini merupakan tahap akhir dari penyusunan tugas akhir yang merupakan salah satu syarat untuk memperoleh gelar Ahli Madya (Amd) di Program Studi D3 Teknik Kimia FTI – ITS. Pada kesempatan kali ini atas segala bantuannya dalam pengerjaan laporan tugas akhir ini, kami mengucapkan terimakasih kepada : 1. Bapak Ir. Budi Setiawan, MT selaku Ketua Program Studi D3 Teknik Kimia FTI – ITS. 2. Ibu Dr. Ir. Niniek Fajar P, M.Eng selaku Koordinator Tugas Akhir Program Studi D3 Teknik Kimia FTI – ITS. 3. Bapak Ir.Agus Surono, M.T selaku dosen pembimbing kami 4. Bapak Ir.Imam Syafril, M.T dan Ibu Ir.Elly Agustiani, M.Eng selaku dosen penguji. 5. Seluruh dosen dan karyawan Program Studi D3 Teknik Kimia FTI – ITS. 6. Kedua orang tua dan keluarga kami yang telah banyak memberikan dukungan moral dan materiil. 7. Rekan – rekan seperjuangan, Buffer pH 11, serta angkatan 2012 dan angkatan 2013. 8. Teman dan sahabat yang telah memberikan dukungan selama ini. Surabaya, 20 Juli 2014

Penyusun

DAFTAR ISI HALAMAN JUDUL LEMBAR PERSETUJUAN LEMBAR PENGESAHAN KATA PENGANTAR ABSTRAK ................................................................................ ABSTRACT .............................................................................. DAFTAR ISI ............................................................................. DAFTAR GAMBAR................................................................. DAFTAR TABEL ..................................................................... BAB I PENDAHULUAN I.1 Latar Belakang ........................................................... I.2 Dasar Teori ................................................................. I.3 Kegunaan .................................................................... I.4 Sifat Kimia dan Fisika ................................................ BAB II TINJAUAN PUSTAKA II.1 Macam Proses ........................................................... II.2 Seleksi Proses............................................................ II.3 Uraian Proses Terpilih .............................................. II.4 Blok Diagram Proses ................................................ BAB III NERACA MASSA ...................................................... BAB IV NERACA PANAS ...................................................... BAB V SPESIFIKASI ALAT .................................................. BAB VI UTILITAS VI.1 Air ............................................................................ VI.2 Steam ....................................................................... VI.2 Listrik ...................................................................... VI.2 Bahan bakar ............................................................. VI.2 Perhitungan Kebutuhan Air ..................................... BAB VII KESELAMATAN DAN KESEHATAN KERJA VII.1 Keselamatan dan Kesehatan Kerja (K3) Secara Umum ................................................................... VII.2 Usaha – usaha keselamatan kerja ........................... VII.3 Alat Pelindung Diri ................................................

iii

i ii iii v vi I-1 I-8 I-11 I-11 II-2 II-16 II-16 II-17 III-1 IV-1 V-1 VI-1 VI-7 VI-7 VI-7 VI-8

VII-1 VII-3 VII-5

BAB VIII ALAT UKUR DAN INSTRUMENTASI VIII.1 Alat Ukur secara Umum ................................... VIII-1 VIII.2 Sistem Instrumentasi pada Pabrik DME dari PET ...................................................................... VIII-4 BAB IX PENGOLAHAN LIMBAH INDUSTRI KIMIA IX.1. Sumber dan karakteristik limbah ........................ IX-1 IX.2. Pengolahan Limbah ............................................ IX-4 BAB X KESIMPULAN ........................................................ X-1 DAFTAR PUSTAKA............................................................ vii APPENDIKS A NERACA MASSA ..................................... A-1 APPENDIKS B NERACA PANAS ...................................... B-1 APPENDIKS C SPESIFIKASI PERALATAN .................... C-1 Proses Flow Diagram Pabrik DME ....................................... ix Proses Flow Diagram Utilitas Pabrik DME .......................... x

iv

DAFTAR GAMBAR Gambar I.1 Grafik Data produksi LPG di Indonesia ........... I-3 Gambar I.2 Grafik Proyeksi untuk produksi, ekspor, impor, dan Konsumsi LPG di Indonesia ............................. I-4 Gambar I.3 Grafik Pengembangan DME dari tahun ke tahun ................................................................. I-4 Gambar II.1 Skema Proses Pembuatan Dimetyl Ether .......... II-1 Gambar II.2 Proses Pembuatan DME Haldor Topsoe........... II-5 Gambar II.3 Proses Pembuatan DME proses Lurgi .............. II-6 Gambar II.4 Pabrik DME di Trinidad Teknologi Lurgi ........ II-7 Gambar II.5 Proses Pembuatan DME proven TEC ............... II-8 Gambar II.6 Reaktor Pembuatan DME versi JFE ................. II-8 Gambar II.7 Proses Pembuatan DME Proses MGC ........ II-9 Gambar II.8 Gambar Proses Direct Sintesis perusahaan JFE Holdings ............................................................ II-12 Gambar II.9 Diagram Proses Sintesa langsung DME ........... II-15 Gambar II.10 Diagram alir Sintesa Langsung DME .......... II-16

DAFTAR TABEL Perbandingan Karakteristik Bahan bakar diesel ....................................................................... I-3 Tabel I.2 Macam-macam proses pembuatan DME ......... II-2 Tabel I.3 Kondisi Reaksi Sintesa tidak Langsung dan Langsung........................................................... II-14 Tabel I.4 Perbandingan kondisi operasi proses sintesa langsung DME tiap-tiap Developer................................. I-5 Tabel III.2 Neraca Massa pada Rotary Knife Cutter .......... III-2 Tabel III.3 Neraca Massa pada Washer .............................. III-2 Tabel III.4 Neraca Massa pada Gasifier ............................. III-3 Tabel III.5 Neraca Massa pada Water Gas Shift Reactor ... .......................................................................... III-3 Tabel III.6 Neraca Massa pada Separator I ......................... III-4 Tabel III.7 Neraca Massa pada Reaktor Sintesa DME ....... III-5 Tabel III.8 Neraca Massa pada Kolom Distilasi ................. III-6 Tabel IV.1 Neraca Panas pada Vaporizer.......................... IV-3 Tabel IV.2 Neraca Panas pada Heat Exchanger ................ IV-3 Tabel IV.3 Neraca Panas pada Gasifier ............................. IV-4 Tabel IV.4 Neraca Panas pada Reactor WGS ................... IV-6 Tabel IV.5 Neraca Panas pada Heat Exchanger ................ IV-7 Tabel IV.6 Neraca Panas pada Separator I ....................... IV-8 Tabel IV.7 Neraca Panas pada Compressor ...................... IV-8 Tabel IV.8 Neraca Panas pada Heat Exchanger ................ IV-9 Tabel IV.9 Neraca Panas pada Reactor Sintesa DME ....... IV-10 Tabel IV.10 Neraca Panas pada Heat Exchanger ............. IV-11 Tabel IV.11 Neraca Panas pada Separator II ..................... IV-11 Tabel IV.13 Neraca Panas pada Kolom Distilasi ............. IV-12 Tabel IV.14 Neraca Panas Compressor ............................. IV-13 Tabel IV.15 Neraca Panas Compressor ............................. IV-13 Tabel IV.16 Neraca Panas pada Heat Exchanger .............. IV-14 Tabel I.1

vi

BAB I PENDAHULUAN I.1 Latar Belakang  Sejarah Pabrik Dimethyl Ether (DME) pertama kali didirikan di negara Jepang pada tahun 2002 untuk menanggulangi krisis energi di Jepang. Pabrik ini didirikan oleh developer JFE Holdings (Jeiefui Horudingusu Kabushikigaisha) dengan kapasitas 5 ton/hari menggunakan proses direct synthesis (Hubert, 2006). Setahun kemudian, pabrik DME didirikan di negara China oleh Developer TEC (Toyo Engineering Corporation) dengan kapasitas 10.000 ton/tahun. Pada tahun yang sama, pabrik DME juga didirikan di Kushiro, Jepang oleh developer JFE Holdings (Jeiefui Horudingusu Kabushikigaisha) dengan kapasitas 5 ton/hari, lalu pada tahun 2005 berkembang menjadi 100 ton/hari (Hubert, 2006). Pada tahun 2006, pabrik DME didirikan di Iran dengan kapasitas yang lebih besar sekitar 80.000 ton/tahun dengan bahan baku gas alam (www.topsoe.com, 2013). Sedangkan pada tahun 2008, Mitshubisi Gas Corporation (MGC) mendirikan pabrik DME dari methanol grade AA dengan kapasitas 80.000 ton/tahun di Niigata, Jepang (Akira, 2011). Menurut Galuh, 2011, pabrik pembuatan Dimethyl Ether (DME) telah ada di Indonesia yang dikelola oleh PT. Bumi Tangerang Gas Industri. Pabrik ini merupakan satu-satunya pabrik DME di Asia Tenggara yang menggunakan bahan baku methanol. Sehingga reaksi yang terjadi di dalam reaktornya hanyalah reaksi dehidrasi methanol menjadi DME. Kapasitas pabrik ini adalah sekitar 3000 ton DME per tahun.  Alasan Pendirian Pabrik Ketergantungan Indonesia terhadap bahan bakar fosil sangat besar. Saat ini Indonesia merupakan negara pengimpor (net importir) BBM akibat pasokan energi dalam negeri I-1

I-2 BAB I Pendahuluan

mengalami kendala dimana trend produksi cenderung lebih rendah dibanding tingkat konsumsinya. Kebutuhan BBM dalam negeri pada tahun 2012 mencapai 1,3 juta kiloliter (KL), sementara produksi BBM di Indonesia kurang dari 540.000 barel per hari (bph). Sehingga Indonesia harus mengimpor sekitar 500.000 bph (finance.detik.com). Oleh karena itu, Pemerintah mengambil tindakan dengan mengeluarkan Peraturan Presiden No. 5/2006 tentang kebijakan energi nasional dan Instruksi Presiden No. 1/2006 tentang penyediaan dan pemanfaatan bahan bakar alternatif sebagai bahan bakar lain berusaha untuk mengatasi hal tersebut di atas (www.mediaindo.co.id). Salah satu bahan baku alternatif yang prospektif adalah bahan bakar gas (BBG) karena menurut Pengamat Perminyakan/Pakar Energi dan Pertambangan, Kurtubi, bahan bakar gas lebih murah dan ramah lingkungan (Vivanews.com, 2012). Di dalam pemilihan bahan bakar alternatif yang harus dipertimbangkan diantaranya yaitu ramah lingkungan, efisiensi energi tinggi, dapat diperbaharui (renewable) dan drop in substitute (pengganti langsung) atau sedikit modifikasi pada komponen mesin. Salah satu bahan bakar Gas yang sering digunakan di Indonesia adalah Liquefied Petroleum Gas (LPG). Permintaan LPG di Indonesia semakin hari semakin meningkat guna mendukung program pemerintah tentang konversi minyak tanah (kerosene) ke LPG (ESDM, 2012). Oleh karena permintaan LPG yang semakin meningkat, maka ketersediaan LPG (feedstock) di Indonesia juga akan semakin terbatas sehingga Indonesia harus mengimport LPG. Di samping bahan bakar di atas ada bahan bakar alternatif lain yaitu Dimethyl Ether (DME) yang dapat diperbaharui dan kegunaannya adalah untuk mesin diesel serta untuk kompor gas sebagai bahan bakar di rumah tangga. DME memiliki mono struktur kimia yang sederhana (CH3-O-CH3) berbentuk gas pada ambient temperature (suhu lingkungan) dan dapat

Pabrik Dimethyl Ether (DME) dari limbah Polyethylene Terephtalate dengan menggunakan proses direct Synthesis

Program Studi D3 Teknik Kimia FTI-ITS


dicairkan seperti halnya Liquefied Petroleum Gas (LPG), sehingga infrastruktur untuk LPG dapat digunakan juga untuk DME. Bahan bakar ini adalah bahan bakar yang multi source (banyak sumber), dapat diproduksi dari berbagai bahan baku diantaranya natural gas, fuel oil, batubara, limbah plastik, limbah kertas, limbah pabrik gula atau biomass. Pada saat ini DME diproduksi dari natural gas yaitu melalui reaksi dehidrasi dari methanol dan penggunaannya sebagian besar adalah untuk aerosol propellant (gas pendorong) sebagai pengganti dari CFC (chlorofluorocarbon) pada hair spray atau deodorant serta penggunaan masih dalam jumlah terbatas sebagai bahan bakar rumah tangga berupa campuran (blended) DME-LPG (ESDM, 2012). 

Alasan Pemilihan Bahan Baku Dewasa ini permasalahan limbah plastik terutama botol minuman yang mengandung polyethylene sangat mencemari lingkungan karena tidak mampu didegradasi, sehingga perlu pengajian dan penelitian terapan terhadap pemanfaatannya. Selain itu ketergantungan Indonesia terhadap bahan bakar fosil juga sangat besar. Oleh karena itu diperlukan pengembangan penggunaan bahan bakar alternatif yang ramah lingkungan dan dapat diperbaharui. Salah satunya dalam penelitian ini yaitu memanfaatkan limbah botol plastik sebagai bahan baku dalam pembuatan bahan bakar alternatif DME (Dimethyl ether). Dasar pemilihan limbah botol plastik sebagai bahan baku pembuatan Dimethyl Ether (DME) karena botol plastik merupakan salah satu jenis limbah yang melimpah dan masih belum termanfaatkan. Rencananya, DME akan ditambahkan dalam pembuatan Liquefied Petroleum Gas (LPG) dengan tujuan untuk mengurangi emisi gas dan mendukung program nasional pemerintah mengenai konversi minyak tanah ke LPG. Hal ini dikarenakan DME memiliki sifat yang hampir sama dengan LPG sehingga dapat menjadi




energi alternatif pengganti LPG. Di samping itu DME adalah gas yang dapat terbarukan (renewable), tidak beracun, ramah lingkungan, dan harganya lebih murah daripada LPG. (Kadarwati, 2010) 

Penentuan Kapasitas Pabrik Berikut ini adalah Data produksi LPG di Indonesia berdasarkan sumber bahan bakunya

Gambar I.1 Grafik Data Produksi LPG di Indonesia (Outlook Energy Indonesia, 2010)




Berikut ini adalah data proyeksi untuk produksi, ekspor, impor, dan konsumsi LPG di Indonesi

Gambar I.2 Grafik Proyeksi untuk produksi, ekspor, impor, dan konsumsi LPG di Indonesia (Outlook Energy Indonesia, 2010)

Gambar I.3 Grafik Pengembangan DME dari tahun ke tahun (ESDM, 2010)




Dari grafik I.3 dapat diketahui bahwa DME dapat mensubstitusi 20 % dari total konsumsi LPG di Indonesia pada tahun 2012, hal ini menunjukkan bahwa DME sangat berpotensi untuk mengurangi impor LPG di Indonesia bahkan hingga mencapai 36 %. Oleh karena itu, kapasitas pabrik DME ini kami sesuaikan dengan kebutuhan nasional yang dibutuhkan dan berdasarkan pabrik DME yang telah berdiri di Indonesia. Penentuan kapasitas pabrik DME ini dihitung dengan mempertimbangkan proyeksi nilai permintaan DME pada tahun 2015 yaitu sebesar 1.200.000 ton/tahun. Disamping itu pabrik baru ini direncanakan hanya akan mengambil 1 % dari pangsa pasar domestik mengingat posisinya sebagai pabrik baru yang tidak bisa langsung menguasai 100 % pasar domestik. Dengan basis perhitungan tersebut maka kapasitas pabrik yang diharapkan adalah 0,83 % dari 1.200.000 ton/tahun yaitu sebesar 10.000 ton/tahun. Dalam satu tahun, proses produksi pabrik direncanakan akan berjalan selama 330 hari dengan waktu pemeliharaan sebanyak 2 kali,masing – masing selama 10 hari. Adapun pemeliharaan yang dilakukan adalah antisipasi breakdown selama 5 hari dan perawatan secara keseluruhan ( overhaul ) pada 5 hari berikutnya. 

Penentuan Lokasi Pabrik Lokasi perusahaan merupakan hal yang penting dalam menentukan kelancaran usaha.Kesalahan pemilihan lokasi pabrik dapat menyebabkan biaya produksi menjadi mahal sehingga tidak ekonomis. Hal-hal yang menjadi pertimbangan dalam menentukan lokasi suatu pabrik meliputi biaya operasional, ketersediaan bahan baku dan penunjang, sarana dan prasarana, dampak sosial, dan studi lingkungan. Lokasi yang dipilih untuk pendirian Pabrik DME ini adalah di daerah Sepanjang, Sidoarjo, Jawa Timur. Alasan pemilihan lokasi ini antara lain:




1.

2.

3.

4.

5.

Lokasi dekat dengan bahan baku Sebagai daerah di pinggir kota metropolitan, Sepanjang merupakan darah yang dekat dengan Serabaya sebagai sumber limbah botol plastik. Tersedianya listrik Penyediaan kebutuhan listrik direncanakan akan disuplai secara eksternal dan internal. Untuk penyediaan listrik secara eksternal dari PLN Surabaya, sedangkan secara internal dengan cara menggunakan generator listrik yg digerakan oleh turbin uap. Penyediaan Air Didalam perencanaan pabrik ini, air diperlukan untuk memenuhi kebutuhan-kebutuhan selama berlangsungnya proses produksi. Air tersebut dipergunakan sebagai air proses, air sanitasi dan air umpan boiler. Kebutuhan akan air ini diperoleh dari sungai Kali mas. Tranportasi Pengaruh faktor transportasi terhadap lokasi pabrik, maka pabrik akan didirikan di daerah Sepanjang, Sidoarjo. Sehingga memudahkan pengangkutan bahan baku, bahan bakar, bahan pendukung dan produk yang dihasilkan. Untuk mempermudah pengangkutan bahan baku, bahan pendukung dan produk yang dihasilkan maka lokasi pabrik harus berada di daerah yang mudah dijangkau oleh kendaraan- kendaraan besar, misalnya dekat dengan badan utama jalan raya yang menghubungkan kota-kota besar, dan pelabuhan sehingga tidak perlu untuk membuat jalan khusus. Tenaga Kerja Tenaga kerja sebagian besar akan diambil dari penduduk sekitar. Karena lokasinya cukup dekat dengan pemukiman penduduk, selain dapat memenuhi




kebutuhan tenaga kerja juga dapat membantu meningkatkan taraf hidup penduduk sekitarnya. I.2

Dasar Teori Botol plastik ini tergolong keluarga plastik, yaitu termasuk dalam jenis polyethylene. polyethylene umumnya tidak berwarna dan terlihat bersih. Bentuknya juga simpel dan ringan. Dengan segala kelebihannya itulah maka polyethylene selalu menjadi pilihan bagi para produsen untuk menjadi bahan baku botol minuman. Menurut penelitian para ahli, bahan pembentuk botol plastik, bersifat racun dan bisa mencemari minuman. Plastik pada bahan botol minuman tersusun dari polimer, yakni rantai panjang dari satuan-satuan yang lebih kecil yang disebut monomer (bahan-bahan pembentuk plastik). Bila makanan/minuman dibungkus dengan plastik, monomer-monomer ini dapat berpindah ke dalam makanan/minuman dan selanjutnya berpindah ke tubuh orang yang mengonsumsinya. Bahan-bahan kimia yang telah masuk ke dalam tubuh ini tidak larut dalam air sehingga tidak dapat dibuang keluar, baik melalui urine maupun feses (kotoran). Penumpukan bahan-bahan kimia berbahaya dari plastik di dalam tubuh dapat memicu munculnya kanker. Semakin tinggi suhu makanan/minuman yang dimasukkan ke dalam plastik, semakin cepat terjadi perpindahan ini. Saat makanan/minuman panas ini dimasukkan ke dalam plastik, kita bisa lihat plastik menjadi lemas dan tipis. Inilah tanda terputusnya ikatan-ikatan monomer. Perpindahan monomer juga terjadi bila makanan atau minuman dalam wadah plastik terkena panas matahari secara langsung. Mengutip pernyataan dosen teknologi pangan dari Politeknik Kesehatan Departemen Kesehatan Lanita Msc Med, pada plastik pembungkus makanan juga ditemukan zat pengawet mayat. Berdasarkan penelitian pembungkus berbahan dasar plastik rata-rata mengandung 5 ppm formalin. Satu ppm adalah setara dengan




satu miligram per kilogram. Formalin pada plastik ini merupakan senyawa-senyawa yang terkandung dalam bahan dasar plastik. Namun, zat racun tersebut baru akan luruh ke dalam makanan/minuman akibat kondisi panas, seperti saat terkena air atau minyak panas. Karenanya, makanan atau minuman yang masih panas jangan langsung dimasukkan ke dalam wadah plastik. Bersama formalin, luruh pula zat yang tak kalah racunnya yakni stiarin, yang biasa terkandung pada plastik. (www.harian-global.com). Limbah dari pemakaian botol plastik tidak dapat didegradasi dan berbahaya sesuai dengan karakter dari limbah plastik. Sehingga limbah botol plastik (PET) dapat digunakan sebagai bahan baku dalam pembuatan bahan bakar Dimethyl Ether (DME) yang ramah lingkungan (Artno, 2011). Selama ini Dimethyl ether dikenal sebagai propellant dalam bentuk aerosol yang banyak digunakan sebagai salah satu bahan pendorong dalam industri parfum, obat pembasmi nyamuk, foam (sabun pencukur kumis bagi pria), pengharum ruangan, colognes, hair sprays, personal care mousses, antiperspirants, room air fresheners, serta industri coating dan otomotif. Sekarang ini DME sedang diproyeksikan untuk dijadikan salah satu sumber bahan bakar alternative ramah lingkungan yang nantinya akan menggantikan LPG, LNG, dan bahan bakar diesel. (kimiadotcom.wordpress.com). Dimethyl ether (DME) adalah ether paling sederhana yang merupakan produk antara sintesa gasoline dari gas sintesa yang dikembangkan untuk mengantisipasi krisis energi tahun 1980. DME memiliki mono struktur kimia yang sederhana (CH3-OCH3) berbentuk gas pada ambient temperature (suhu lingkungan) dan dapat dicairkan seperti halnya Liquefied Petroleum Gas (LPG), sehingga infrastruktur untuk LPG dapat digunakan juga untuk DME. DME merupakan bahan bakar gas yang stabil dengan titik didih 25,10C pada tekanan atmosfir. Sementara tekanan uap jenuh pada suhu 25oC adalah 6,1 atm.




Bahan bakar ini adalah bahan bakar yang multi source (banyak sumber), dapat diproduksi dari berbagai bahan baku diantaranya natural gas, fuel oil, batubara, limbah plastik, limbah kertas, limbah pabrik gula atau biomass (Yotaro Ohno, 2002). Pada saat ini DME diproduksi dari natural gas yaitu melalui reaksi dehidrasi dari methanol dan penggunaannya sebagian besar adalah untuk aerosol propellant (gas pendorong) sebagai pengganti dari CFC (chlorofluorocarbon) pada hair spray atau deodorant serta penggunaan masih dalam jumlah terbatas sebagai bahan bakar rumah tangga berupa campuran (blended) DME-LPG. DME alias Dimethyl Ether, yaitu zat semi liquid / semi gas yg memiliki karakteristik bakar mirip Diesel fuel, dgn CN 55, hanya saja heating value 25 30% lebih rendah dr HSD, tetapi harga DME mirip dengan LPG (Outlook energy, 2012). Sebetulnya DME sudah lama dikenal dan digunakan, hanya saja dalam bentuk aerosol atau propellant untutk kaleng-kaleng spray. Semenjak tahun 90-an, banyak negara maju melakukan penelitian dan pengembangan bahan bakar sintetis, salah satunya adalah senyawa dimetil eter (DME). Jika di Brazil ethanol diproduksi massal dan digunakan sebagai bahan bakar, maka dimetil eter (CH3OCH3) yang merupakan senyawa turunan dari eter memiliki potensi sebagai bahan bakar sintetis alternatif yang sesuai digunakan untuk kendaraan mesin diesel (sekotheng.wordpress.com). Tabel I.1 Perbandingan Karakteristik Bahan Bakar Diesel Nilai kalor Suhu pengapian Bilangan Senyawa bersih (ºC) cetane (106J/kg) Dimetil eter 350 55-60 28.90 Propana 504 5 46.46 Metane 632 Metanol 470 Minyak diesel ( Ogawa et al, 2003)


0 5 40-55

50.23 21.10 41.86



I.3 Kegunaan Menurut Sciencedirect.com, 2010 Dimethyl Ether saat ini banyak digunakan sebagai: 1. Bahan tambahan pada pembuatan LPG 2. Sebagai bahan bakar alternatif kendaraan yang ramah lingkungan. 3. Sebagai aerosol propellant (gas pendorong) sebagai pengganti dari CFC (chlorofluorocarbon) pada hair spray atau deodorant. 4. Sebagai Raw Material untuk pembuatan bahan-bahan kimia. I.4. Sifat-sifat fisika dan kimia I.4.1 Bahan Baku Utama I.4.1.1 Botol Plastik Komposisi Botol Plastik Polyethylene Terephtalate

: 100 %

Sifat Fisika Polyethylene Ketahanan terhadap suhu tinggi : Jelek Flash point ASTM E 136 : > 650 °F Melting point : 212-265 °C Berat jenis : 1,29-1,4 gr/cm3 Tensile modulus : 400.000 – 600.000 psi Warna : tidak berwarna Kelarutan dalam air : tidak larut (Peacock, 2000)

I.4.2 Bahan Penunjang I.4.2.1 Al2O3 Sifat Fisika dan Kimia Al2O3 Berat molekul Spesifik gravity


: 101,96 gr/gmol :4 Program Studi D3 Teknik Kimia FTI-ITS


: 3,2 – 3,9 g/cm3 : 2072 oC (5396o F) : 2980 oC ( 3761,6o F) : 100 %

Densitas Melting point Titik didih Konsentrasi Warna Bentuk (MSDS Tawas, 2004) I.4.2.2 Air (H2O) Sifat fisika & Kimia Air (H2O) Titik didih Titik beku Densitas Warna Bentuk (MSDS H2O, 2004)

: Putih : Padatan

: 1000C : 00C : 1 gr/cm3 : Tidak berwarna : Cair

I.4.3 Produk I.4.3.1 Produk Utama Dimethyl Ether Sifat fisika Dimethyl ether (CH3OCH3) Boiling point : 247,9 K Liquid density : 0,67 g/cm3 Specific gravity : 1,59 vs. Air Heat of Vaporization : 467 kJ/kg Vapor pressure : 6.1 atm (abs) Ignition temperature : 623 K Explosion limit : 3,4 -17 Cetane number : 55-60 Net calorific value : 59,44 x 106 J/Nm3




Bentuk Warna ( Ogawa et al, 2003)

: Gas (pada kondisi ruang) : Tidak berwarna

I.4.3.2 Produk Samping Karbondioksida Sifat fisik dan Kimia Karbondioksida (CO2)  Sifat fisika - Tidak Berbau - Tidak Berwarna - Tidak Beracun. • Sifat kimia o

- Densitas sebesar 1.9769 gr/lt pada 0 C , 760 mmHg - Spesifik Gravity 1.53 pada basis udara = 1 o

- Melting point – 56.6 C pada 5,2 atm 3

3

- Kelarutan dalam air 179.7 cm CO2 dalam 100 cm air o

3

3

o

pada 0 C 90.1 cm CO dalam 100 cm air pada 20 C 2 - Larut dalam alcohol ( MSDS CO2,2004)



BAB II MACAM DAN URAIAN PROSES II.1 Macam Proses Proses pembuatan Dimetyhl Ether (DME) yang sudah komersialisasi menurut Hubbert, 2006, ada dua macam , yaitu : a. Metode Sintesa Tidak Langsung (dari syngas ke methanol dengan proses sintesa metanol, kemudian menjadi DME dengan proses dehidrasi) 1. Proses Haldor Topsoe 2. Proses Lurgi Mega Methanol 3. Proses TEC (Toyo Engineering Corporation) 4. Proses MGC (Mitsubishi Gas Chemical) b. Metode Sintesa Langsung (dari syngas menjadi DME) 1. Proses (JFE Holdings) Jeiefuī Hōrudingusu Kabushiki-gaisha Skema Proses Pembuatan Dimethyl Ether (DME) yang sudah dikomersialisasi dapat dilihat pada Gambar II.1 dibawah ini.

Gambar II.1 Skema Proses Pembuatan Dimethyl Ether (DME) II-1

II-2 BAB II Dasar Teori

(Hubert, 2006) II.1.1 Metode Sintesa Tidak Langsung II.1.1.1 Definisi Proses Sintesa Tidak Langsung menurut Galuh, 2011 adalah proses sintesa gas alam atau syngas menjadi metanol kemudian dilanjutkan dengan proses dehidrasi metanol. Proses Sintesa tidak Langsung menurut Hery, 2011 adalah proses sintesa DME memanfaatkan gas methane atau hidrogen sebagai bahan baku untuk direaksikan dengan karbon monoksida sehingga membentuk dimethyl ether sebagai produk utama. II.1.1.2 Latar Belakang / Sejarah Penemuan Teknologi II.1.1.2.1 Latar Belakang Teknologi Haldor Topsoe Topsoe telah meneliti produksi dan aplikasi dari dimetil ehter (DME) selama puluhan tahun. Teknologi Topsoe menawarkan beberapa teknologi pembuatan DME yang dapat dihasilkan dari metanol serta umpan hidrokarbon. Integrasi panas yang efisien dapat menjamin biaya operasi yang hemat energi. Teknologi Topsoe mengembangkan katalis yang memiliki aktivitas katalik dan selektivitas yang tinggi dalam sintesa reaksi DME. Dalam pengalaman pasar, Topsoe telah memasok katalis dan teknologi DME untuk sejumlah pabrik di China dengan kapasitas mecapai 400.000 MTPY. (Haldor Topsoe, 2010) II.1.1.2.2 Latar Belakang Teknologi Lurgi Mega Methanol Pembuatan DME oleh Lurgi Mega Methanol direncanakan akan dibangun dengan kapasitas lebih dari satu juta metrik ton per tahun, merupakan ukuran standar yang setara dengan 5.000 ton/hari. Keuntungan dari teknologi Lurgi Mega Methanol menghasilkan "ex-gate" metanol dengan harga sekitar 65 $/tahun. Di perencanaan pertama pada tahun 2004




teknologi Lurgi Mega Methanol diterapkan dengan sukses di Atlas/Trinidad dengan kapasitas 5.000 ton/hari dan perencanaa kedua didirikan di Zagros/Iran pada tahun 2005. Pada tahun 2004 teknologi Lurgi Mega Methanol diminta untuk membuat tiga pabrik dengan kapasitas DME masing – masing 5000, 6750 dan 5400 ton/hari. (Gastech, 2005) II.1.1.2.2 Latar Belakang Teknologi TEC (Toyo Engineering Corporation) Toyo Engineering Corporation berhasil membentuk skala besar Dimethyl Ether (DME) proses manufaktur dengan kapasitas 2,5 juta ton/tahun. Proses DME dengan teknologi TEC melibatkan konversi gas alam menjadi sintesa gas (campuran karbon monoksida dan gas hidrogen). TEC memantapkan teknologinya sebagai teknologi ahli yang diakui, dengan menggabungkan teknologi sintesis baru. TEC telah mendirikan sebuah manufaktur Proses DME dengan kapasitas 7.000 sampai 8.000 ton/hari. Teknologi TEC mudah digunakan untuk skala besar perencanaan, dan bisa digunakan dengan menggunakan satu reaktor DME dengan kapasitas produksi mencapai 2,5 juta ton/tahun, yang akan membuat perencanaan biaya konstruksi rendah. TEC telah menempatkan penekanan pada pengembangan skala besar proses pelaksanaan proyek untuk membangun sebuah pabrik DME di Timur Tengah atau Asia Tenggara. (Toyo Engineering Corporation, 2011) II.1.1.2.2 Latar Belakang MGC (Mithsubishi Gas Chemical) Mitsubishi Gas Chemical Company, Inc (MGC) dan JGC Corporation mengumumkan bahwa pada 11 Oktober 2012 telah berhasil menyelesaikan pengujian operasi komersial dimetil ether (DME) berlisensi. Produksi DME




dengan menggunakan teknologi ini didasarkan pada pengembangan proses yang dilakukan oleh MGC pada tahun 1965. Mulai tahun 2001, MGC bekerjasama dengan JGC mengembangkan teknologi proses yang dapat meningkatkan kapasitas produksi mecapai (1,5 juta ton/tahun). Pada tahun 2008 MGC dan JGC bersama-sama menjual lisensi proses untuk produksi fuel DME. Proses ini menggunakan performa katalis yang tinggi. Proses dengan teknologi ini dioptimalkan untuk memastikan tinggi kemurnian produk. Selain itu, telah ditetapkan bahwa proses dengan teknologi ini dapat digunakan untuk memproduksi DME skala besar seperti 1 juta ton/tahun (New Release, 2012) II.1.1.3 Pabrik DME Proses Sintesa Tidak Langsung II.1.1.3.1 Pabrik DME dengan teknologi Haldor Topsoe Teknologi Haldor Topsoe menggunakan langkah proses yang sudah teruji sebelumnya. Keunggulan dari proses Haldor Topsoe ini yaitu dari kualitas syngas, biaya produksi, kesederhanaan desain operasi dengan menggunakan uap rendah/ ATR (Auto Thermal Reformasi). Proses teknologi Haldor Topsoe digunakan untuk konversi skala besar gas alam. Teknologi konversi metanol menjadi DME skala besar sudah ada. Topsoe mengembangkan aktivitas tinggi dan selektivitas pada rentang suhu yang tinggi. DME katalis dikembangkanoleh Topsoe dan katalis ini baru memungkinkan reaksi yang akan dilakukan dalam reaktor biaya rendah. Proses pembuatan DME sintesa metanol telah dipilih untuk pabrik DME terbesar di dunia, dengan 800.000 ton/tahun di Iran pada tahun 2006. Proses ini cocok untuk DME produksi di mana sejumlah besar metanol biaya rendah sudah tersedia. Proses pembuatan DME dapat dilihat pada Gambar II.2 dibawah ini.




Gambar II.2 Proses Pembuatan DME dengan teknologi Haldor Topsoe (www.topsoe.com, 2013) Proses diatas adalah proses pembuatan DME secara tidak langsung, dimana dalam pembentukan Dimethyl Ether (DME) melalui tangki Waste Water Column yang merecycle methanol sebelum masuk ke reactor fixed bed dan masuk ke DME column dan menjadi produk DME. II.1.1.3.2 Pabrik DME dengan teknologi Lurgi Mega Methanol Teknologi Lurgi Methanol ini telah diterapkan pada pabrik DME di Trinidad pada tahun 2002 dengan kapasitas 5000 ton/tahun yang dapat dilihat pada gambar II.4. DME diperoleh sebagai produk dari sintesis metanol tekanan tinggi. Sintesis metanol tekanan tinggi didapatkan dari dehidrasi methanol. Dehidrasi dilakukan dalam reaktor fixed-bed. Produk didinginkan dan didistilasi untuk menghasilkan DME murni. Gambar II.3 menunjukkan flowsheet sederhana dan murah untuk dehidrasi metanol. Dalam proses ini semua jenis dan kualitas dari DME dapat diproduksi. Perbedaan spesifikasi untuk bahan bakar, listrik tenaga gas generasi atau DME




murni dapat dicapai hanya dengan berbagai ukuran dan desain dari menara distilasi DME. (Gastech, 2005)

Gambar II.3 Proses Pembuatan DME proses Lurgi (Gastech, 2005)

Gambar II.4 Pabrik DME di Trinidad Teknologi Lurgi (World Energy, 2002)




II.1.1.3.3 Pabrik DME dengan teknologi TEC (Toyo Engineering Corporation) Teknologi ini pertama kali diresmikan di China pada tahun 2003 dengan pabrikasi menggunakan kapasitas 10.000 ton/tahun. Proses reaksinya sama dengan cara pembuatan konvensional. Sintesa gas dengan nilai R mendekati 2 diumpankan ke dalam dua reactor yang dipasangkan secara seri, dimana reactor pertama mengandung katalis aktif untuk sintesa methanol, dan reactor kedua mengandung katalis dehidrasi methanol yang bahan dasarnya adalah alumina. Reaksi sintesa methanol 1 dan 2 adalah eksotermis, selanjutnya panas reaksi dikeluarkan pada reactor pertama. Panas ini dialirkan oleh tube boiler lain yang terpasang di dalam reactor atau external waste heat boiler yang terletak di antara reaktor. Produk utama proses ini adalah methanol, DME dan H2O. Air yang terkandung di dalam output reactor pertama, aliran ini dapat langsung masuk ke reactor kedua tanpa pemisah air. Proses pembuatan DME melalui rute yang telah proven ini dapat dilihat pada gambar II.5 berikut.

Gambar II.5 Proses Pembuatan DME yang sudah Proven TEC (Toyo Engineering Corporation, 2011)




Proses ini telah dikembangkan oleh JFE Japan pada tahun 1999 dengan pilot plant yang memproduksi 5 ton DME per hari yang menggunakan reactor fase slurry. Reaktor yang digunakan adalah jenis MRF-Z yang gambarnya dapat dilihat di bawah ini.

Gambar II.6 Reaktor Pembuatan DME versi JFE Proses ini memerlukan sintesa gas yang kandungannya kaya dengan CO (H2/CO = 1). Sintesa gas dapat diproduksi dari autotermal reforming dari metana yang terdapat di dalam reaktor. (Toyo Engineering Corporation, 2011) II.1.1.3.4 Pabrik DME dengan Teknologi MGC (Mitsubishi Gas Chemical) Teknologi MGC telah mendirikan pabrik di Niigata Jepang dengan kapasitas 80.000 ton/tahun. Pabrik yang didirikan memiliki kemurnian >99% DME dan feedstock Methanol Impor grade AA. Proses yang digunakan adalah proses Dehidrasi Methanol.




(Fuel DME Production Co. Ltd., 2011)

Gambar II.7 Proses Pembuatan DME Proses MGC (Fuel DME Production Co. Ltd., 2011) II.1.2 Metode Proses Sintesa Langsung II.1.2.1 Definisi Proses Sintesa Langsung menurut Galuh, 2011 adalah Proses sintesa DME dari syngas, sintesa methanol dari syngas dan dehidrasi methanol yang diproses dalam reaktor yang sama. Proses Sintesa Langsung menurut Hery,2011 adalah proses sintesa DME menggunakan methanol sebagai bahan baku untuk dilakukan proses dehidrasi yaitu membuat methanol melepaskan air sehingga terbentuk dimethyl ether dan air sebagai produknya. II.1.2.2 Latar Belakang / Sejarah Penemuan Teknologi JFE Teknologi ini ditemukan oleh salah satu produsen baja terbesar di Jepang yaitu Jeiefuī Hōrudingusu Kabushiki-gaisha (JFE Holdings). Jeiefuī Hōrudingusu Kabushiki-gaisha (JFE Holdings) memulai penelitian tentang proses DME langsung pada tahun 1989. Pabrik didirikan dengan tujuan




memanfaatkan hasil samping coke-oven gas yang merupakan produk sampingan dari pabrik baja. Setelah beberapa tahun penelitian, mereka membangun 5 ton/hari pabrik percontohan yang berhasil dioperasikan melalui 1997 sampai 2001. Jeiefuī Hōrudingusu Kabushiki-gaisha (JFE Holdings) mengklaim bahwa 2 langkah proses lebih hemat energi dan biaya dibandingkan dengan langkah 3 konvensional. Keberhasilan dari proses langkah DME tunggal adalah reaktor jenis slurry yang mudah menyerap panas yang dihasilkan oleh reaksi langkah eksotermik. (Hubert, 2006)

Gambar II.8 Sejarah pengembangan proses JFE dan partisipasi dari TOTAL (Hubert, 2006) Dari Gambar II.8 dapat dilihat perkembangan teknologi JFE mulai tahun 2002. Hasil yang menjanjikan dari pabrik percontohan dengan kapasitas 5 ton/hari yang dapat dilihat pada Gambar II.9, pemerintah Jepang dan METI




menyetujui dukungan keuangan untuk proyek teknolgi JFE selama 5 tahun untuk membangun dan mengoperasikan demonstrasi tanaman validasi teknis dengan kapasitas 100 ton/hari. Pembangunan pabrik dengan kapasitas 100 ton/hari selesai pada bulan Desember, 2003. Sejak saat itu, berjalan tiga uji operasi beberapa bulan terus menerus dilakukan pada tahun 2004 dan 5 bulan setelah operasi panjang, pada tahun 2005 menunjukkan kinerja target peralatan kunci sukses ATR dan reaktor DME serta sistem mereka sekitarnya. (Hubert, 2006) II.1.2.3 Pabrik DME Proses Sintesa Langsung teknologi JFE Pabrik di dunia yang sudah menggunakan proses Sintesa Langsung dalam pembuatan Dimethyl Ether (DME) adalah Jeiefuī Hōrudingusu Kabushiki-gaisha (JFE Holdings). Dari proses pembuatan DME dengan metode Sintesa Langsung pabrik Jeiefuī Hōrudingusu Kabushiki-gaisha (JFE Holdings) adalah dalam tahap yang paling maju. Demonstrasi pertama kali pabrik yang digunakan Jeiefuī Hōrudingusu Kabushiki-gaisha (JFE Holdings) adalah pabrik di Kushiro, Jepang bagian utara dengan kapasitas 100 ton/hari.




Gambar II.9 Gambar Demonstrasi Pabrik di Jepang dengan kapasitas 5 ton/hari (Yotaro Ohno, 2002)

Gambar II.10 Gambar Demonstrasi Pabrik di Kushiro dengan kapasitas 100 ton/hari




Gambar II.11 Gambar Proses Direct Sintesis perusahaan JFE Holdings Dari Gambar II.11 dapat dilihat diagram alir proses pembuatan DME pabrik JFE. Gas alam mengalami pretreatment untuk menghilangkan sulfur dan gas berat, setelah itu masuk ke Auto-termal reformis (ATR) dimana oksigen dan uap bersama-sama dengan CO2 menghasilkan syngas dengan hidrogen dan karbon monoksida dalam satu sampai satu rasio pada 1200°C di bawah tekanan 2,5 MPa. Setelah pendinginan, gas sintesis yang dikompresi sampai 5 MPa masuk ke reaktor sluury dan memisahkan CO2. (Hubert, 2006) II.1.2 Alur Reaksi Proses Pembuatan DME Alur reaksi dalam pembuatan Dimethyl Ether (DME) adalah melalui beberapa tahapan. Berdasarkan metode proses yang ada, reaksi dalam pembuatan Dimethyl Ether (DME) adalah sebagai berikut:




a. Metode Sintesa Tidak Langsung, disebut juga Dehidrasi Metanol Methanol synthesis-1 2 CO + 4 H2

CH3OH +90.7 kJ/mol

Methanol synthesis-2 CO2 + 3 H2

CH3OH +H2O +49.4 kJ/mol

Methanol Dehydration 2CH3OH

CH3OCH3 + H2O +23.4 kJ/mol

Overall CO + CO2 + 5 H2

CH3OCH3 +2H2O +163.5 kJ/mol

Sintesa gas mengandung nilai rasio (H2CO2)/(CO+CO2) yang mendekati nilai 2. Produk gas sintesa cocok untuk gas umpan proses pembuatan methanol. Proses ini telah memiliki teknologi proven dan secara komersial telah beroperasi. Kapasitas produksi actual proses ini adalah sangat kecil bila dibandingkan sebagai persyaratan DME sebagai bahan bakar. Akan tetapi teknologi dehidrasi ini adalah serupa dengan teknologi pembuatan methanol bahkan lebih sederhana. Reaksi methanol dehidrasi (3) adalah bersifat eksotermis, akan tetapi panas yang dibangkitkan adalah jauh lebih kecil daripada reaksi sintesa methanol (1) dan (2) (Ogawa et ak, 2003)




b. Metode Sintesa Langsung 5 MpaG, 240 - 280 oC

3 CO + 3 H2

CH3OCH3 + CO2 +Q

Reaksi di atas merupakan kombinasi dari ketiga reaksi, yaitu reaksi sintesa metanol, dehidrasi metanol, dan water gas shift reaksi. Reaksi sintesa metanol : 2 CO + 4 H2 Reaksi water gas shift

: 2 CH3OH

Reaksi dehidrasi metanol : H2O + CO

2CH3OH …(a) CH3OCH3+H2O …(b) H2+CO2…(c)

Hidrogen dan karbon monoksida diumpankan ke DME dan dikonversi menjadi metanol pada reaksi pertama (a). Dua molekul produk metanol dikonversi menjadi DME dan H2O (b). H2O dan karbon monoksida dikonversi menjadi hidrogen dan karbondioksida. Kemudian hidrogen menjadi salah satu reaktan dalam reaksi. Air sebagai katalis degradasi agen, yang sangat penting untuk mencegah akumulasi agar memastikan umur katalis. Reaksi water gas shift secara simultan mengkonversi produk air dari reaksi, sehingga air tidak terakumulasi dalam DME. (Ogawa et al, 2003)




II.2 Seleksi Proses Proses pembuatan DME menurut (Hubert, 2006) ada dua macam yaitu Proses Sintesa tidak Langsung dan Proses Sintesa Langsung. Bahan baku yang digunakan dalam proses pembuatan DME adalah methanol. Perbedaan dari Proses Sintesa Tidak Langsung dan Sintesa Langsung adalah kondisi operasi. Perbedaan kondisi operasi dari kedua proses pembuatan DME dapat dilihat pada Tabel II.2. Proses pembuatan DME dengan sintesa langsung paling efektif digunakan karena memiliki tekanan dan suhu operasi paling optimal. Selain itu, proses sintesa langsung memiliki konversi DME lebih besar dari proses sintesa tidak langsung. Tabel II.3 Kondisi operasi proses sintesa langsung DME pada JFE H2/ Reactio One-pass Reaction DME/(D CO n conversion Developer Pressure ME+Meth Rat temperat (MPa) anol) (%) (%) io ure (C) JFE (NKK)

1,0

250-280

5-6

55-60

90

Dari Tabel II.3 di atas dapat dilihat kondisi operasi yang ada pada pabrik JFE dengan menggunakan proses sintesa langsung (Ogawa et al, 2003) II.3 Uraian Proses Terpilih Pembuatan dimethyl ether dengan bahan baku yang berbasis plastik ialah proses mengubah plastik yang dalam hal ini adalah botol plastik (PET) menjadi dimethyl ether melalui dua proses utama, yaitu proses gasifikasi dan proses pembentukan DME. Secara umum prosesnya dapat dilihat dari diagram blok dibawah ini :




PET

Gambar II.12 Block Diagram Proses pembentukan DME

II.3.1

FEEDSTOCK PREPARATION

Di Rotary Knife Cutter C-112 tersebut terjadi proses size reduction sampai tercapai ukuran botol plastik (PET) yang diinginkan yaitu 10 mm. Setelah itu, botol plastik (PET) dengan ukuran 10 mm diangkut oleh Screw Conveyor J-113 untuk dialirkan menuju Bin Pulverized Botol plastik (PET) F114 untuk ditampung sementara sebelum masuk ke Gasifier R-110. II.3.2 GASIFICATION Setelah tahap size reduction botol plastik (PET) masuk ke dalam Gasifier R-110 menggunakan Screw Conveyor. Gasifier beroperasi pada suhu 950 ºC dan pada tekanan 34 bar operasi. Proses awal yang terjadi di Gasifier R-110 adalah reaksi devolatilization pada zona devolatilization. Reaksi ini dapat dituliskan sebagai berikut: 1) Botol plastik (PET) + Heat C (Char) + CH4 + CO + CO2 + H2 + H2O + N2 + Tar




Kemudian 100% carbon hasil devolatilisasi mengalami reaksi pembakaran dalam Gasifier R-110 pada zona combustion dengan O2 yang berasal dari tangki penyimpanan O2 F-116. Sebelum masuk ke dalam Gasifier R110, O2 dengan tekanan 34 bar dan temperatur -127 oC dalam tangki penyimpanan O2 F-116 diubah fasenya dari liquid menjadi gas dengan menggunakan Vaporizer V-118 dengan tekanan dan temperatur yang sama. Setelah itu, O2 yang sudah berfase gas dipanaskan dalam Preheater Heat Exchanger E211 dengan media pemanas berupa syngas keluaran dari Gasifier untuk menaikkan suhunya dari -127,8oC sampai 850oC. Reaksi pembakaran tersebut dapat dituliskan sebagai berikut: 2) C + ½ O2 3) C + O2 4) H2 + ½ O2 5) Ash + heat

CO ∆H = -111 kJ/mol (exothermic) CO2 H = -394 kJ/mol (exothermic) H2O ∆H = -242 kJ/mol (exothermic) Slag

Reaksi 2 dan 3 ini merupakan reaksi exothermic sehingga menghasilkan panas yang digunakan untuk menyediakan panas untuk reaksi 1 (devolatilization) serta menjaga suhu reaktor dan mengendalikan reaksi 7-10. Hasil dari reaksi 2 dan 3 dapat di atur dengan mengatur rate O2 yaitu sebesar 5% excess. Pengaturan rate O2 ini menggunakan control valve. Jika rate O2 berlebih maka makin banyak CO2 yang terbentuk namun jika rate O2 yang diberikan kurang, maka CO yang terbentuk akan makin banyak. Pada reaksi tersebut, 40 % C terkonversi menjadi CO2 dan 60 % C terkonversi menjadi CO (Science direct, 2012). Zona yang terakhir dalam reaktor tersebut adalah zona gasifikasi, di zona ini terjadi reaksi-reaksi sebagai berikut:




7) C + H2O 8) C + CO2 9) CO + H2O 10) C + 2H2

CO + H2 2CO CO2 + H2 CH4

H = 131 kJ /mol (endothermic) H = 172 kJ/mol (endothermic) H = -41,98 kJ/mol (exothermic) H = -75 kJ/mol (exothermic)

Reaksi 7 adalah reaksi water-gas yang merupakan reaksi utama pada reaksi gasifikasi karena pada reaksi ini akan dihasilkan H2 dan CO yang merupakan produk yang diinginkan (syngas). Selanjutnya reaksi 8 adalah reaksi Boudouard yang merupakan reaksi endotermis dan lebih lambat jika dibandingkan dengan reaksi pembakaran pada reaksi 2 pada temperatur yang sama. Reaksi 9 adalah reaksi water gas shift dimana reaksi ini sangat penting karena dari reaksi ini dapat diperoleh perbandingan antara H2 dengan COnya yaitu 1:1. Reaksi 10 adalah reaksi metanasi. Sisa-sisa gasifikasi dan sebagian particulate matter akan turun sebagai slag di bagian bottom yang akan ditampung dalam Open Yard F-119B, sedangkan syngas keluar dari bagian atas gasifier yang kemudian didinginkan terlebih dahulu dari suhu 950oC sampai 271,33oC pada Cooler HE E211 dengan media pendingin cooling water sebelum masuk Water Gas Shift Reactor R-210. Untuk mengontrol suhu pada Gasifier digunakan coil pemanas dengan media pemanas steam.




II.3.3 GAS CLEAN UP AND CONDITIONING Sebagian syngas (40%) yang sudah didinginkan dialirkan menuju Water Gas Shift Reactor R-210, kemudian ditambahkan air proses dengan perbandingan CO:H2O adalah 1:3,6 ke dalam reaktor tersebut. Reaksi yang terjadi di dalam Water Gas Shift Reactor R-310 : CO + H2O CO2 + H2 Setiap mol CO dapat menghasilkan 1 mol H2, sehingga reaksi ini dimaksudkan agar dapat memperoleh komposisi CO dan H2 dalam syngas sesuai dengan yang diinginkan yaitu dengan perbandingan CO:H2 adalah 1:1 yang masuk ke reactor sintesa DME. Reaktor WGS ini bekerja dengan konversi CO 100% dan beroperasi pada 200oC dan tekanan 34 bar. Untuk mengontrol suhu pada reactor WGS digunakan coil pendingin dengan media pendingin cooling water. II.3.4 TAHAP PEMBENTUKAN DME Syngas dialirkan menuju Kompressor G-411 untuk menaikkan tekanannya menjadi 49 bar. Kemudian synthetic gas dialirkan menuju Heat Exchanger E-412 dengan media pemanas steam untuk menaikkan temperature-nya dari 215,3oC menjadi 240oC. Setelah melewati Heat Exchanger E412, aliran synthetic gas dengan temperature 260oC dan tekanan 49 bar masuk menuju Reactor Syntesa DME R-410. Reaktor sintesa DME R-410 beroperasi pada tekanan 49 bar dan temperature 260oC. Pada reaktor sintesa DME R410 terjadi reaksi konversi pembentukan DME dengan reaksi: 3CO + 3H2

CH3OCH3 + CO2

2CO + 4H2

2CH3OH




Untuk mengontrol suhu pada reactor sintesa DME digunakan coil pemanas dengan media pemanas steam. Produk DME, byproduct, dan unreacted product keluar dari reaktor sintesa DME diturunkan tekananya dari 49 bar menjadi 39 bar dengan menggunakan expantion valve K511. Penurunan tekanan ini dilakukan untuk mengurangi gasgas yang terlarut dalam DME. Setelah itu produk DME didinginkan dalam HE E-512 dengan menggunakan media pendingin cooling water dari suhu 249,5oC sampai suhu 20oC agar sebagian fraksinya berubah menjadi liquid dan memasuki Separator II (H-510). II.3.5 TAHAP PEMURNIAN Pada unit ini dilakukan proses pemisahan produk dari komponen-komponen yang tidak diinginkan. Produk keluar dari HE (E-511) pada suhu 20oC kemudian masuk Separator II (H-510) untuk dipisahkan dari unreacted syngas. Produk atas Separator II (H-510) berupa unreacted syngas suhu 20oC lalu ditampung dalam tangki penyimpanan CO2. Sedangkan produk bawah Separator II (H-510) ini diturunkan tekanannya dengan Valve (K-521) sampai tekanan 4 bar agar berubah menjadi liquid untuk diumpankan ke dalam Kolom Destilasi (D-520). Destilasi yang digunakan adalah partial reboiler agar semua gas-gas yang masih terkandung dalam produk DME akan terpisahkan dari DME dan air juga dapat terpisahkan menjadi bottom produk. Feed masuk pada tray ke 3 pada kolom destilasi. Dari proses destilasi ini diperoleh kemurnian produk sebesar 99,8% massa dan sisanya air.



BAB III NERACA MASSA Perhitungan neraca massa merupakan prinsip dasar dalam perancangan desain sebuah pabrik. Dari neraca massa dapat ditentukan kapasitas produksi, kebutuhan bahan baku, kebutuhan untuk unit utilitas, dan kebutuhan lain yang terkait dalam perhitungan. Perhitungan neraca massa dalam Pra Desain Pabrik DME dari Botol plastik (PET) ini menggunakan Excel. Perhitungan neraca massa menggunakan neraca massa komponen

dan

neraca

massa

overall.

Dalam

perhitungan ini berlaku teori hukum Kekekalan Massa dengan asumsi aliran steady state. Maka rumus yang digunakan:

Aliran massa masuk dalam sistem

Aliran massa keluar dari sistem

Akumulasi massa =

dalam sistem

Karena Asumsi aliran steady state, maka akumulasi dalam sistem sama dengan nol. Dalam III-1

III-2 BAB III Neraca massa perhitungan neraca massa ini satuan yang digunakan adalah kg material. Neraca massa proses pembuatan DME dari botol plastik (PET) dapat dihitung sebagai berikut :  Kapasitas botol plastik (PET) masuk

= 198000

ton Botol plastik (PET)/tahun = 25 ton Botol plastik (PET)/jam = 25000 kg Botol plastik (PET)/jam  Basis

= 1 jam operasi

 Waktu operasi:

1 tahun= 330 hari 1 hari = 24 jam

Komposisi feed botol plastik (PET) sebagai berikut: Tabel III.1 Komposisi Botol plastik (PET) % Massa Komponen Sebagai PET Carbon (C) 62,50 Hidrogen (H) 4,20 Oksigen (O) 33,30 Total 100

Pabrik Dimethyl Ether (DME) dari limbah Botol plastik (PET) dengan menggunakan proses direct Synthesis dengan katalis Al2O3


III-3

BAB III Neraca massa Dari perhitungan pada Appendiks A, dapat dibuat tabel neraca massa pada masing-masing alat sebagai berikut: 1. Rotary Knife Cutter <1> Botol plastik (PET)

<2> ROTARY KNIFE CUTTER (C-112)

Botol plastik (PET) 10 cm

Tabel III.2 Neraca Massa Rotary Knife Cutter (C112) Aliran Masuk Massa Komponen (kg) Aliran <1> Botol Plastik 18939,39 (PET) Total 18939,39

Aliran Keluar Massa Komponen (kg) Aliran <2> Botol Plastik 18939,39 (PET) Total 18939,39



III-4 BAB III Neraca massa 2. Washer (PET) <2>

(PET) <3>

Washer

water

Tabel III.3 Neraca Massa washer

Aliran Masuk Massa Komponen (kg) PET (botol 18939,9 plastik) air 2500,00 Total 21439,00


Aliran Keluar Massa Komponen (kg) PET (botol 18989 plastik) air 2450,00 Total 21439,00


III-5

BAB III Neraca massa 3. Gasifier (R-110) Syngas <5>

Oksigen <16>

GASIFIER

(PET) <4>

Slag <6>

a. Kondisi operasi : - suhu

:

950°C

- Tekanan

:

35 bar

b. Reaksi

:

C + 0,5 O2  CO....................(1) C + O2

 CO2...................(2)

H2 + 0,5O2  H2O...................(3) C + CO2  2CO..................(4)



III-6 BAB III Neraca massa C + H2O  CO + H2............(5) CO + H2O  CO2 + H2 ..........(6) C + 2H2  CH4...................(7)

Neraca massa total di gasifier dapat ditabelkan sebagai berikut: Tabel III.4 Neraca massa pada gasifier Aliran Masuk Komponen Massa (kg) Aliran <2> Botol Plastik 18939,39 (PET) Total

18939,39


Aliran Keluar Komponen Massa (kg) Aliran <3> CH4

789,0164791

CO CO2

11043,51303 9050,10127


III-7

BAB III Neraca massa Aliran <7> O2

Total Total masuk

H2 536,9423593 9461,812126 H2O 410,0770617 O2 1539,84 Total 23369,4902 Aliran <4> Slag 5031,72 28401,21 Total 5031,715865 28401,21 Total keluar 28401,21

4. Water Gas Shift Reaktor Mixer I <13>

Water <20>

WGS Reactor

Syngas dari gasifier <9>

a. Kondisi Operasi - Suhu

: 473 K

- Tekanan

: 34 bar

b. Reaksi :

CO + H2O




CO2 + H2


III-8 BAB III Neraca massa Asumsi syngas yang masuk ke water gas shift reactor sebanyak 40%, maka neraca massanya sebagai berikut : Tabel III.5 Neraca Massa water Gas Shift Reactor Aliran Masuk Komponen Massa (kg) Aliran <9> CH4 315,61 CO 4417,41 CO2 3620,04 H2 214,78 H2O 164,031 O2 615,936 Total 9347,80 Aliran <12> H2O 7888,25 Total 7888,25 Total masuk 17236,05

Aliran Keluar Komponen Massa (kg) Aliran <13> CH4 315,61 CO 3347,52 CO2 5301,29 H2 291,20 H2O 7364,50 O2 615,936 Total 17236,05

Total keluar


17236,05


III-9

BAB III Neraca massa 5. Separator I Syngas ke reaktor <16>

Syngas dari WGS dan gasifier <15>

<15>

Separator I

Water ke waste water <17>

a. Kondisi operasi Suhu

: 10 °C

Tekanan

: 33 bar

Tabel III.6 Neraca Massa Separator I (H-310) Aliran Masuk Komponen Aliran <15> CH4 CO CO2 H2 H2O O2 Total

Aliran Keluar Massa (kg)

Komponen

789,02 9973,63 10731,35 613,36 7610,54 1539,84 31258


Massa (kg)

Aliran <16> CH4 788,87 CO 9972,40 CO2 9520,24 H2 613,31 H2O 733,84 O2 1539,58 Total 23168 Program Studi D3 Teknik Kimia FTI-ITS

III-10 BAB III Neraca massa

Total masuk

Aliran <17> CH4 0,145 CO 1,232 CO2 1211,112 H2 0,053 H2O 6876,703 O2 0,257 Total 8090 Total keluar 31258

31258

6. Reaktor Sintesa DME (R-410) DME, Unreacted product <20>

Reaktor Sintesa DME R-410 Syngas <19>


: 240 °C



III-11

BAB III Neraca massa Tekanan b. Reaksi

: 49 bar : 3CO + 3H2  CH3OCH3

+ CO2

Tabel III.7 Neraca Massa Reaktor Sintesa DME (R410) Aliran Masuk Komponen Massa (kg) Aliran <19> CH4 788,87 CO 9972,40 CO2 9520,24 H2 613,31 H2O 733,84 O2 1539,58 CH3OCH3 0,00 CH3OH 0,00 Total 23168,24

Aliran Keluar Komponen Massa (kg) Aliran <20> CH4 788,87 CO 7312,40 CO2 10840,24 H2 413,31 H2O 733,84 O2 1539,58 CH3OCH3 1380,00 CH3OH 160,00 Total 23168,24



III-12 BAB III Neraca massa 7. Separator II (H-510) Syngas dari DME reactor <22>

CO2 ringan ke tangki penampung CO2 <24>

Separator II H-510

DME ke kolom distilasi <23>


: 20 °C

Tekanan

: 39 bar

Tabel III.8 Neraca Massa Separator II (H-510) Aliran Masuk


Komponen Aliran <22> CH4 788,87 CO 7312,40 CO2 10840,24 H2 413,31 H2O 733,84 Pabrik Dimethyl Ether (DME) dari limbah Botol plastik (PET) dengan menggunakan proses direct Synthesis dengan katalis Al2O3

Komponen Massa (kg) Aliran <23> CH4 0,201 CO 1,26 CO2 1,91 H2 0,06 H2O 221,20


III-13

BAB III Neraca massa O2 CH3OCH3 CH3OH Total

1539,58 1380,00 160,00 23168

Total masuk

23168

O2 0,35 CH3OCH3 1377,50 CH3OH 148,40 Total 1751 Aliran <26> CH4 788,670 CO 7311,135 CO2 10838,323 H2 413,252 H2O 512,642 O2 1539,228 CH3OCH3 2,501 CH3OH 11,602 Total 21417 Total keluar 23168

8. Kolom Destilasi (D-520)



III-14 BAB III Neraca massa Tabel III.9 Neraca Massa Kolom Destilasi (D-520) Aliran Masuk Komponen


Aliran <22> CH4 0,20 CO 1,26 CO2 1,91 H2 0,06 H2O 221,20 O2 0,35 CH3OCH3 1377,50 CH3OH 148,40 Total 1751

Total masuk

1751


Komponen

Massa (kg)

Aliran <25> CH4 0,000 CO 0,00 CO2 0,00 H2 0,00 H2O 4,16 O2 0,00 CH3OCH3 0,11 CH3OH 0,51 Total 5 Aliran <32> CH4 0,201 CO 1,260 CO2 1,915 H2 0,058 H2O 217,037 O2 0,355 CH3OCH3 1377,386 CH3OH 147,885 Total 1746 Total keluar 1751


BAB IV NERACA ENERGI Perhitungan neraca energi dalam desain pabrik DME dari Limbah PET ini menggunakan Excell. Dalam perhitungan ini berlaku teori hukum Kekekalan Energi dengan asumsi aliran steady state dengan persamaan sebagai berikut : Aliran energi masuk dalam sistem

Aliran energi keluar dari = sistem W

H1

Akumulasi = energi dalam sistem

Q

SISTEM

Persamaan Neraca Energi: E  Q  W  nH  Ek  E p  Dimana: ∆E = Akumulasi ∆Ek = Perubahan energi kinetik ∆Ep = Perubahan energi potensial Q = Panas yang masuk sistem W = Kerja yang masuk sistem ∆H = Hkeluar - Hmasuk IV-1

H2

IV-2 BAB IV Neraca Energi

Dari persamaan tesebut: Karena tidak ada perbedaan kecepatan maka ∆Ek = 0 Karena tidak ada perbedaan ketinggian maka ∆Ep = 0 Karena sistem berada dalam kondidi steady state maka ∆E = 0 Dari perhitungan pada Appendiks B, dapat dibuat tabel neraca energi pada masing-masing alat sebagai berikut: 1. Neraca Energi Vaporizer (V-118) Steam

Kondensat

Q



Stream 6

Kondisi Operasi a. Suhu referensi b. Tekanan referensi c. R d. Aliran 6 - Suhu - Tekanan e. Aliran 7 - Suhu - Tekanan

Stream 7

: 298 °K : 1 bar : 8,314 kJ/kmol °K : 50,35 °K : 34 bar : 90,04 °K : 34 bar


Q loss


Tabel IV.1 Neraca Energi Vaporizer (V-118) NERACA ENERGI VAPORIZER (V-118) MASU KELUA K kJ R kJ H6 -3109746,79 H7 -9992774,87 Qsteam -7647808,98 Qloss -764780,898 TOTAL -10757555,8 TOTAL -10757555,8

2. Neraca Energi Heat Exchanger (E-211) Stream 10

Stream 11 Q

Stream 7

Q loss

Stream 8

Tabel IV.2 Neraca Energi Heat Exchanger (E-211) NERACA HEAT EXCHANGER E-211 MASUK kJ KELUAR kJ H7 914177,54 H8 8197007,75 H10 15369574,63 H11 15369574,63 Qsupply 8092033,58 Qloss 809203,36 Total 24375785,7 Total 24375785,7



3.

Neraca Energi Gasifier (R-110) Steam

Kondensat

Q

Q loss

Stream 3

Stream 10 Stream 9

Stream 8

Tabel IV.3 Neraca Energi Gasifier (R-210) NERACA ENERGI GASIFIER (R-210) MASUK kJ KELUAR kJ H3 377,22 H9 52898778,18 H8 8197007,75 H10 15369574,63 ∆HR Qsteam TOTAL

-785299371,6 Qloss 939300377,2 162198390,53 TOTAL


93930037,72 162198390,53


4. Neraca Energi Heat Exchanger (E-212) CW

CWR Q

Stream 11

Stream 12

Tabel IV.4 Neraca Energi Heat Exchanger (E-212) NERACA ENERGI HEAT EXCHANGER (E-212) MASUK kJ KELUAR kJ H11 15369564,87 H12 11730838,7 QCW 3638726,2 TOTAL 15369564,87 TOTAL 15369564,87



5.

Neraca Energi Water Gas Shift (R-210) CWR

CW

Q

Stream 16

Stream 14 Stream 13

Tabel IV.5 Neraca Energi Water Gas Shift (R-210) MASUK H14 H13 ∆HR TOTAL

NERACA ENERGI WGS (R-210) KELUA kJ R kJ 17499433,20 H16 17759635,88 12980246,20 QCW 309134443,34 296414399,82 326894079,23 TOTAL 326894079,23



6. Neraca Energi Heat Exchanger (E-311) CWR

CW

Q

Stream 17

Stream 18

Tabel IV.7 Neraca Energi Heat Exchanger (E-311) NERACA ENERGI HEAT EXCHANGER (E-311) MASUK kJ KELUAR kJ H17 26280658,49 H18 692314,96 Qcw 25588343,53 TOTAL 26280658,49 TOTAL 26280658,49

7. Neraca Energi separator I (H-310)

Stream 18

Stream 20

Stream 19



Tabel IV.8Neraca Energi separator I (H-310) NERACA SEPARATOR (H-310) MASUK kJ KELUAR kJ H18 692314,96 H19 1372523,45 H20 -680208,49 TOTAL 692314,96 TOTAL 692314,96

8.

Neraca Energi Kompressor (G-411)

Stream 20

Stream 21 W

Tabel IV.9 Neraca Energi Kompressor (G-411) NERACA ENERGI KOMPRESOR (G-411) MASUK kJ KELUAR kJ H20 -680208,49 H21 -211571,01 W 468637,47 TOTAL -211571,01 TOTAL -211571,01



9. Neraca Energi Heat Exchanger (E-412) Steam

Kondensat

Q Stream 21

Q loss

Stream 22

Tabel IV.10 Neraca Energi Heat Exchanger (E-412) NERACA ENERGI HEAT EXCHANGER (E-412) MASUK kJ KELUAR kJ H18 -211571,01 H19 4622335,21 Q steam 5371006,92 Q loss 537100,69 TOTAL 5159435,90 TOTAL 5159435,90

10. Neraca Energi Reaktor Sintesa DME (R-410) Steam

Kondensat Q

Stream 22


Q loss

Stream 23


Tabel IV.11 Neraca Energi Reaktor Sintesa DME (R410) NERACA ENERGI REAKTOR SINTESA DME (R410) KELUA MASUK kJ R kJ H22 4622335,212 H23 4292953,833 ∆HR -2,0951E+10 Qloss 2327829861 Qsteam 23278298613 TOTAL 2332122815 TOTAL 2332122815


CWR

Q

Stream 24


Stream 25


Tabel IV.13 Neraca Energi Heat Exchanger (E-512) NERACA ENERGI HEAT EXCHANGER (E-512) MASUK kJ KELUAR kJ H24 4611557,52 H25 1289889,05 Qcw 3321668,47 TOTAL 4611557,52 TOTAL 4611557,52

12. Neraca Energi Separator II (H-510)

Stream 25

Stream 26 Stream 27

Tabel IV.14 Neraca Energi Separator II (H-510) NERACA SEPARATOR (H-510) MASUK kJ KELUAR kJ H25 1289889,05 H26 1490757,42 H27 -200868,37 TOTAL 1289889,05 TOTAL 1289889,05



13. Neraca Energi Kolom Distilasi (D-520) Qc

V

DV

29

28 D L

Lo

F

31

B

QR

30

Tabel IV.16 Neraca Energi Kolom Distilasi (D-520) NERACA KOLOM DISTILASI (D-520) MASUK kJ KELUAR kJ H28 -140172,52 H29 591041,24 QR 689110,60 H31 -5046,32 H31 -85997,67 QC 48940,83 TOTAL 548938,09 TOTAL 548938,09



14. Neraca Energi Kompressor (G-527)

Stream 32

W

Stream 33

Tabel IV.17 Neraca Energi Kompressor (G-527) NERACA ENERGI KOMPRESOR (G-527) MASUK kJ KELUAR kJ H32 -85997,67 H33 193204,81 W 279202,48 TOTAL 193204,81 TOTAL 193204,81

15. Neraca Energi Kompressor (G-528)

Stream 34

W

Stream 35

Tabel IV.16 Neraca Energi Kompressor (G-528) NERACA ENERGI KOMPRESOR (G-528) MASUK kJ KELUAR kJ H34 1580474,193 H35 8778398,909 W 7197924,7 TOTAL 8778398,909 TOTAL 8778398,909




CWR

Q

Stream 28

Stream 29

Tabel IV.20 Neraca Energi Heat Exchanger (E-529) NERACA HEAT EXCHANGER (D-529) MASUK kJ KELUAR kJ H35 8778398,909 H36 -675322,968 Q 9453721,877 TOTAL 8778398,909 TOTAL 8778398,909


BAB V SPESIFIKASI ALAT

Spesifikasi peralatan yang digunakan dalam Perancangan Pabrik DME dari Limbah Polyethylene Terephtalate adalah sebagai berikut : 1. Reaktor Sintesa DME (R-410) Tabel V.1 Spesifikasi Reaktor Sintesa DME (R-410) Spesifikasi Keterangan No.Kode R-410 Mengkonversi CO dan H2 menjadi Fungsi DME Tipe Fixed Bed Reactor Kapasitas Bahan Konstruksi Tipe Sambungan Jenis tutup atas Jenis tutup bawah ID shell OD shell Tinggi shell Tebal shell Tebal tutup atas Tebal tutup bawah Jumlah Jumlah putaran coil

17,69 m3 Low alloy steels SA-182 Grade F1 Double welded but joint Elliptical Dished Head Elliptical Dished Head 51,03 in 60 in 14,35 ft 2,75 in 2,75 in 2,75 in 1 buah 14 putaran

V-1

V-2 BAB V Spesifikasi Alat

2. Centrifugal Compressor (G-411) Tabel V.2 Spesifikasi Centrifugal Compressor (G-411) Spesifikasi Keterangan No.Kode G-411 Menaikkan tekanan 33,4 menjadi 49,2 Fungsi bar Tipe Centrifugal Compressor Kapasitas 0,63 m3/s Material case Cast iron Material rotor Carbon steel Suction pressure 33,4 bar Discharge pressure 49,2 bar Effisiensi 69% Power kompressor 1750 hp Jumlah 1 buah




3. Heat Exchanger (E-412) Tabel V.3 Spesifikasi Heat Exchanger (E-412) Spesifikasi Keterangan No.Kode E-412 Memanaskan syngas yg akan diumpankan Fungsi ke reaktor sintesa DME Ketentuan Bahan Suhu masuk Suhu keluar

Ketentuan

Shell

Tube

Shell and Tube 1-2 Exchanger Carbon Steel = Syngas 215,67OC Steam

=

270OC

Syngas

=

240OC

Steam

=

270OC

Rd ∆P syngas ∆P steam ID Baffle Passes ∆P OD ID BWG Pitch Panjang Jumlah Passes ∆P

=

0,001 jft2oF/btu 2 psi 2 psi 39 24,375 1 1,902 psia 0,75 in 0,62 in 16 1 in square 10 ft 1024 6 1,956 psi


< < = = = = = = = = = = = =



Rd

0,00148 jft2oF/btu

Luas area Jumlah

1924 ft2 1 buah



BAB VI UTILITAS Dalam suatu industri, unit utilitas merupakan sarana penunjang dari suatu proses utama yang ada dalam proses produksi. Oleh karena itu unit utilitas memegang peranan yang penting dalam pelaksanaan operasi dan proses. Sarana utilitas dalam pabrik DME ini antara lain : 1. Air Air pabrik DME dari limbah PET dengan proses sintesa langsung ini digunakan sebagai air pendingin, air sanitasi, dan air proses. 2. Steam Steam dalam pabrik digunakan sebagai pemanas. 3. Listrik Listrik berfungsi sebagai tenaga penggerak dari berbagai peralatan proses serta untuk penerangan. 4. Bahan bakar Bahan bakar digunakan untuk bahan bakar boiler, pembangkit tenaga listrik dan untuk pembakaran lainnya. VI.1 AIR Jika dilihat dari unit pengolahan air industri kimia, sebagian besar bahan yang digunakan adalah air. Kebutuhan air pabrik direncanakan diambil dari air sungai karena air merupakan pelarut yang baik dan secara praktis semua zat dapat terlarut didalamnya. Oleh sebab itu diperlukan pengolahan terlebih dahulu sebelum digunakan dengan cara penyaringan untuk menghilangkan kotoran-kotoran yang bersifat makro maupun yang bersifat mikro sebelum masuk bak penampung.

VI-1

VI-2 BAB VI Utilitas

Air dalam bak penampung kemudian dilakukan pengolahan lebih lanjut yang disesuaikan dengan keperluan. Untuk menghemat pemakaian air diperlukan sirkulasi. Adapun kegunaan air dalam pabrik ini adalah : 1.

Untuk air sanitasi Air sanitasi digunakan untuk keperluan minum, masak, cuci, mandi, dan sebagainya. Pada umumnya air sanitasi harus memenuhi syarat kualitas yang ditentukan sebagai berikut :  Syarat fisik :  Suhu di bawah suhu udara  Warna jernih  Tidak berasa  Kelarutan = 1 mg SiO3/lt  Syarat kimia :  pH = 6,5 – 8,5  Tidak mengandung zat terlarut berupa zat organik dan zat anorganik  Tidak mengandung zat-zat beracun  Tidak mengandung logam berat, seperti Pb, Ag, Cr, Hg  Syarat Biologi :  Tidak mengandung kuman dan bakteri, terutama bakteri patogen  Bakteri Echerichia Coli kurang dari 1/100 ml. 2. Untuk air pendingin Sebagian besar air digunakan sebagai air pendingin karena dipengaruhi oleh faktor- faktor sebagai berikut :  

Air merupakan materi yang mudah didapat dalam jumlah besar Mudah diatur dan dijernihkan






Dapat menyerap jumlah panas yang besar per satuan volume  Tidak mudah menyusut dengan adanya perubahan temperatur dingin  Tidak terdekomposisi Syarat air pendingin tidak boleh mengandung :  Hardness Memberikan kecenderungan membentuk kerak pada alat-alat proses.  Besi Menyebabkan korosi pada alat.  Silika Menyebabkan pembentukan kerak.  Minyak Menyebabkan terganggunya film corossion pada inhibitor, menurunkan heat transfer dan memicu pertumbuhan mikroorganisme. Mengingat kebutuhan air pendingin cukup besar, maka perlu digunakan sistem sirkulasi untuk menghemat air yang diambil dari sungai dengan memakai cooling water. 3.

Untuk air proses Air proses adalah air yang dipakai sebagai bahan baku dan bahan pembantu proses. Beberapa hal yang harus diperhatikan untuk air proses adalah : Alkalinitas Kekeruhan Warna Air yang digunakan tidak mengandung Fe dan Mn 4. Untuk air umpan boiler Air umpan boiler adalah air yang akan menjadi fase uap di dalam boiler, dimana telah mengalami perlakuan khusus antara lain penjernihan dan pelunakan, walaupun air terlihat o o o o




bening atau jernih, namun pada umumnya masih mengandung larutan garam dan asam yang dapat merusak peralatan boiler. Air umpan boiler harus memenui persyaratan sebagai berikut : o o o o o o o o

pH Hardness O2 terlarut CO2 terlarut Fe3+ Ca2+ SiO2 Cl2

= = = = = = = =

8,5 – 9,5 1 ppm sebagai CaCO3 0,02 ppm 25 ppm 0,05 ppm 0,01 ppm 0,1 ppm 4,2 ppm

Setelah dari unit pengolahan, air ini digunakan sebagai air umpan boiler, yang terlebih dahulu dilakukan pelunakan air. Tujuannya adalah untuk menghilangkan ion Mg2+ dan Ca2+ yang dapat menyebabkan pembentukan kerak. Kerak akan menghalangi proses perpindahan panas sehingga menyebabkan over-heating yang memusat dan dapat menyebabkan pecahnya pipa. PROSES PENGOLAHAN AIR Beberapa tahapan pengolahan air, diantaranya : 1. Pengolahan secara fisika Pengolahan secara fisika dilakukan dengan cara mengendapkan kotoran yang terikut. Air dipompa dari sungai, yang sebelumnya disaring untuk mengurangi kotoran seperti sampah, dan lain-lain. Setelah itu dimasukkan dalam bak skimming, sehingga kotoran-kotoran seperti pasir akan mengendap, sedangkan air secara overflow dari skimming dialirkan ke bak koagulator dan flokulator.




2. Pengolahan secara kimia Dilakukan untuk memisahkan kontaminan yang terlarut dengan cara penambahan koagulan dan flokulan. Pada bak koagulator dan flokulator dilengkapi dengan pengadukan cepat (80-100 rpm) dan pengadukan lambat (4-8 rpm). Dalam bak koagulator ditambahkan bahan kimia yaitu Al2(SO4)3.8H2O / tawas dan dalam bak flokulator ditambahkan Ca(OH)2) dengan dosis yang disesuaikan dengan kekeruhan air sungai. Setelah bahan-bahan tersebut ditambahkan dalam bak koagulator kemudian dilakukan pengadukan cepat agar air dapat bercampur dengan koagulan hingga merata. Kemudian dilanjutkan dengan pengadukan lambat untuk memperbesar flok-flok sehingga menjadi lebih berat dan lebih cepat mengendap ke bagian bawah. Dari bak flokulator secara overflow air dialirkan ke bak sedimentasi. Setelah dilakukan pengendapan pada bak sedimentasi kemudian air secara overflow masuk pada bak penampungan. Air jernih yang dihasilkan pada bak penampungan secara overflow dialirkan ke dalam sand filter untuk menangkap partkel-partikel kecil yang melayang dalam air yang tidak terendapkan dengan sistem gravitasi. Pemilihan sistem gravitasi ini mempunyai beberapa keuntungan jika dibandingkan dengan sistem pressure. Pada sistem gravitasi, air yang disaring dilewatkan melalui bagian atas tangki sehingga tidak membutuhkan tekanan untuk menyaring dan tidak menyebabkan gesekan keras antara pasir, air dan dinding tangki yang dapat menimbulkan pecahnya tangki akibat tekanan. Partikel tersebut akan tertahan oleh butiran pasir dan kerikil, air yang lolos merupakan air yang jernih dan bersih yang kemudian ditampung dalam bak penampung air bersih. Dari bak penampung air bersih kemudian dipompa ke bak distribusi untuk mendistribusikan ke masing-masing unit.




Untuk mendapatkan air sanitasi dari bak air bersih kemudian ditambahkan desinfektan (kaporit/Ca(OCl)2) untuk membunuh kuman-kuman dan bakteri yang merugikan selanjutnya dipompa dan ditampung dalam bak air sanitasi. Air sanitasi dipompa dan dapat digunakan untuk keperluan laboratorium, kantor, masak, mandi, mencuci, taman dan sebagainya. Untuk air pendingin, air dari bak air bersih dipompa menuju bak air pendingin dan dapat digunakan untuk proses pendinginan dengan mendistribusikannya melalui pompa. Pada atmospheric cooling tower berfungsi untuk mendinginkan air pendingin yang telah digunakan dan akan disirkulasi. PELUNAKAN KESADAHAN

AIR

UNTUK

MENGURANGI

Air umpan boiler sebelum digunakan memerlukan pengolahan terlebih dahulu, pelunakan air umpan boiler dilakukan dengan pertukaran ion dalam kation. Mula-mula air bersih dari bak penampungan air bersih dipompa kemudian dilewatkan pada kation exchanger untuk penyaringan ion-ion (+) dimana ion-ion yang dapat menyebabkan terjadinya kerak pada sistem perpipaan terutama pada peralatan pabrik dengan menggunakan bed Na. Reaksi pada Kation Exchanger : R (-SO3Na)2 + Ca(HCO3)2  R (-SO3)2Ca + 2NaHCO3 ..(11) R (-SO3Na)2 + MgSO4  R (-SO3)2Mg + 2Na2SO4 … (12) Kemudian didistribusikan ke bak air proses, bak air umpan boiler air bebas dari ion-ion kesadahan yang mengganggu.




VI.2 STEAM Steam mempunyai peranan yang sangat penting dalam menunjang proses produksi. Steam digunakan sebagai media pemanas. Steam yang digunakan dalam pabrik ini adalah steam jenuh (saturated steam). VI.3 LISTRIK Listrik berfungsi sebagai tenaga penggerak dari berbagai peralatan proses maupun untuk penerangan. Kebutuhan listrik di pabrik DME ini diperoleh dari dua sumber, yaitu: a.

Pembangkit Listrik Tenaga Diesel (PLTD), digunakan untuk cadangan jika listrik padam atau apabila daya dari PLN tidak mencukupi. Daya yang dihasilkan dari PLTD ini sebesar 250 kVA, 50 Hz. b. Perusahaan Listrik Negara (PLN), merupakan sumber listrik utama dari pabrik DME ini. Daya yang diperoleh dari PLN sebesar 2,8 kVA dimana pemakaiannya diturunkan 380 Volt dengan menggunakan trafo step down.

VI.4 BAHAN BAKAR Kebutuhan bahan bakar pada pabrik DME ini ada 2, yaitu minyak IDO (Industrial Diesel Oil) dan solar. Jika minyak IDO tidak mencukupi untuk bahan bakar diesel dan boiler maka digunakan bahan bakar solar. Minyak IDO dipompakan ke boiler dengan menggunakan gear pump, dimana kebutuhan untuk minyak IDO sebesar 2000-3000 liter/hari yang diperoleh dari Pertamina.




VI.5 PERHITUNGAN KEBUTUHAN AIR * Air Sanitasi Menurut Metcalf et.al (1991) kebutuhan air domestik untuk tiap orang adalah 40 -100 liter per hari. Untuk keperluan sanitasi dibutuhkan 0,1 m3/hari untuk tiap karyawan. (Diambil 100 liter per hari) 30 Untuk 300 orang karyawan = 1,25 = 1250 = 30000 = Asumsi kebutuhan air sanitasi pada laboratorium dan taman pabrik sekitar 50% dari kebutuhan air sanitasi karyawan. Maka

= 0,5 X = 625 lt/jam = 15000 lt/hari

Maka kebutuhan air sanitasi sebesar : 1250 = 1875 = 45000 = = 45


1250

+ lt/jam lt/hari m3/hari

625


m3/hari m3/jam lt/jam lt/hari


* Air Pendingin Kebutuhan air pendingin pada pabrik DME ini adalah : No

Nama alat

massa

satuan

1

Heat Exchanger WGS

88.746.730,15

kg/hari

2

Heat Exchanger Separator I

18.315.545,62

kg/hari

3

Heat Exchanger Separator II

2.377.573,61

kg/hari

4

Heat Exchanger Compressor CO2

2713987,2

kg/hari

112.153836,58

kg/hari

Total

Densitas air pada suhu 30° C

=

995,68

kg/m3

Kebutuhan air pendingin

=

112.153836,58

kg/hari

995,68 =


112.640,44

kg/m3 m3/hari



* Air Proses Kebutuhan air proses dalam pabrik DME meliputi : No

Nama alat

Massa

satuan

1

Reaktor WGS

189.318

kg/hari

189.318

kg/hari

Total

Sehingga kebutuhan air proses pada pabrik DME adalah : =

=

189.318

kg/hari

995,68

kg/m3

190,14

m3/hari

* Air umpan boiler Kebutuhan steam pada pabrik DME ini meliputi : No

Nama alat

massa

satuan

1

Vaporizer

11.205,6

kg/hari

2

DME Reactor

340.824.284,16

kg/hari

Total

340.835.489,76

kg/hari




Air umpan boiler yang dibutuhkan = steam yang dibutuhkan Sehingga kebutuhan air boiler =

340.835.489,76

kg/hari

995,68

kg/m3

342.314,3

m3/hari

=

Total (tanpa resirkulasi)

=

air sanitasi + air pendingin + air umpan boiler

= 45

+ 112.640,44 ++ 342.314,3

= 454.999,8

m3/hari

Penghematan dapat dilakukan dengan cara resirkulasi. Air yang dapat diresirkulasi adalah 80% dari pendingin kembali ke cooling tower dan 70% kondensat kembali ke umpan boiler.

Air pendingin

Kondensat

Total air yang diresirkulasi

=

80%

=

90.112,35

m3/hari

=

70%

342.314,3

=

239.620,01

m3/hari

=

329.732,36

m3/hari


x

112.640,44

x



Air yang dibutuhkan dari sungai : Air sanitasi

=

45,00 m3/hari

Air pendingin

=

22.528,09 m3/hari

Air proses

=

190,14 m3/hari

Air umpan boiler

=

102.694,29 m3/hari

Total

=

125.142,52 m3/hari



BAB VII KESEHATAN DAN KESELAMATAN KERJA VII.1 Usaha-usaha Keselamatan Kerja Keselamatan Kerja merupakan faktor yang sangat diperhatikan dalam dunia industri terutama bagi industri yang berstandar internasional. Kondisi kerja dapat dikontrol untuk mengurangi bahkan menghilangkan peluang terjadinya kecelakaan di tempat kerja. Keselamatan dan kesehatan kerja harus mendapatkan perhatian yang lebih dalam suatu pabrik. Hal tersebut menyangkut kesehatan dan keselamatan kerja para karyawan dan keselamatan peralatan. Sebab suatu operasi dari pabrik dapat berjalan lancar apabila karyawan-karyawan yang mengendalikan peralatan terjamin keselamatan dan kesehatannya dalam melaksanakan tugasnya. Kurangnya perhatian tentang keselamatan kerja dapat menyebabkan terjadinya kecelakaaan kerja yang dapat menghambat aktivitas produksi. Kesehatan dan keselamatan kerja harus dapat membantu meningkatkan produksi dan produktifitas kerja karena : 1. Dengan tingkat keselamatan kerja yang tinggi, factor manusianya dapat diserasikan dengan tingkat efisiensi yang tinggi pula. 2. Praktek keselamatan kerja tidak dapat dipisahkan dengan ketrampilan, keduanya berjalan sejajar dan merupakan unsur yang sangat penting dengan kelangsungan produksi. 3. Keselamatan kerja dapat dilaksanakan berkat partisipasi pengusaha dan karyawan yang membawa iklim ketenangan dan keamanan sehingga diantara mereka terbina hubungan yang dapat menunjang kelancaran produksi. VII-1

VII-2 BAB VII K3

Sedangkan tujuan dari keselamatan kerja itu sendiri adalah : 1. Mengontrol semua resiko dan potensi kecelakaan yang menghasilkan kecelakaan dan kerusakan. 2. Mencegah kecelakaan 3. Menghindari kerugian harta benda dan nyawa. 4. Menghindari kerugian bagi perusahaan (cost) Bahaya yang mungkin timbul dalam statu perusahaan yaitu : 

Bahaya kebakaran Penyebab terjadinya kebakaran antara lain adalah : -

Karena merokok. Zat cair yang mudah meledak. Mesin-mesin yang tidak terawat dan menjadi panas. - Zat gas yang reaktif dan mudah terbakar. - Adanya aliran pendek pada arus listrik. Upaya-upaya pencegahan yang dapat dilakukan yaitu : -

-

Menjauhkan bahan-bahan yang mudah terbakar dari sumber api. Adanya tanda larangan merokok pada sekitar tempat kerja. Mengisolasi daerah yang bertegangan listrik tinggi. Pemasangan kawat listrik yang sedemikian hingga hubungan pendek pada arus listrik tidak terjadi. Perawatan yang baik dan berkala pada instalasi-instalasi pabrik dan kabel. Penempatan alat-alat pemadam kebakaran pada tempat yang mudah dijangkau dan disekitar pabrik.



VII-3 BAB VII K3

Adanya tanda bahaya pada tiap – tiap zat kimia yang digunakan didalam pabrik.  Bahaya ledakan Ledakan pada alat-alat industri disebabkan karena salah dalam desain peralatan pabrik, panambahan bahan kimia terlalu banyak sehingga konsentrasi tidak sesuai (over) . Oleh karena itu dalam merancang suatu alat industri harus teliti terutama pada alat yang beroperasi pada tekanan tinggi misalnya pada reaktor. Dan adanya lay out serta safety device yang baik untuk memastikan tata letak alat serta kontroler yang tepat. -

Pengendalian yang dapat dilakukan yaitu : -

Pengendalian secara teknik. Pengendalian secara administratif.

VII.2 Yang Harus Diperhatikan Dalam Keselamatan Dan Kesehatan Kerja Hal-hal yang harus diperhatikan dalam keselamatan dan kesehatan kerja pada pabrik sirup glukosa ini adalah sebagai berikut : 1. Bahaya dalam proses pabrik  Eksplosifitas desain peralatan untuk hal ini harus didasarkan pada karakteristik bahan-bahan yang diolah seperti pada pemakaian HCl pada reaksi yang ada, gas hydrogen bertekanan yang mudah terbakar.  Mechanical, bahaya yang ditambahkan pada alat-alat yang bergerak dan penempatan dari alat-alat bangunannya. 2. Plant layout Dalam penyusunan layout tata letak masalah keselamatan kerja harus diperhatikan, pembagian plant



VII-4 BAB VII K3

3.

4.

5.

6.

7.

serta penempatan tata letak yang benar dalam setiap unit tidak hanya membantu efisiensi kerja dan pemeliharaannya tetapi juga diperhatikan safety penyebab penyebaran api dan adanya ledakan. Utilitas Pembangkit dan pembagian utilitas dalam suatu pabrik mempunyai fungsi yang sangat penting. Fasilitas ini harus diletakkan agak jauh tetapi praktis dalam suatu unit operasi. Terutama sekali pada daerah-daerah yang menghasilkan gas atau bahan yang mudah meledak. Bangunan Faktor keselamatan kerja, disini penting sekali terutama antara bangunan dan peralatan operasi dari suatu proses harus diatur dan mempunyai jarak yang cukup sehingga kemungkinan bahaya yang timbul bisa dicegah misalnya kebakaran,. Mechanical Design dan Safety Untuk konstruksi yang aman semua mechanical design harus sesuai dengan metode yang berlaku serta memperhatikan faktor keselamatan dam kesehatan kerja. Pelistrikan  Dipasang alat operasi jarak jauh (remote shut down) dari alat-alat operasi starter yang dipasang ditempat.  Perawatan yang baik terhadap peralatan atau kabelkabel.  Diberikan peringatan pada daerah-daerah sumber tegangan listrik.  Menutup daerah yang bertegangan listrik tinggi. Anti pemadam api Alat pemadaman api atau kebakaran pada suatu pabrik merupakan suatu alat yang sangat perlu dan harus disediakan pada setiap unit pabrik. Karena pentingnya air sebagai pemadam, maka distribusi air sangatlah penting.



VII-5 BAB VII K3

Cara lain untuk memadamkan api dengan cepat adalah dengan menggunakan foam atau gas inert seperti CO2. 8. Sistem Alarm Pabrik Semua sistem alarm harus dipasang pada pabrik, serta alat pengaman untuk karyawan supaya semua personel karyawan mengetahui dan segera bersiap dan menindak lanjuti kalau ada kebakaran atau bahaya lainnya. VII.3 Alat – Alat Pelindung Diri Untuk melindungi para karyawan dari bahaya kecelakaan kerja pihak perusahaan semestinya juga menyediakan alat – alat pelindung diri yang cukup. Untuk pabrik Sorbitol ini dibutuhkan alat – alat pelindung diri, diantaranya : a. Alat Pelindung Kepala Yaitu : Safety helmet yang berfungsi untuk melindungi kepala dari benturan benda – benda keras. Diberikan kepada semua karyawan yang berada pada area unit produksi (saat terjun ke lapangan). b. Alat Pelindung Mata Yaitu : Welding mask atau welding glasses, berfungsi untuk melindungi mata dari radiasi sinar yang terdapat pada pengelasan berfungsi untuk pencegahan awal jika ada partikel – partikel berbahaya akibat dari proses. c. Alat Pelindung Telinga Yaitu : Ear plug (dapat menahan suara sampai 39dB) dan ear muff (sampai 41 Db) Diberikan kepada karyawan operator peralatan (mesin) terutama yang berkecepatan putar tinggi.

d. Alat Perlindungan Pernafasan



VII-6 BAB VII K3

Yaitu : Cartridge respirator (berupa full face mask dan half mask), berfungsi untuk melindungi pernafasan dari udara yang terkontaminasi dengan kadar toksisitas rendah sampai sedang Digunakan oleh karyawan yang menangani tangki penyimpan HCl. e. Alat Pelindung Tangan Yaitu : Sarung tangan karet (untuk melindungi tangan dari bahaya listrik, larutan asam atau basa yang bersifat korosif) serta sarung tangan kulit / PVC / berlapis chrom (untuk melindungi dari benda – benda tajam / kasar dan benda – benda panas) Diberikan kepada karyawan operating unit, power station, serta karyawan yang menangani maintenance. f. Alat pelindung Kaki Yaitu : Sepatu pengaman (safety shoes), berfungsi untuk melindungi kaki dari bahaya kejatuhan benda – benda berat, terpercik aliran panas atau larutan asam ataupun basa yang bersifat korosif akibat dari kebocoran pompa atau pipa dan terlindung dari lumpur dari hasil samping Diberikan pada semua karyawan saat berada di area plan terutama yang menangani bagian, tangki penyimpan, limbah & hasil samping serta produksi. g. Tali atau Sabuk Pengaman Yaitu : berfungsi untuk mengamankan tubuh pekerja atau karyawan pada saat kontrol di tower – tower atau tangki yang tinggi dan perlu penanganan yang khusus demi mempermudahkannya Diberikan pada karyawan bagian operator kontrol.



BAB VIII PENGENDALIAN PROSES DAN INSTRUMENTASI  Alat Ukur dan Instrumentasi pada Pabrik secara Umum Alat ukur dan instrumentasi merupakan suatu bagian yang memegang peranan sangat penting. Dengan adanya sistem informasi tersebut maka bagian-bagian penting dari pabrik yang memerlukan pengawasan rutin dapat dikontrol dengan baik. Instrumentasi memiliki 3 fungsi utama yaitu sebagai alat pengukuran, alat analisa, dan alat kendali. Selain digunakan untuk mengetahui kondisi operasi, juga berfungsi untuk mengatur nilai-nilai variabel proses, baik secara manual maupun secara otomatis untuk memperingatkan operator akan kondisi yang kritis dan berbahaya. Instrumen harus ada dan harus berfungsi baik sesuai dengan kebutuhan dimana instrumen tersebut ditempatkan. Instrumen merupakan salah satu faktor yang sangat menentukan mutu dari suatu hasil produksi Tujuan dari pemasangan alat instrumentasi bagi perencanaan suatu pabrik adalah sebagai berikut : 1. Untuk menjaga suatu proses instrumentasi agar tetap aman, yaitu dengan cara :

VIII-1

VIII-2 BAB VIII Pengendalian proses dan instrumentasi

 Mendeteksi adanya kondisi yang berbahaya sedini mungkin, dan membuat tanda-tanda bahaya secara interlock otomatis jika kondisi kritis muncul.  Menjaga variabel-variabel proses berada pada batas kondisi yang aman. 2. Menjaga jalannya suatu proses produksi agar sesuai dengan yang dikehendaki. 3. Menekan biaya produksi serendah mungkin dengan tetap memperhatikan faktor-faktor yang lainnya utau effisiensi kerja. 4. Menjaga kualitas agar tetap berada dalam stamdart yang telah ditetapkan. 5. Memperoleh hasil kerja yang efisien. 6. Membantu dalam keselamatan kerja bagi pekerja dan karyawan pabrik. Hal-hal yang perlu diperhatikan dalam pemeliharaan instrumentasi adalah : 1. Ketelitian yang dibutuhkan 2. Mudah pengoperasiannya 3. Mudah diganti jika rusak 4. Level instrumentasi 5. Range yang diperlukan dalam pengukuran 6. Biaya ekonomis Pada pabrik Dimethyl Ether (DME) dari limbah PET ini, instrumentasi yang digunakan ada 2 macam yaitu secara otomatis dan manual, tergantung dari sistem peralatan dan faktor pertimbangan teknik serta ekonominya. Pengaturan secara manual, biasanya dilakukan dengan menggunakan peralatan yang hanya diberi instrument penunjuk atau pencatat saja. Sedangkan pada instrument pentunjuk otomatis diperlukan beberapa bagian instrumentasi. Adapun langkah –

Pabrik Dimethyl Ether (DME) dari limbah Polyethilene Terephtalate dengan menggunakan proses direct synthesis



langkah untuk menyusun sistem control dan instrument pada suatu proses produksi, sebagai berikut : 1. Identifikasi terhadap “plant operation” dengan tujuan untuk mengetahui control atau instrument yang digunakan untuk “plant” tersebut. 2. Identifikasi “key process”, dimana yang membutuhkan variable control yang jelas terutama berkaitan dengan kualitas produk. 3. Identifikasi “key process support”, dalam hal ini berhubungan dengan “safety operation” dalam melindungi dari suatu permasalahan produksi. Cara pengontrolan yang sering digunakan sebagai berikut : a. Secara manual Alat ukur ini dikontrol oleh manusia, hanya berdasarkan pengamatan saja. Cara ini kurang baik karena ketelitian dari manusia yang terbatas b. Secara otomatis Alat pengontrol secara otomatis ini ada bermacam-macam cara pengontrolannya, antara lain :  Sistem on-off control  Sistem proportional  Sistem proportional integral  Sistem proportional integral derivative Jenis instrumen yang digunakan dapat digolongkan menjadi : 1. Indikator Merupakan alat yang menunjukkan suatu kondisi operasi pada waktu tertentu 2. Recording Merupakan alat pencatat kondisi operasi pada suatu peralatan 3. Controller

Pabrik Dimethyl Ether (DME) dari limbah Polyethilene Terephtalate dengan menggunakan proses direct Synthesis



Merupakan alat yang menunjukkan kondisi operasi pada waktu tertentu sekaligus mampu mengendalikan sesuai dengan kondisi yang diinginkan. Beberapa bagian instrumen yang diperlukan pada alat pengontrol secara otomatis : 1. Elemen pengontrol Yaitu elemen yang menunjukkan perubahan harga dari variabel yang dirasa oleh elemen pengukur untuk mengatur sumber tenaga sesuai perubahan yang terjadi. 2. Elemen pengontrol akhir Yaitu elemen yang mengubah variabel yang diukur agar tetap berada dalam range yang diinginkan. 3. Primary elemen Yaitu elemen yang dapat merasakan perubahan dari harga variabel yang diukur. 4. Elemen pengukur Yaitu elemen yang menerima output dari primary elemen dan melakukan pengukuran, termasuk peralatan penunjuk (indicator).




 Alat Ukur dan Instrumentasi Pabrik Dimethyl Ether dari limbah Polyethylene Tabel VIII.1 Sistem control yang dipakai dalam “plant operation” pabrik Dimethyl Ether dari limbah PET NoNN

Nama alat

Kode

Instrumentasi

R-110

Flowrate Controller Ratio Controller Pressure Indicator Temperatur indicator

R-410

Level Controller Level Transmiter Temperatur controller Temperatur Transmiter

E-211 E-212 E-311 E-412 E-512 E-524 E-529

Temperatur Controller Flowrate controller

1 Gasifier

3

4

Reaktor Sintesa DME

Heat Exchanger

Pabrik Dimethyl Ether (DME) dari limbah Polyethilene Terephtalate dengan menggunakan proses direct Synthesis



5 Distilasi

D-520

Temperatur Controller Flowrate Controller Flowrate indicator Pressure Controller

Kegunaan sistem control yang digunakan dalam Pabrik Dimethyl Ether dari limbah PET: a. Level control. Berfungsi untuk mengendalikan tinggi cairan dalam suatu alat sehingga tidak melebihi dari batas maksimum yang diijinkan. Secara umum digunakan dalam suatu alat berupa kolom. Level control dihubungkan dengan control valve pada aliran keluaran produk. b. Pressure control. Berfungsi untuk mengendalikan tekanan operasi sesuai dengan kondisi diiginkan. Pressure control sangat dibutuhkan pada system yang menggunakan aliran steam atau uap. Pressure control dihubungkan dengan control valve pada aliran keluaran steam atau uap. c. Flow control. Untuk mengendalikan debit aliran dari suatu bahan yang masuk ke suatu proses atau alat. Secara umum digunakan dalam suatu alat berupa tangki penyimpan. d. Temperature control. Untuk mengendalikan dan mengetahui kondisi operasi berdasarkan temperature yang diinginkan. e. Ratio Control Untuk mengendalikan ratio atau perbandingan jumlah feed yang masuk ke dalam gasifier dengan jumlah oksigen yang diinjeksikan ke dalam gasifier.



BAB IX PENGOLAHAN LIMBAH INDUSTRI KIMIA IX. 1. Sumber dan Karakteristik Limbah Pabrik Dimethyl ether ini menghasilkan limbah dari proses produksi, sehingga diperlukan pengolahan untuk mencapai ketentuan yang berlaku sebelum dibuang guna untuk mencegah pencemaran lingkungan. Ada dua macam limbah yang dihasilkan, yaitu: 1. Limbah padat Limbah padat ini berasal dari proses Gasifikasi, dimana menghasilkan slag yang berupa abu. 2. Limbah cair Limbah cair pada pabrik dimethyl ether ini berasal dari proses pemurnian (distilasi) dan saat proses water gas shift. Selain itu, limbah cair ini dapat berupa limbah non-polutan misalnya air kondensat yang berasal dari proses kondensasi. IX. 2. Pengolahan Limbah Proses pengolahan limbah yang dilakukan pada pabrik DME ini antara lain: 1. Limbah padat Slag abu hasil dari proses gasifikasi masih mempunyai kandungan karbon yang cukup tinggi sehingga dapat dimanfaatkan sebagai bahan baku pembuatan briket dan dapat disupply ke pabrik semen sebagai bahan pengganti fly ash. 2.

Limbah cair Buangan air dari setiap industri biasanya disalurkan ke badan air penerima seperti sungai. Penanganan yang kurang IX-1

IX-2 BAB IX Pengolahan limbah industri kimia

memadai dapat membawa masalah pencemaran pada badan air penerimanya. Limbah cair berupa air pada hot well yang dihasilkan dari proses kondensasi dari barometric condensor dapat ditangani dengan mengalirkannya ke Cooling Tower sehingga dapat digunakan lagi sebagai air pendingin. Sedangkan untuk limbah cair yang bersifat polutan dapat dilakukan treatment terlebih dahulu sebelum dibuang ke saluran sungai. Pengolahan yang dilakukan yaitu bertahap, meliputi pengolahan fisik, kimia,dan biologi. Sebelum limbah padat masuk ke unit pengolahan limbah cair, lebih dahulu masuk ke pengendapan awal untuk disaring antara padatan terlarut dan air jernih. Air yang tersaring kemudian mengalir melalui saluran menuju ke IPAL (Instalansi Pengolahan Air Limbah). Di sepanjang saluran air yang menuju ke IPAL pada beberapa tempat diberi sekat penahan yang berfungsi sebagai penghambat aliran sehingga partikel padat terendapkan. Yaitu dengan mengalirkan limbah ke dalam suatu bak penampung (primary). Proses yang terjadi dalam bak penampung adalah proses sedimentasi tanpa penambahan koagulan (tanpa terjadi reaksi). Dalam proses ini diharapkan terjadi pengendapan secara bertahap dan pemisahan secara fisika antara cairan dan padatan yang terkandung didalamnya. Endapan yang terbentuk diambil dan dapat dimanfaatkan sebagai pupuk organik (kompos) dan bahan biogas. Sedangkan limbah cairnya dialirkan menuju bak netralisasi. Netralisasi Limbah cair yang dihasilkan cenderung asam dengan pH ± 4,5 sehingga perlu dinetralkan terlebih dahulu dengan menggunakan larutan kapur (Ca(OH)2) hingga mencapai pH ± 7

Pabrik Dimethyl Ether (DME) dari limbah Polyethilene (PET) dengan menggunakan proses direct Synthesis


IX-3 BAB IX Pengolahan limbah industri kimia

Aerasi Tahap berikutnya adalah penanganan secara biologi, yaitu dengan menggunakan activated sludge (Lumpur aktif). Tahapan proses secara biologi yaitu : o Dalam bak penampung ditambahkan nutrisi bagi mikroorganisme yang berupa urea. o Setelah itu limbah masuk ke dalam bak secondary. Proses yang terjadi hanya merupakan pemisahan sebagian Lumpur aktif yang terikut mengalir dan dikembalikan lagi ke bak biological sehingga Lumpur aktif dalam bak biological tidak habis. Bak pengolahan biologis dilengkapi dengan clarifier. o Setelah melewati bak secondary limbah kemudian dialirkan menuju ke bak pengendap akhir. Limbah hasil pengendapan akhir ditampung dalam bak penampung akhir dan selanjutnya dapat dibuang ke alam (sungai).

Pabrik Dimethyl Ether (DME) dari limbah Polyethilene (PET) dengan menggunakan proses direct Synthesis


BAB X KESIMPULAN Pabrik Dimethyl ether dari botol plastik bekas dengan menggunakan proses direct synthesis ini direncanakan beroperasi secara kontinyu selama 24 jam/hari. Dari hasil perhitungan diperoleh kesimpulan sebagai berikut : 

Kapasitas Produksi a. 454.545,45 kg/hari b. 10.918,68 ton/tahun  Bahan baku Botol plastik bekas sebanyak 18.939,39 kg/jam  Utilitas Air sanitasi = 45,00 m3/hari Air pendingin

=

22.528,09 m3/hari

Air proses

=

190,14 m3/hari

Air umpan boiler

=

102.694,29 m3/hari

Total

=

125.142,52 m3/hari

X-1

X-2

Halaman ini sengaja dikosongkan

DAFTAR PUSTAKA Ahmad, B. (2011). Pengaruh pemanasan terhadap campuran membran Polietersulfon-Zeolit untuk pemisahan karbondioksida. 1-2. Bourg, H. d. (2006). Future Prospective Of DME. 23rd World Gas Conference. Amsterdam. Clausen, L. R. (2010). Technoeconomic analysis of a low CO2 emmision dimethyl ether (DME) plant based on gasification of torrefied biomass. Journal of thermal Energy System V.67.127-130 Elmegaard, B. (2011). Thermodynamic analysis of small-scale dimethyl ether (DME) and methanol plants based on the efficient two-stage gasifier. journal of energy. Fan, C.-W. (2011). Analysis, synthesis, and design of a one-step dimethyl ether production via a thermodynamic approach. journal of applied technology. Ishiwada, A. (2011). DME Promotion Project in Japan. 7th Asian DME Conference. Kamijo, T. (1998). Lecture papers of the 8th Coal Utilization Technology Congress. Journal Technology of Process,V.13, 194-205. Kim, I. H. (2010). Simulation of Commercial Dimethyl Ether Production Plant. 20th European Symposium on Computer Aided Process Engineering. M.Holmgren, K. (2012). System aspects of biomass gasification with methanol synthesis-process concepts and energy analysis. Journal of Environmental. Nilsson, S. (2011). Gasification of Biomass and Waste in a stage fluidized bed gasifier: Modeling and Comparison with one-stage units. Chemical and environmental engineering journal. Ogawa, T. (2003). Direct Dimethyl Ether Synthesis. Journal of Natural Gas Chemistry, V.34, 1-5.

ix

Ohno, Y. (2000). Preprint for the lectures of 30th Petroleum and Petrochemical Discussion Meeting. Tokyo. Ohno, Y. (2002). Japan DME Forum Workshop. Tokyo. P.Mondal. (2009). Syngas production through gasification and cleanup for downstream applications . Journal of Chemical Engineering. Patel, N. (2011). Assessment of Plasma Assisted Gasification for Effective Polyethylene Terephthalate (PET) Plastic Waste Treatment. Journal of Chemical Engineering.

x

APPENDIKS A PERHITUNGAN NERACA MASSA Basis: Waktu Operasi 1 tahun = 330 hari 1 hari = 24 jam Kapasitas Produksi Kapasitas Produksi = 18939,39 kg botol (PET)/jam = 18,94 ton/jam = 150000 ton botol (PET)/tahun Basis 1 jam operasi Kapasitas Produksi = 18939,4 kg botol (PET) 1) Perhitungan Neraca Massa di Rotary knife cutter (C-112) Fungsi : untuk memperkecil ukuran bahan baku (PET) dari menjadi cacahan dengan ukuran ±10 cm. Tipe alat : Rotary Knife Cutter Kondisi : T= 35°C P= 1atm

ROTARY KNIFE CUTTER (C-112)

<1> Styrofoam Ukuran acak

m<3>

=

10%

<3> Recycle 10 % m<1>

Appendiks A-1

<2> Styrofoam ± 10 cm

Appendiks A-2

NERACA MASSA Massa masuk = Massa Keluar m<1> + m<3> = m<2> + m<3> m<1> + 10% m<1> = m<2> + 10% m<1> m<1> = m<2> Keterangan : m<1> = Massa Feed yang masuk rotary knife cutter m<2> = Massa Feed yang keluar rotary knife cutter m<3> = Recycle 10% dari massa feed yang masuk Tabel A.1 Neraca Massa Rotary knife cutter (C-112) Aliran Masuk Aliran Keluar Komponen Massa (kg) Komponen Massa (kg) Aliran <1> Aliran <2> Botol (PET) 18939,39 Botol (PET) 18939,39 Total 18939,39 Total 18939,39

Appendiks A-3

2) Perhitungan Neraca Massa di Rotary drum filter (H-114) Botol (PET) air

Rotary Drum Filter (H-114)

Botol (PET) air + bahan baku

a. massa air yang digunakan = 20% dari feed = 3787,88 kg b. Asumsi 1% dari bahan terikut dalam air buangan Tabel A.2 Neraca Massa Rotary drum filter (H-114) Aliran masuk Aliran Keluar Komponen Massa (kg) Komponen Massa (kg) Botol (PET) 18939,39 Botol (PET) 18750,00 H2O 3787,88 H2O + PET 3977,27 Total 22727,27 Total 22727,27

Appendiks A-4

2) Perhitungan Neraca Massa di Gasifier (R-110) Syngas, CH4, CO2, dan tar <7> O2 <6>

GASIFIER R-110

<2> PET C, H, O

<8> Slag

Kondisi Operasi Gasifier: T= = =

950

O

C

O

C + 273 1223 K NERACA MASSA Massa masuk = Massa Keluar m<2> + m<6> = m<7> + m<8>

Keterangan : m<8> = Massa Slag yang dihasilkan m<6> = Jumlah oksigen yang masuk m<7> = Massa sintesa gas (Syngas) Cara menghitung Jumlah oksigen yang dibutuhkan (m<6>) 9367,19 kg kebutuhan oksigen = 𝑓𝑒𝑒𝑑 𝑥 96 𝑘𝑔 𝑜𝑘𝑠𝑖𝑔𝑒𝑛 = 192,16 𝑘𝑔 𝑃𝐸𝑇 (Patel, 2012) ⬚

Appendiks A-5

Gasifier terbagi menjadi 3 zona, yaitu: Gasifier terbagi menjadi 3 zona, yaitu: a) Zona Devolatilisasi Reaksi yang terjadi si zona ini adalah reaksi devolatilisasi dan dapat ditulis sebagai berikut: Botol (PET) + heat C (Char) + CH4 + CO + CO2 + H2 + H2O+ ..................................................(1) b) Zona Combustion Reaksi yang terjadi si zona ini adalah reaksi pembakaran (Combustion) dan dapat ditulis sebagai berikut: C + 0,5 O2 CO....................(2) C + O2 CO2...................(3) H2 + 0,5O2 H2O...................(4) b) Zona Gasification Reaksi yang terjadi si zona ini adalah reaksi gasifikasi (Gasification) dan dapat ditulis sebagai berikut: C + CO2 2CO..................(5) C + H2O CO + H2............(6) CO + H2O CO2 + H2 ..........(7) C + 2H2 CH4...................(8) Komposisi botol (PET) adalah : 100% Polyethylene terephtalate C10H8O4

Appendiks A-6

Tabel A.3 Data Komposisi massa polyethylene terephtalate % Massa Komponen Sebagai PET Carbon (C) 62,501 Hidrogen (H) 4,196 Oksigen (O) 33,303 Total 100,000 (Patel,2012) Berdasarkan jumlah PET yang keluar dari washer : Tabel A.3 Data Komposisi unsur PET Komponen Carbon (C) Hidrogen (H) Oksigen (O) Total

massa (kg) 11718,938 786,750 6244,313 18750

Dari data tersebut dapat dilakukan perhitungan produk reaksi devolatilisasi dengan menggunakan Tabel A.4 Tabel A.4 Komposisi yang masuk Devolatilisasi Masuk Unsur % Massa Mol BM % Mol Massa (kg) (kmol) C 62,501 11718,9 12 976,58 0,4535 H 4,196 786,8 1 786,75 0,3653 O 33,303 6244,3 16 390,27 0,1812 Total 100,00 18750 29 2153,60 1 Asumsi: 1. H2/CO = 1 2. C/CH4 = 10/1 3. C yang menjadi CO = 60%

Appendiks A-7

4. H2 yang menjadi H2O = 5% 5. C yang menjadi CO2 = 40% Reaksi Devolatilisasi PET C1300H1040O520 + heat Keterangan: a = C (Char) b = CH4 c = CO d = CO2

e = H2 f = H20 g' = O2

a'C (Char) + b'CH4 + c'CO + d'CO2 +e'H2 + f'H2O+ g'O2 a'-g' = koefisien

Menghitung mol produk zona devolatilisasi 1. Carbon (C) 3. Oksigen (O) a+b+c+d= 976,58 c + 2d + f = 390,27 2. Hidrogen (H) 4b + 2e + 2f = 786,75 Berdasarkan persamaan dan perhitungan di atas dapat dihitung mol produk reaksi devolatilisasi seperti yang ditabelkan sebagai berikut: Tabel A.6 Perhitungan Produk Reaksi Devolatilisasi Keluar Senyawa Mol (kmol) BM Massa (kg) Char/C = a 465,04 12 5580,45 CH4 = b 46,50 16 744,06 CO = c 279,02 28 7812,63 CO2 = d 186,01 44 8184,65 H2 =e 279,02 2 558,04 H2O = f 13,95 18 251,12 Total 1269,55 60 23130,95

Dari tabel A.5 di atas dapat diketahui Neraca Massa di zona devolatilisasi yang dapat ditabelkan sebagai berikut:

Appendiks A-8

Tabel A.6 Perhitungan Neraca Massa di Zona Devolatilisasi Masuk Keluar Senyawa BM kmol kg kmol kg PET 25000,0 0,75 18750,0 12 465,04 5580,45 Char/C 16 46,50 744,06 CH4 28 279,02 7812,63 CO 44 186,01 8184,65 CO2 2 279,02 558,04 H2 18 13,95 251,12 H2O Total 60 23131 23131 b) Zona Combustion Reaksi-reaksi yang terjadi di zona combustion adalah sebagai berikut: C + 0.5 O2 CO ...........................(2) C + O2 CO2 ...........................(3) H2 + 0.5 O2 H2O ...........................(4) Perhitungan konversi kesetimbangan dapat dilakukan dengan cara berikut: (Pers 13.19 Smith Van Ness)  

T T0

(Pers 4.7 Smith Van Ness)



T

To

Cpo

B C D 1 dTAT0 1 T02  2 1  T03 3 1    R 2 3 T0   

 

 

(Pers 13.18 Smith Van Ness) o T Cp dT G o G0o  H 0o H 0o 1 T Cp o    dT   To R RT RTo RT T To R T

Appendiks A-9 o T Cp dT G o G0o  H 0o H 0o 1 T Cp o    dT   To R RT RTo RT T To R T

(Pers 13.11b Smith Van Ness)

 G o ln K  RT Dari Reaksi 2,3, dan 4 maka dapat diketahui rumus untuk menghitung konstanta kesetimbangan untuk masing-masing reaksi sebagai berikut: K2 

yCO  yC yO 0.5 2

K3 

y  y y  CO2

C

K4 


O2

y  y y  H 2O

0.5

H2

O2

Komposisi gas yang keluar dari zona combustion dapat dihitung dengan menggunakan persamaan berikut: yi 

nio   vi , j  j j

no   v j  j j


Appendiks A-10

Kondisi Operasi T0 = 298 K T = 1223 K R = 8,314 kJ/kmol. K τ = 4,10 Dapat diperoleh data kapasitas panas dari Smith Van Ness, sebagai berikut: Tabel A.7 Data Kapasitas Panas Reaksi 2 Komposisi Konstanta Δ C O2 CO A 1,771 3,639 3,376 -0,2145 B 0,000771 0,000506 0,000557 -0,0005 C 0 0 0 0 D -86700 -22700 -3100 94950 Tabel A.8 Data Kapasitas Panas Reaksi 3 Komposisi Konstanta C O2 A 1,771 3,639 B 0,000771 0,000506 C 0 0 D -86700 -22700

CO2 5,475 0,001045 0 -115700

Tabel A.9 Data Kapasitas Panas Reaksi 4 Komposisi Konstanta H2 O2 A 3,249 3,639 B 0,000422 0,000506 C 0 0 D 8300 -22700

H2O 3,47 0,00145 0 12100

Δ 0,065 -0,0002 0 -6300

Δ -1,5985 0,00078 0 15150

Appendiks A-11

Dapat diperoleh data Heat of Formation and Gibbsenergy of Formation dari Smith Van Ness, sebagai berikut: Tabel A.10 Data Heat of Formation and Gibbs-energy of Formation Reaksi 2 Komponen Parameter Δ C O2 CO ΔH0f298 0 0 -110525 -110525 ΔG0f298 0 0 -137169 -137169 Tabel A.11 Data Heat of Formation and Gibbs-energy of Formation Reaksi 3 Komponen Parameter Δ C O2 CO2 ΔH0f298 0 0 -393509 -393509 ΔG0f298 0 0 -394259 -394259 Tabel A.12 Data Heat of Formation and Gibbs-energy of Formation Reaksi 4 Komponen Parameter Δ H2 O2 H2O ΔH0f298 0 0 -241818 -241818 ΔG0f298 0 0 -228572 -228572 Dari data tersebut dapat dihitung Konstanta Kesetimbangan masingmasing Reaksi Tabel A.13 Perhitungan Konstanta Kesetimbangan Reaksi Reaksi ∫(Cp/R) Dt ∫(Cp/R) (dT/T) ∆GO/RT 2 -285,9422847 -0,231978354 -22,08972172 3 -119,0679722 -0,156187416 -39,25690447 4 -894,9777079 -1,459921094 -20,62755321

Appendiks A-12

Lanjutan Tabel A.13 Reaksi lnKp 2 22,08972172 3 39,25690447 4 20,62755321

Kp 3,92E+09 1,11958E+17 908725123,8

K 2,32E+10 3,91855E+18 5376090333

Dari koefisien reaksi yang diketahui dapat dihitung Stoichimetric number (vj) yang dapat ditabelkan sebagai berikut: Tabel A.14 Stoichiometric number (vj) masing-masing reaksi Reaksi i O2 CO CO2 H2 H20 vj j C -0,5 1 0 0 0 -0,5 1 -1 -1 0 1 0 0 -1 2 -1 -0,5 0 0 -1 1 -0,5 3 0 Diketahui mol komponen masuk zona combustion sebagai berikut: Tabel A.15 Mol Masuk Zona Combustion Senyawa Masuk (kmol) Char/C 465,04 CH4 46,50 CO 279,02 CO2 186,01 H2 279,02 H2O 13,95 O2 292,73 Total 1562,28 Menghitung reaction Coordinate (ε) masing-masing reaksi Dari perhitungan menggunakan trial solution (Smith Van Ness) menggunakan solver dapat diperoleh: ε2 = 54,04 ε3 = 31,63 ε4 = 39,54 Maka dapat dihitung komposisi produk:

Appendiks A-13 Senyawa Char/C CO CO2 H2 H2O O2

mol masuk(n0) Rumus Perhitungan Hasil Perhitungan n = n0 - ε2 -ε3 465,04 379,37 n = n0 + ε2 279,02 333,06 n = n0 + ε3 186,01 217,64 n = n0 - ε4 279,02 239,48 n = n0 + ε4 13,95 53,49 n = n 0,5 ε -ε 0,5 ε 292,73 214,31 0 2 3 4

Tabel A.16 Mol Keluar Zona Combustion Senyawa Keluar (kmol) Char/C 379,37 CH4 46,50 CO 333,06 CO2 217,64 H2 239,48 H2O 53,49 O2 214,31 Total 1483,86 Dari perhitungan di atas dapat diketahui Neraca Massa di zona combustion yang dapat ditabelkan sebagai berikut: Tabel A.19 Perhitungan Neraca Massa di Zona Combustion Masuk Keluar Senyawa BM kmol kg kmol kg 12 465,04 5580,45 379,37 4552,41 Char/C 16 46,50 744,06 46,50 744,06 CH4 28 279,02 7812,63 333,06 9325,75 CO 44 186,01 8184,65 217,64 9576,37 CO2 2 279,02 558,04 239,48 478,96 H2 18 13,95 251,12 53,49 962,84 H2O 32 292,73 9367,20 214,31 6857,76 O2 Total 60 32498 32498

Appendiks A-14

c) Zona Gasifikasi Reaksi-reaksi yang terjadi di zona gasifikasi adalah sebagai berikut: Boudouard Reaction C + CO2 2CO .............................(5) Water Gas Reaction C + H2 O CO + H2 .............................(6) Water Gas Shift Reaction CO + H2O CO2 + H2 .............................(7) Metanasi C + 2H2 CH4 .............................(8) Perhitungan konversi kesetimbangan dapat dilakukan dengan cara berikut: (Pers 13.19 Smith Van Ness) (Pers. 1) T

 

T0


 C po dT  D    1  2     1   A ln    BT   CT   o  o To R T 2 2  T o  2    T




T

To

Cpo

B C D 1 dTAT0 1 T02  2 1  T03 3 1    R 2 3 T0   

 

 

(Pers 13.18 Smith Van Ness) o T Cp dT G o G0o  H 0o H 0o 1 T Cp o    dT   To R RT RTo RT T To R T

Appendiks A-15 o T Cp dT G o G0o  H 0o H 0o 1 T Cp o    dT   To R RT RTo RT T To R T


 G o ln K  RT Dari Reaksi 5,6,7, dan 8 maka dapat diketahui rumus untuk menghitung konstanta kesetimbangan untuk masing-masing reaksi sebagai berikut:

K5 

yCO yC yCO  2

K6 

2

y y y y y y  y y

K7 

K7

yCOyH  yC yH O  2

   

CO2

H2

CO

H 2O

CO2

H2

CO

H 2O

Komposisi gas yang keluar dari zona combustion dapat dihitung dengan menggunakan persamaan berikut: yi 


no   v j  j j

(Pers 13.7 Smith Van Ness) (Pers. 10)

Appendiks A-16

Kondisi Operasi

T0

=

R τ

= = =

T

298 K 1223 K 8,314 kJ/kmol. K 4,1

Dapat diperoleh data kapasitas panas dari Smith Van Ness, sebagai berikut: Tabel A.20 Data Kapasitas Panas Reaksi 6 Konstanta A B C D

C 1,771 0,000771 0 -86700

Komposisi CO2 5,457 0,001045 0 -115700

CO 3,376 0,000557 0 -3100

Δ -0,476 -0,0007 0 196200

Tabel A.21 Data Kapasitas Panas Reaksi 7 Konstanta A B C D

Δ 1,384 -0,0012 0 79800

C 1,771 0,000771 0 -86700

Komposisi H2O CO 3,47 3,376 0,00145 0,000557 0 0 12100 -3100

H2

3,249 0,00042 0 8300

Appendiks A-17


CO 3,376 0,000557 0 -3100

Komposisi H2O CO2 3,47 5,457 0,00145 0,001045 0 0 12100 -115700

H2

3,249 0,00042 0 8300

Δ 1,86 -0,0005 0 -116400


C 1,771 0,000771 0 -86700

Komposisi H2 3,249 0,000422 0 8300

CH4 1,702 0,009081 -2164000 70100

Δ -6,567 0,00747 -2E+06 140200

Dapat diperoleh data Heat of Formation and Gibbsenergy of Formation dari Smith Van Ness, sebagai berikut: Tabel A.24 Data Heat of Formation and Gibbs-energy of Formation Reaksi 6 Komponen Parameter Δ C CO2 CO ΔH0f298 0 -393509 -110525 172459 ΔG0f298 0 -394359 -137169 120021

Appendiks A-18

Tabel A.25 Data Heat of Formation and Gibbs-energy of Formation Reaksi 7 Komponen Parameter C H2O CO ΔH0f298 0 -241818 -110525 ΔG0f298 0 -228572 -137169

H2 0 0

Δ 131293 91403 Tabel A.26 Data Heat of Formation and Gibbs-energy of Formation Reaksi 8 Komponen Parameter CO H2O CO2 ΔH0f298 -110525 -241818 -393509 ΔG0f298 -137169 -228572 -394359

H2 0 0

Δ -41166 -28618 Tabel A.27 Data Heat of Formation and Gibbs-energy of Formation Reaksi 9 Komponen Parameter Δ C H2 CH4 ΔH0f298 0 0 -74520 -74520 ΔG0f298 0 0 -50460 -50460

Appendiks A-19

Dari data tersebut dapat dihitung Konstanta Kesetimbangan masingmasing Reaksi Tabel A.28 Perhitungan Konstanta Kesetimbangan Reaksi Reaksi ∫(Cp/R) Dt ∫(Cp/R) (dT/T) ∆GO/RT 5 -434,7232103 -0,281173074 -4,840786389 6 609,1324029 1,228022076 -1,462009877 7 1043,855613 1,50919515 3,378776512 8 -1,29655E+15 -1,51912E+12 -2,57926E+12 Lanjutan Tabel A.28 Reaksi lnKp 5 4,840786389 6 1,462009877 7 -3,378776512 8 2,579256538

Kp 126,568845 4,314622679 0,034089137 13,18733023

K 126,569 4,315 0,034 16154,480

Dari koefisien reaksi yang diketahui dapat dihitung Stoichimetric number (vj) yang dapat ditabelkan sebagai berikut: Tabel A.29 Stoichiometric number (vj) masing-masing reaksi Reaksi i CO2 CO H2O H2 CH4 vj j C -1 2 0 0 0 0 6 -1 0 1 -1 1 0 0 7 -1 1 -1 -1 1 0 0 8 0 0 0 0 -2 1 -2 9 -1

Appendiks A-20

Diketahui mol komponen masuk zona gasifikasi sebagai berikut: Tabel A.30 Mol Masuk Zona Gasifikasi

Komponen Keluar (kmol) Char/C 379,37 CH4 46,50 CO 333,06 CO2 217,64 H2 239,48 H2O 53,49 O2 214,31 Total 1483,86 Menghitung reaction Coordinate (ε) masing-masing reaksi Dari perhitungan menggunakan trial solution (Smith Van Ness) menggunakan solver dapat diperoleh: ε5 = 38,55

ε6

=

6,14

ε7 = 24,71 ε8 = 2,34 Maka dapat dihitung komposisi produk: Senyawa

mol masuk(n0)

Char/C

379,37

CO

333,06

CO2

217,64

H2

239,48

H2O

53,49

CH4

46,50

Rumus Perhitungan

Hasil

n = n0 - ε5 -ε6 - ε7 n = n0 + 2ε5 + ε6 - ε7 n = n0 - ε 5 + ε 7 n = n0 + ε6 + ε7 -2ε8 n = n0 - ε 6 - ε 7 n = n0 + ε 8

332,34 391,59 203,80 265,65 22,64 48,84

Appendiks A-21

Tabel A.31 Mol Keluar Zona Gasifikasi Komponen Keluar (kmol) Char/C 332,34 CH4 48,84 CO 391,59 CO2 203,80 H2 265,65 H2O 22,64 O2 214,31 Total 1479,18

Dari perhitungan di masing-masing zona dapat dihitung Neraca Massa Total di Gasifier sebagai berikut:

Tabel A.32 Neraca Massa Gasifier (R-210) Aliran Masuk Komponen Massa (kg) Aliran <2> Botol PET 18750,000

Total 18750,000 Aliran <7> O2 9367,200 H2O (steam) 4380,950

Total Total masuk

32498,150 32498,150

Aliran Keluar Komponen Massa (kg) Aliran <3> CH4 781,500 CO 10964,585 CO2 8967,415 H2 531,305 H2O 407,540 O2 6857,760 Total 28510,104 Aliran <4> Slag 3988,046 Total 3988,046 Total keluar 32498,150

Appendiks A-22

3) Perhitungan Neraca Massa di WGS (R-310) <13> Mixer I H2O <12>

WGS R-310 <9> Syngas Dari Gasifier

NERACA MASSA Massa masuk = Massa Keluar m<12> = m<9> + m<13> Keterangan : m<9> = 40 % massa syngas dari gasifier (asumsi) m<12> = Massa H2O yang ditambahkan (30%. m<9> ) m<13> = Massa Syngas yang keluar WGS

Reaksi yang terjadi di WGS: CO + H2O CO2 + H2 ..........................(9) Syngas yang masuk ke WGS sebanyak = 40%

Perhitungan konversi kesetimbangan dapat dilakukan dengan cara berikut: (Pers 13.19 Smith Van Ness)  

T T0

Appendiks A-23


 C po dT  D    1  2     1   ln       A BT CT  o  o To R T 2 2  To  2    T




T

To

Cpo

B C D 1 dTAT0 1 T02  2 1  T03 3 1    R 2 3 T0   

 

 

(Pers 13.18 Smith Van Ness) o T Cp dT G o G0o  H 0o H 0o 1 T Cp o dT      To R RT RTo RT T To R T


 G o ln K  RT Dari Reaksi 9 maka dapat diketahui rumus untuk menghitung konstanta kesetimbangan untuk reaksi tersebut sebagai berikut:

K9 

y

CO

 y CO

 y   y 

2

H

2

H 2O

Komposisi gas yang keluar dari Reaktor WGS dapat dihitung dengan menggunakan persamaan berikut: yi 


no   v j  j j

(pers 13.7 Smith Van Ness)

Appendiks nioA-24   vi , j  j j yi 

no   v j  j j

Dimana: v   vi i

Kondisi Operasi WGS: T0 = 298 T = 200 = = =

τ

O

C + 273 473 1,59

K C K K

Dapat diperoleh data kapasitas panas dari Smith Van Ness, sebagai berikut: Tabel A.33 Data Kapasitas Panas Reaksi 9 Konstanta A B C D

Δ 1,86 -0,0005 0 -116400

CO 3,376 0,000557 0 -3100

Komposisi H2O CO2 3,47 5,457 0,00145 0,001045 0 0 12100 -115700

H2

3,249 0,00042 0 8300

Appendiks A-25

Tabel A.34 Data Heat of Formation and Gibbs-energy of Formation Reaksi 9 Komponen Parameter CO H2O CO2 ΔH0f298 -110525 -241818 -393509 ΔG0f298 -137169 -228572 -394359

H2 0 0

Δ -41166 -28618 T

 T

0

1 T

C

dT

p

R T

 T0

=

0,371

Ln K

=

6,598

=

0,307

K

=

733,85

=

-6,598

T

Cp

dT

R

G RT

0

Dari koefisien reaksi yang diketahui dapat dihitung Stoichimetric number (vj) yang dapat ditabelkan sebagai berikut: vj = 1+1-1-1 = 0

Diketahui mol komponen masuk reaktor WGS sebagai berikut: Tabel A.35 Mol Masuk Reaktor WGS Komponen Keluar (kmol) Char/C 132,93 CH4 19,54 CO 156,64 CO2 81,52 H2 106,26 H2O 447,29

Appendiks A-26

O2 Total

85,72 1029,91

Menghitung reaction Coordinate (ε) masing-masing reaksi Dari perhitungan menggunakan trial solution (Smith Van Ness) menggunakan goal seek dapat diperoleh: ε9 = 38,2102

Maka dapat dihitung komposisi produk: Senyawa

mol masuk(n0)

H2O

447,29

CO

156,64

CO2

81,52

H2

106,26

Rumus Perhitungan

Hasil

n = n0 - ε 9 n = n0 - ε 9 n = n0 + ε 9 n = n0 + ε 9

409,08

Maka dapat dihitung komposisi produk:

Tabel A.36 Mol Keluar Reaktor WGS Komponen Keluar (kmol) Char/C 132,93 CH4 19,54 CO 118,4267 CO2 119,73 H2 144,47 H2O 409,08 O2 85,72 Total 1029,91

118,43 119,73 144,47

Appendiks A-27

Dari perhitungan di atas dapat dibuat Neraca Massa di WGS Tabel A.37 Neraca Massa WGS (R-310) Aliran Masuk Komponen Massa (kg) Aliran <9> CH4 312,600 CO 4385,834 CO2 3586,966 H2 212,522 H2O 163,016 O2 2743,104 Total 11404,042 Aliran <12> H2O 7888,250 Total 7888,250 Total masuk 19292,292


Total keluar

19292,292

4) Perhitungan Neraca Massa di Mixer I <13> Syngas dari WGS Reactor <14> Syngas ke E-321 Mixer I <11> Syngas Dari Gasifier

NERACA MASSA Massa masuk = Massa Keluar m<13> + m<11> = m<14>

Appendiks A-28

m<13> + m<11> = m<14>

Keterangan : m<11> = 60 % massa syngas dari gasifier m<14> = Massa syngas yang keluar dari Mixer I m<13> = Massa Syngas yang keluar WGS Hasil neraca massa pada mixer I dapat dilihat di tabel A.38

Tabel A.38 Neraca Massa Mixer I Aliran Masuk Komponen Massa (kg) Aliran <11> CH4 468,90 CO 6578,75 CO2 5380,45 H2 318,78 H2O 244,52 O2 4114,66 Total 17106,06 Aliran <13> CH4 312,60 CO 3315,95 CO2 5268,21 H2 288,94 H2O 7363,48 O2 2743,10 Total 19292,29 Total masuk 36398,35


Total keluar

36398,35

Appendiks A-29

5) Perhitungan Neraca Massa di Separator I (H-310)

Syngas dari Mixer 1 <15>

<16> Syngas ke Reaktor Sintesa DME Separator I H-310 <17> Water ke Waste Water

NERACA MASSA Massa masuk = Massa Keluar m<15> = m<16> + m<17> Keterangan : m<15> = Massa syngas yang keluar dari Mixer I m<16> = Massa syngas yang keluar Separator I (Top Product) m<13> = Massa waste water yang keluar (Bottom Product)

Persamaan untuk menghitung Psat air: yi 

P sat P

(Pers. Smith Van Ness)

Persamaan untuk menghitung Psat: bi ln Pi sat  ai   di ln T  eiT fi (Pers. Smith Van Ness) T  ci 

Appendiks A-30

Menghitung Ki dengan rumus berikut untuk komponen yang memiliki suhu kritis di atas suhu operasi P (Pers. Smith Van Ness) K i  sat P Menghitung Ki dengan rumus berikut untuk komponen yang memiliki suhu kritis di bawah suhu operasi

K

i



H P


Dimana: NC zi Ki  1 0  V i Ki  1  1 F

yi 

xi 

zi

V  V  1  1   F  F  Ki zi

K i  1 V

F

1


Appendiks A-31

Kondisi Operasi Separator I: O C Tsat H2O = 10 = = = =

P

O

C+273 283 35 3500

K K bar kPa

Dari Massa gas yang masuk ke Separator I, dapat dihitung mol fraksi tiap komponen:

Tabel A.39 Perhitungan Mol Fraksi Tiap Komponen Komponen

Mol (kmol) BM Massa (kg) Fraksi mol (zi)

CH4 CO CO2 H2 H2O O2 Total

48,84 353,38 242,02 303,86 422,67 214,31 1585,08

16 28 44 2 18 32 60

781,50 9894,70 10648,66 607,73 7608,01 6857,76 36398,35

0,03081 0,22294 0,15268 0,19170 0,26665 0,13520 1,00000

Dari Perry's handbook dapat diperoleh data Antoine sesuai

dengan tabel berikut:

Tabel A.40 Data Antoine Masing-masing Komponen Komp CO2 H2O

a 133,6 37,16

Konstanta Antoine b c d e -4735 0 -21,27 0,0409 -4472 0 -3,205 0,00001

f 1 2

Appendiks A-32

Menghitung tekanan jenuh (Psat) menggunakan persamaan: ln Pi sat  ai 

bi

T  ci 

 di ln T  eiT fi


Tabel A.41 Perhitungan Tekanan Saturasi Masing-Masing

Komponen Komponen CO2 H2O

Ln Psat 8,36 4,07

Psat 4292,38 58,27

Menghitung Ki dengan rumus berikut untuk komponen yang memiliki suhu kritis di atas suhu operasi (Pers. Smith Van Ness) P K i  sat P Menghitung Ki dengan rumus berikut untuk komponen yang memiliki suhu kritis di bawah suhu operasi H K i  (Pers. Smith Van Ness) P kemudian, trial V/F hingga NC i

Dimana: yi 

zi V  V 1  1   F  F  Ki

xi 

zi Ki  1 0 V Ki  1  1 F

terpenuhi


zi

Ki  1 V  1 F

Untuk gas-gas yang memiliki suhu ktitis di atas suhu operasi maka untuk menghitung Ki dapat digunakan hukum henry (Perry Chapter 3)

Appendiks A-33

Tabel A.42 Konstanta Henry Komponen

H

CH4 CO H2 N2 O2

29700 44200 63600 66800 32700

Tabel A.43 Perhitungan Komposisi bottom dan top produk Komp CH4 CO CO2 H2 H2O O2 Total

V/F V L/F L

Ki (zi(Ki-1))/((V/F)(Ki-1)+1) yi xi 848,571 0,035573805 0,03562 4,2E-05 1262,86 0,257490029 0,25769 0,0002 1,22639 0,028905666 0,15658 0,12768 1817,14 0,221469699 0,22159 0,00012 0,01665 -1,75557209 0,02972 1,7853 934,286 0,156101913 0,15627 0,00017 -1 0,85748 1,91351 = = = =

0,87 1371,2 kmol/jam (Jumlah mol top produk) 0,13 213,92 kmol/jam (jumlah mol bottom produk)

Dapat dilakukan perhitungan komposisi top dan bottom produk seperti berikut ini: Top Product = Fraksi mol top product (yi) x Jumlah mol Botom Product = Fraksi mol Bottom product (xi) x Jumlah mol

Appendiks A-34

Tabel A.44 Komposisi bottom dan top produk di Separator I Komponen

BM

CH4 CO CO2 H2 H2O O2 Total

16 28 44 2 18 32

Bottom produk Top Produk kmol kg kmol kg 0,01 0,14 48,83 781,36 0,04 1,22 353,34 9893,48 27,31 1201,78 214,70 9446,88 0,03 0,05 303,84 607,67 381,91 6874,41 40,76 733,60 0,04 1,14 214,27 6856,62 409,34 8078,75 1175,74 28319,6

Dari perhitungan di atas dapat dibuat Neraca Massa di Separator I sebagai berikut:

Tabel A.45 Neraca Massa Separator I (H-330)

Aliran Masuk Komponen Massa (kg) Aliran <15> CH4 781,50 CO 9894,70 CO2 10648,66 H2 607,73 H2O 7608,01 O2 6857,76 Total 36398

Total masuk

36398

Aliran Keluar Komponen Massa (kg) Aliran <16> CH4 781,36 CO 9893,48 CO2 9446,88 H2 607,67 H2O 733,60 O2 6856,62 Total 28320 Aliran <17> CH4 0,144 CO 1,222 CO2 1201,781 H2 0,052 H2O 6874,410 O2 1,145 Total 8079 Total keluar 36398

Appendiks A-35

6) Perhitungan Neraca Massa di Reaktor Sintesa DME (R-410)

DME <20> Reaktor Sintesa DME R-410 Syngas <19> NERACA MASSA Massa masuk = Massa Keluar m<19> = m<20>

Keterangan : m<19> = Massa syngas yang keluar dari Separator I m<20> = Massa DME yang keluar dari reaktor

Reaksi yang terjadi di reaktor tersebut: 3CO + 3H2 CH3OCH3 + CO2 ...........................(1) CO + 2H2 CH3OH ...........................(2) Perhitungan konversi kesetimbangan dapat dilakukan dengan cara berikut: (Pers 13.19 Smith Van Ness)  

T T0

Appendiks A-36


 C po dT  D    1  2     1        A ln  BT CT  o  o To R T 2 2  T o  2    T




T

To

Cpo

B C D 1 dTAT0 1 T02  2 1  T03 3 1    R 2 3 T0   

 

 

(Pers 13.18 Smith Van Ness) o T Cp dT G o G0o  H 0o H 0o 1 T Cp o dT      To R RT RTo RT T To R T


 G o ln K  RT Dari Reaksi 1dan 2 maka dapat diketahui rumus untuk menghitung konstanta kesetimbangan untuk reaksi tersebut sebagai berikut:

K1 

y y  y  y  CO2

CH3OCH3

3

CO

K

2



y

3

H2

CH

3 OH

 y CO  y H

 

2

2

Appendiks A-37

Komposisi gas yang keluar dari Reaktor Sintesa DME dapat dihitung dengan menggunakan persamaan berikut: yi 

(pers 13.7 Smith Van Ness)


no   v j  j j

Kondisi Operasi: T0 = 273 T = 533 τ = 1,95

K K

Dapat diperoleh data kapasitas panas untuk reaksi 1 dari Smith

Van Ness dan Perry's Hand Book Sebagai berikut:


CO 3,376 0,000557 0 -3100

Komposisi CO2 H2 3,249 5,457 0,00042 0,001045 0 0 8300 -115700

CH3OCH3 13,243 0,089 0,000062 0

Δ -1,175 0,08711 6,2E-05 -131300

Tabel A.47 Data Kapasitas Panas Reaksi 2 Konstanta A

CO 3,376

Komposisi H2 3,249

CH3OH 2,211

Δ -8,828

Appendiks A-38

B C D

0,000557 0 -3100

0,000422 0 8300

0,012216 0,02247 -0,00000345 -7E-06 0 -10400

Tabel A.48 Data Heat of Formation and Gibbs-energy of Formation Reaksi 1 Parameter ΔH0f298 ΔG0f298

CO -110525 -137169

Komponen H2 CO2 0 -393509 0 -394359

CH3OCH3 -184100 -112800

Δ -246034 -95652

Tabel A.49 Data Heat of Formation and Gibbs-energy of Formation Reaksi 2 Parameter ΔH0f298 ΔG0f298

CO -110525 -137169

Tabel A.50 Perhitungan Kp Keterangan ∫Cp/R dT/T ∫Cp/R dT ∆G0/RT ln Kp Kp K

Komponen H2 0 0

Reaksi 1 27,63244254 11255,37727 59,48408522 -59,48408522 1,46686E-26 9,1679E-20

Δ CH3OCH3 -200660 -180270 -161960 -49582

Reaksi 2 -0,8390 -261,252 15,569 -15,569 1,731E-07 0,0216

Appendiks A-39

Diketahui mol komponen masuk reaktor sintesa DME sebagai

berikut:

Tabel A.51 Mol Masuk Reaktor DME

Komponen Keluar (kmol) CH4 48,83 CO 353,34 CO2 214,70 H2 303,84 H2O 40,76 O2 214,27 Total 1175,74 Menghitung reaction Coordinate (ε) masing-masing reaksi Dari perhitungan menggunakan trial solution (Smith Van Ness) menggunakan solver dapat diperoleh: ε1 = 30 ε2 = 5

Maka dapat dihitung komposisi produk: Senyawa

mol masuk(n0)

CH3OH

0,00

CH3OCH3

0,00

CO

353,34

CO2

214,70

H2

303,84

Rumus Perhitungan

n = n0 + ε 2 n = n0 + ε 1 n = n0 - 3ε1 - ε2 n = n0 + ε 1 n = n0 - 3ε1 - 2ε2

Hasil 5 30 258,338 245 204

Appendiks A-40

Tabel A.52 Perhitungan Reaksi di Reaktor Sintesa DME Komponen

BM

CH4 CO CO2 H2 H2O O2 CH3OCH3 CH3OH Total

16 28 44 2 18 32 46 32

Masuk kmol kg 48,8347 781,356 353,338 9893,48 214,702 9446,88 303,836 607,673 40,7553 733,596 214,269 6856,62 0 0 0 0 1175,74 28320

Keluar kmol kg 48,835 781,36 258,338 7233,48 244,702 10766,9 203,836 407,67 40,755 733,60 214,269 6856,62 30,000 1380,00 5,000 160,00 1045,74 28320

Tabel A.54 Neraca Massa di Reaktor Sintesa DME (R-410) Aliran Masuk Komponen Massa (kg) Aliran <19> CH4 781,36 CO 9893,48 CO2 9446,88 H2 607,67 H2O 733,60 O2 6856,62 CH3OCH3 0,00 CH3OH 0,00 Total 28319,60

Aliran Keluar Komponen Massa (kg) Aliran <20> CH4 781,36 CO 7233,48 CO2 10766,88 H2 407,67 H2O 733,60 O2 6856,62 CH3OCH3 1380,00 CH3OH 160,00 Total 28319,60

Appendiks A-41

7) Perhitungan Neraca Massa di Separator II (H-510)

Syngas dari DME reactor <22>

<26> CO2 ringan ke Tangki Penampung CO2

Separator II H-510 <23> DME ke Kolom Destilasi

NERACA MASSA Massa masuk = Massa Keluar m<22> = m<26> + m<23>

Keterangan : m<22> = Massa syngas yang keluar dari Reaktor m<26> = Massa CO2 yang keluar Separator II (Top Product) m<23> = Massa DME yang keluar (Bottom Product)

Persamaan untuk menghitung Psat DME: yi 

P sat P


Persamaan untuk menghitung Psat atau Tsat: ln Pi sat  ai 

bi  di ln T  eiT fi T  ci 


Appendiks A-42


Ki 

H


P

Dimana: NC zi Ki  1 0  V i Ki  1  1 F yi 

xi 

zi

V  V  1  1   F  F  Ki zi

K i  1 V

F

1


Appendiks A-43

Kondisi Operasi Separator II: O C Tsat H2O = 20 = = = =

P

O

C+273 293 40 4000

K K bar kPa

Dari Massa gas yang masuk ke Separator II, dapat dihitung fraksi mol tiap komponen:

Tabel A.55 Fraksi mol Tiap Komponen

Komponen CH4 CO CO2 H2 H2O O2 CH3OCH3 CH3OH Total

Mol (kmol) BM Massa (kg) Fraksi mol (zi) 48,83 258,34 244,70 203,84 40,76 214,27 30,00 5,00 1040,74

16 28 44 2 18 32 46 32

781,36 7233,48 10766,88 407,67 733,60 6856,62 1380,00 160,00 28159,60

0,04692 0,24823 0,23512 0,19586 0,03916 0,20588 0,02883 0,00480 0,96

Dari tabel Perry's 2.8 dapat diperoleh data Antoine sesuai dengan tabel berikut:

Tabel A.56 Data Antoine Masing-masing Komponen Komp CO2 H2O DME MeOH

a 140,54 73,649 44,78 82,718

b -4735 -7258,2 -3525,6 -6904,5

Konstanta Antoine c d 0 -21,27 0 -7,3037 0 -3,444 0 -8,862

Dengan menggunakan persamaan:

e 0,04091 4,E-06 5,E-17 7,E-06

f 1 2 6 2

Appendiks A-44

ln Pi sat  ai 

bi

T  ci 




Komponen Komponen CO2 H2O DME CH3OH

Ln Psat 15,55 7,75 13,22 9,46

Psat 5660082,63 2317,56 550877,13 12791,02


K

i

H




P NC

kemudian, trial V/F hingga V i

F

Dimana: yi 

zi V  V 1  1   F  F  Ki

xi 

zi

Ki  1 V  1 F

zi Ki  1

Ki  1  1

0

terpenuhi.


Appendiks A-45

Untuk gas-gas yang memiliki suhu ktitis di atas suhu operasi maka untuk menghitung Ki dapat digunakan hukum henry (Perry Chapter 2, tabel 2-123)


H

CH4 CO H2 N2 O2

39200 58000 70800 84600 43400

Tabel A.59 Perhitungan Komposisi bottom dan top produk

Komp Ki (zi(Ki-1))/((V/F)(Ki-1)+1) yi xi CH4 980 0,058579294 0,05864 6E-05 CO 1450 0,310015918 0,31023 0,00021 CO2 1415,02 0,293645241 0,29385 0,00021 H2 1770 0,244649563 0,24479 0,00014 H2O 0,57939 -0,024824138 0,0342 0,05902 O2 1085 0,25705655 0,25729 0,00024 CH3OCH3 137,719 0,035705738 0,03597 0,00026 CH3OH 3,19775 0,003828091 0,00557 0,00174 Total 1 1,E+00 6,E-02

V/F V L/F L

= = = =


Dapat dilakukan perhitungan komposisi top dan bottom produk

Appendiks A-46

sesuai tabel berikut:

Tabel A.60 Perhitungan Komposisi bottom dan top produk Komponen

BM


16 28 44 2 18 32 46 32

Bottom produk kmol kg 0,012 0,20 0,045 1,25 0,043 1,90 0,029 0,06 12,285 221,13 0,049 1,58 29,946 1377,50 4,637 148,40 42,409 1752,01

Top Produk kmol kg 48,82 781,2 258,29 7232,2 244,66 10765,0 203,81 407,6 28,47 512,5 214,22 6855,0 0,05 2,5 0,36 11,6 998,33 26553,5

Dari perhitungan di atas dapat dibuat Neraca Massa di Separator II sebagai berikut:

Tabel A.61 Neraca Massa Separator II (H-510) Aliran Masuk Komponen Massa (kg) Aliran <22> CH4 781,36 CO 7233,48 CO2 10766,88 H2 407,67 H2O 733,60 O2 6856,62 CH3OCH3 1380,00 CH3OH 160,00 Total 28305,50

Aliran Keluar Komponen Massa (kg) Aliran <23> CH4 0,199 CO 1,25 CO2 1,90 H2 0,06 H2O 221,13 O2 1,58 CH3OCH3 1377,50 CH3OH 148,40 Total 1752 Aliran <26> CH4 781,16 CO 7232,23 CO2 10764,98

Appendiks A-47

Total masuk

28305,50

H2 H2O O2 CH3OCH3 CH3OH Total Total keluar

407,62 512,47 6855,04 2,50 11,60 26553,49 28305,50

8) Perhitungan Neraca Massa di Kolom destilasi (D-520) <32>

<23>

Distilasi H-520

<25>

NERACA MASSA Massa masuk = Massa Keluar m<23> = m<25> + m<32> Keterangan : m<23> = Massa Campuran DME, air, dan methanol m<32> = Massa Top Product

Appendiks A-48

m<25>

= Massa Bottom Product

Persamaan untuk menghitung Psat DME: P sat

yi 


P

Persamaan untuk menghitung Psat atau Tsat: ln Pi sat  ai 

bi  d ln T  eiT fi T  ci  i



Ki 

H


P

Dimana: NC zi Ki  1 0  V i Ki  1  1 F yi 

xi 

zi

V  V  1  1   F  F  Ki zi

K i  1 V

F

1


Appendiks A-49

Kondisi Operasi Distilasi: O C Tsat H2O = -68 = = = =

P

O

C+273 205 4 400

K K bar kPa

Dari Massa gas yang masuk ke Distilasi, dapat dihitung fraksi mol tiap komponen:

Tabel A.55 Fraksi mol Tiap Komponen Komponen

Mol (kmol) BM Massa (kg) Fraksi mol (zi)


0,01 0,04 0,04 0,03 12,28 0,05 29,95 4,64 47,05

16 28 44 2 18 32 46 32

0,20 1,25 1,90 0,06 221,13 1,58 1377,50 148,40 1752,01

0,00026 0,00095 0,00092 0,00061 0,26112 0,00105 0,63652 0,09857 1,00

Dari tabel Perry's 2.8 dapat diperoleh data Antoine sesuai dengan tabel berikut:

Tabel A.56 Data Antoine Masing-masing Komponen Komp CO2 H2O DME MeOH

a 140,54 73,649 44,78 82,718

b -4735 -7258,2 -3525,6 -6904,5

Konstanta Antoine c d 0 -21,27 0 -7,3037 0 -3,444 0 -8,862

e 0,04091 4,E-06 5,E-17 7,E-06

f 1 2 6 2

Appendiks A-50

Dengan menggunakan persamaan: ln Pi sat  ai 

bi

T  ci 




Komponen Komponen CO2 H2O DME CH3OH

Ln Psat 15,55 7,75 13,22 9,46

Psat 5660082,63 2317,56 550877,13 12791,02

Menghitung Ki dengan rumus berikut untuk komponen yang memiliki suhu kritis di atas suhu operasi P (Pers. Smith Van Ness) K i  sat P Menghitung Ki dengan rumus berikut untuk komponen yang memiliki suhu kritis di bawah suhu operasi H K i  (Pers. Smith Van Ness) P kemudian, trial V/F hingga NC i

Dimana: yi 

zi V  V 1  1   F  F  Ki

xi 

zi

Ki  1 V  1 F

zi Ki  1 0 V Ki  1  1 F

terpenuhi.


Appendiks A-51

Untuk gas-gas yang memiliki suhu ktitis di atas suhu operasi maka untuk menghitung Ki dapat digunakan hukum henry (Perry Chapter 2, tabel 2-123)


H

CH4 CO H2 N2 O2

39200 58000 70800 84600 43400

Tabel A.59 Komposisi bottom dan top produk Komp CH4 CO CO2 H2 H2O O2 DME CH3OH Total

V/F V L/F L

Ki (zi(Ki-1))/((V/F)(Ki-1)+1) yi xi 980 0,000330494 0,00029 3E-07 1450 0,001182219 0,00105 7,3E-07 14150,2 0,00114838 0,00102 7,2E-08 17700 0,000764791 0,00068 3,8E-08 5,7939 0,258894802 0,28467 0,04913 10850 0,001311312 0,00117 1,1E-07 1377,19 0,794922475 0,70718 0,00051 31,9775 0,118436362 0,10915 0,00341 0 1,E+00 1,E+00 = = = =


Appendiks A-52

Dapat dilakukan perhitungan komposisi top dan bottom produk sesuai tabel berikut: Top Product = Fraksi mol top product (yi) x Jumlah mol Botom Product = Fraksi mol Bottom product (xi) x Jumlah mol

Tabel A.60 Komposisi bottom dan top produk Komponen

BM


16 28 44 2 18 32 46 32

Bottom produk kmol kg 0,00 0,00 0,00 0,00 0,00 0,00 0,00 0,00 0,23 4,16 0,00 0,00 0,00 0,11 0,02 0,51 0,25 4,79

Top Produk kmol kg 0,01 0,20 0,04 1,25 0,04 1,90 0,03 0,06 12,05 216,96 0,05 1,58 29,94 1377,39 4,62 147,88 46,80 1747,22

Dari perhitungan di atas dapat dihitung Neraca Massa di Distilasi

Appendiks A-53

sebagai berikut:

Tabel A.61 Neraca Massa Distilasi (D-520) Aliran Masuk Komponen Massa (kg) Aliran <22> CH4 0,20 CO 1,25 CO2 1,90 H2 0,06 H2O 221,13 O2 1,58 CH3OCH3 1377,50 CH3OH 148,40 Total 1752,01

Total masuk

Aliran Keluar Komponen Massa (kg) Aliran <25> CH4 0,00 CO 0,00 CO2 0,00 H2 0,00 H2O 4,16 O2 0,00 CH3OCH3 0,11 CH3OH 0,51 Total 4,79 Aliran <32> CH4 0,20 CO 1,25 CO2 1,90 H2 0,06 H2O 216,96 O2 1,58 CH3OCH3 1377,39 CH3OH 147,88 Total 1747,22 Total keluar 1752,01

1752,01

Jumlah DME yg dihasilkan

= = =

1377,386 10908900,87 kg/jam 10908,90087 kg/tahun

Appendiks A-54

Kapasitas pabrik yang diinginkan = 10.000 ton/tahun Jadi, karena jumlah DME yang dihasilkan sudah memenuhi ton/tahun kapasitas pabrik yang diinginkan, maka neraca massa sudah memenuhi kebutuhan pabrik

Appendiks A-55

8) Perhitungan Neraca Massa di Kolom destilasi (D-520)

33

24

D-520

32

25

Kondisi Operasi: = 480 P = 203 T

kPa K

Dari Hysys dapat diperoleh data Antoine sesuai dengan tabel

berikut:

Tabel A.62 Data Antoine Masing-masing Komponen Komp DME H2O

a 64,26 37,16

ln Pi sat  ai 

b -4251 -4472

Konstanta Antoine c d e 0 -7,846 1,2E-05 0 -3,205 0,00001

bi  di ln T  eiT fi T  ci 

f 2 2

Appendiks A-56

Ki 

Psat P

Dari persamaan di atas dapat dihitung konstanta kesetimbangan

yang dapat ditabelkan sebagai berikut:

Tabel A.63 Hasil Perhitungan Konstanta Kesetimbangan Komponen

Ki

CH3OCH3 H2O

0,017500629 0,000473217

Diinginkan produk DME sebesar = 99,80% Dengan Basis 100 kg DME, maka dapat dihitung %berat mol DME

sebagai berikut:

Tabel A.64 Hasil Perhitungan % mol Produk DME Komponen CH3OCH3 H2O Total

BM 46 18

% berat Berat (kg) kmol % mol 99,80% 99,8 2,16957 0,9949 0,20% 0,2 0,01111 0,0051 100,00% 100 2,18068 1

Sehingga pada arus 32, x CH3OCH3. K CH3OCH3 + x H2O. K H2O + y H2 + y N2 + y CO + y O2 + y CH4 + y CO2 = 1 Tabel A.65 Hasil Perhitungan Produk Destillate Vapor (Arus 32) Komponen CH4 CO CO2 H2 H2O O2 CH3OCH3 Total

Mol (kmol) BM 0,0125 0,0445 0,0432 0,0288 0,0001 0,0494 0,6779 38,93

16 28 44 2 18 32 46

% mol

Massa (kg)

0,0003 0,0011 0,0011 0,0007 2,4E-06 0,0013 0,0174 0,0

0,19927 1,24694 1,90191 0,05757 0,00169 1,57950 31,18131 36,17

Appendiks A-57

Asumsi DME yang naik ke atas sebesar 99,99%, sehingga

DME yang menjadi produk Destillate Liquid dapat dihitung

sebagai berikut: DME (aliran 31) = =

99,99% DME (aliran 29)-DME (aliran 32) 1344,94

kg

Sehingga dapat dihitung produk destillate liquid yang dapat

ditabelkan sebagai berikut:

Tabel A.66 Hasil Perhitungan Produk Destillate Liquid (Arus 31) Komponen CH3OCH3 H2O Total

Massa (kg) 1344,939 1,377 1346,32

% Massa 99,90% 0,10% 100%

Dapat dihitung pula Bottom Product sebagai berikut: DME (aliran 30) = 0.01% DME (aliran 29) =

H2O (aliran 30)

0,13775

kg

= H2O (aliran 29) - H2O (aliran 32) H2O (aliran 31) kg = 219,746

Appendiks A-58

Dari perhitungan di atas dapat dihitung Neraca Massa di Kolom

Destilasi sebagai berikut:

Tabel A.67 Neraca Massa Kolom Destilasi (D-520) Aliran Masuk Komponen Massa (kg) Aliran <24> CH4 0,199 CO 1,247 CO2 1,902 H2 0,058 H2O 221,13 O2 1,58 CH3OCH3 1377,50 Total 1604

Total masuk

1604

Aliran Keluar Komponen Massa (kg) Aliran <33> CH4 0,199 CO 1,247 CO2 1,902 H2 0,058 H2O 0,0017 O2 1,58 CH3OCH3 31,181 Total 36 Aliran <32> CH3OCH3 1344,939 H2O 1,377 Total 1346,316 Aliran <25> CH3OCH3 0,138 H2O 219,746 Total 220 Total keluar 1603

9) Perhitungan Neraca Massa di Mixer II <26> CO2 dari Separator II CO2 ke kompressor G-528

Appendiks A-59

<27>

Mixer II

<31> CO2 kompressor G-527 Tabel A.68 Neraca Massa Mixer II Aliran Masuk Komponen Massa (kg) Aliran <26> CH4 781,157 CO 7232,230 CO2 10764,981 H2 407,615 H2O 512,471 O2 6855,036 CH3OCH3 2,501 Total 26555,990 Aliran <31> CH4 0,199 CO 1,247 CO2 1,902 H2 0,058 H2O 0,002 O2 1,580 CH3OCH3 31,181 Total 36,168 Total masuk 26592,158

Jumlah DME yg dihasilkan

Aliran Keluar Komponen Massa (kg) Aliran <27> CH4 781,356 CO 7233,477 CO2 10766,883 H2 407,673 H2O 512,473 O2 6856,615 CH3OCH3 33,682 Total 26592,158

Total keluar = = =

26592,158

1378,621 10918675,65 kg/jam 10918,67565 kg/tahun

Appendiks A-60

Kapasitas pabrik yang diinginkan = 10.000 ton/tahun Jadi, karena jumlah DME yang dihasilkan sudah memenuhi ton/tahun kapasitas pabrik yang diinginkan, maka neraca massa sudah memenuhi kebutuhan pabrik

am ± 10 cm

Appendiks A-61

2) Perhitungan Neraca Massa di Rotary drum filter (H-114) Botol (PET) air

Rotary Drum Filter (H-114)

Botol (PET) air + bahan baku

a. massa air yang digunakan = 20% dari feed = 3787,88 kg b. Asumsi 1% dari bahan terikut dalam air buangan Tabel A.2 Neraca Massa Rotary drum filter (H-114) Aliran masuk Aliran Keluar Komponen Massa (kg) Komponen Massa (kg) Botol (PET) 18939,39 Botol (PET) 18750,00 H2O 3787,88 H2O + PET 3977,27 Total 22727,27 Total 22727,27

APPENDIKS B PERHITUNGAN NERACA PANAS Basis: Waktu Operasi 1 tahun = 330 hari 1 hari = 24 jam Kapasitas Produksi Kapasitas Produksi = 18939.4 = 18.94 = 150000 Basis 1 jam operasi Kapasitas Produksi =

kg botol plastik/jam ton/jam ton botol plastik/tahun 18939.4 kg botol plastik

Gambar Sistem : Q

H1

W

SISTEM

H2

Persamaan neraca energi : ΔE = Q + W - n(ΔĤ+ΔÊk+ΔÊp) Karena tidak ada perbedaan ketinggian dan kecepatan, maka ΔÊp dan ΔÊk bernilai 0. ΔE bernilai 0 karena diasumsikan steadystate. dimana : Q = Panas yang masuk sistem Ws = Kerja yang masuk sistem ΔĤ = Hkeluar - Hmasuk ΔÊk = Perubahan Energi Kenetik ΔÊp = Perubahan Energi Potensial

Appendiks B-1

Appendiks B-2

8.314 kJ/kmol K = R 298 °K = Tref (To) 1 Pref (P0) = bar Fase ref adalah gas, kecuali untuk H2O dan dimethyl ether dalam fase cair. 1. VAPORIZER (V-118)

\

SC

Steam Q

Q loss

Stream 6

Neraca Energi Untuk Q loss Neraca Energi

: Q-Qloss = H7 - H6 : 10% Q : 0.9 Q = H7 - H6

UNTUK STREAM 6 298 = Tref 1 = Pref 8.314 R = T6 = -222.65 P6 = 34 τ6 = 0.16896 Komponen O2 (l)

Stream 7

BM (kg/mol) 32

°K bar kJ/kmol K 50.35 °K °C = bar

Massa (kg/jam) 9461.812

Mol (kmol/jam) 295.682

Fraksi 1

Appendiks B-3

PERHITUNGAN UNTUK STREAM 6

Liquid 145.35 °K 35.6 bar ∆Hvl

∆H

Gas real 145.35 °K 35.6 bar R H

Gas ideal 298°K 1 bar H0 = 0 Cp H R

 A 

Gas ideal 145.35 °K 35.6 bar

∆H ig

B T  1  C T  2

0

3

2 0

2

D   T

 1 

2 0

(4.8)Smith Van Ness 6ed

Data A,B,C,D untuk perhitungan Cp pada Stream 6 (Tabel C.1 App C) Smith Van Ness 6ed

Komponen O2 (g) Suku 1 Suku 2 Suku 3 Suku 4 ig

H ∆H6

ig

A B 3.639 0.00051 3.639 = 0.0254771 = 0 = = -8.95420241 =

-43.9787762

=

3220370.316

C 0

Data untuk menghitung HR pada stream 6 σ є Komp. Tc(K) Pc(bar) 50.43 1 0 O2 (g) 154.6 3

D -22700

ψ Ω 0.08664 0.42748

Appendiks B-4 (Tabel 3.1) Smith Van Ness 6ed Tr 

T P , Pr  Tc Pc

  

Pr Tr

…...(3.50)Smith Van Ness 6ed

 (Tr) Tr1/ 2 q 

 ( Tr )  Tr

Komponen O2 (g)

I I

=

…….(3.51) Smith Nan Ness 6ed

q Pr Tr β α (Tr) 0.32568 0.6742 0.17936 1.75229 26.5468

Z  1    q

Z

Z  ( Z   )( Z   )

…...(3.49) Smith Van Ness 6ed

0.626201916

 Z    1 Ln     Z    =

…...(Tabel 3.1)Smith Van Ness 6ed

…...(6.62b) Smith Van Ness 6ed

0.251863513

 dLn (Tr )  HR  Z 1   1 qI …..(6.64) Smith Van Ness 6ed RT dLn Tr  

H6R = -1287641.2 kJ 1629 = cal/mole ΔHvl O2 6815.736 kJ/kmol = = 1713506.772 kJ Sehingga : H6R = ∆Hig +HR -Hv

Appendiks B-5

H6R =

219222.3432 kJ

UNTUK STREAM 7 Tref 298 = Pref 1 = R 8.314 = T7 -182.96 = P7 34 = = 0.302147651 τ7 Komponen O2 (l)

BM (kg/mol) 32

°K bar kJ/kmol K 90.04 °K °C = bar



Fraksi 1

Data A,B,C,D untuk perhitungan Cp pada Stream 7 Komponen A B C D O2 (g) 3.639 0.00051 0 -22700 (Tabel C.1 App C) Smith Van Ness 6ed

PERHITUNGAN UNTUK STREAM 7 Cp H R

 A 

B T  1  C T  2

0

3

Suku 2

Suku 1

2 0

2

Suku 3

D   T

 1 

Suku 4


Keterangan Suku 1 Suku 2 Suku 3 Suku 4 H

2 0

= = = =

3.639 2.293958084 0 -8.95420241

=

-25.1186253 kJ/kmol K

5

-2.79997971

Appendiks B-6

∆H7

ig

1544543.055 kJ

=

Data untuk menghitung HR pada stream 7 Komp. Tc(K) Pc(bar) σ є 1 0 O2 (g) 154.6 50.43

ψ Ω 0.08664 0.42748

(Tabel 3.1) Smith Van Ness 6ed Tr 

T P , Pr  Tc Pc

  

Pr Tr


 (Tr) Tr1/ 2 q 

 ( Tr )  Tr

Komponen O2 (g)

=


Tr Pr 0.58241 0.6742

Z  1    q

Z

I

β α (Tr) q 0.1003 1.31035 11.1009

Z  ( Z   )( Z   ) …...(3.49) Smith Van Ness 6ed

0.626132752

 Z    1 Ln     Z   

I



0.148577609

=

 dLn (Tr )  HR  Z 1   1 qI …..(6.64) Smith Van Ness 6ed RT dLn Tr   R

H7 H7

= =

-630365.516 kJ ∆Hig +H6R

Appendiks B-7

H7

=

914177.5382 kJ

Menghitung Q yang dibutuhkan di vaporizer Q dibutuhkan = ( H7-H6)/0.9 Q = 772172.4388 kJ NERACA ENERGI VAPORIZER (V-118) MASUK kJ kJ KELUAR 219222.3432 H7 H6 914177.5382 772172.4388 Qloss Qsteam 77217.24388 TOTAL 991394.782 TOTAL 991394.782 Steam yang digunakan adalah steam saturated dengan tekanan 33 bar dan suhu 239 C Q = Hs- Hc 772172.4388 kJ = Hs- Hc 772172.4388 kJ = Ĥs . Msteam - Ĥc . Msteam 772172.4388 kJ = Msteam ( λ ) 1769.4 λ = kJ/Kmol Msteam 436.4035485 Kmol = Msteam 7855.263874 kg =

7

Appendiks B-8

2. HEAT EXCHANGER E-211 Stream 11

Stream 10

Q

Stream 7

Q loss

Stream 8

Neraca Energi = H10- H11= H8 - H7 - Qloss Qloss = 10% (H3-H8) UNTUK STREAM 7 = °K Tref 298 = bar Pref 1 = kJ/kmol K R 8.314 = °C = T7 -182.96 90.04 °K = bar P7 34 = 0.302147651 τ7 = 914177.5382 kJ H7 UNTUK STREAM 8 = Tref 298 = Pref 1 R 8.314 = = T8 850 = P8 34.2 = 3.768456376 τ8 Komponen O2 (l)

BM (kg/mol) 32

°K bar kJ/kmol K °C = 1123 bar


°K


Fraksi 1

Appendiks B-9

Data A,B,C,D untuk perhitungan Cp pada Stream 8 (Tabel C.1 App C) Smith Van Ness 6ed

A 3.639

Komponen O2 (g)

B 0.00051

C 0

D -22700

PERHITUNGAN UNTUK STREAM 8 Cp H R

 A 

B T  1  C T  2

0

3

Suku 2

Suku 1

2 0

2

Suku 3

D   T

 1 

2 0

Suku 4


Keterangan Suku 1 Suku 2 Suku 3 Suku 4 H ∆H8ig

= = = = = =

3.639 0.4301 0 -0.03141869 33.56928245 kJ/kmol K 8188801.597 kJ

Data untuk menghitung HR pada stream 8 є σ Komp. Tc(K) Pc(bar) Suku 1 154.6 0 50.43 1

Ω ψ 0.08664 0.42748


T P , Pr  Tc Pc

  

Pr Tr

 (Tr) Tr1/ 2

…...(3.50)Smith Van Ness 6ed …...(Tabel 3.1)Smith Van Ness 6ed

9

Appendiks B-10

q 

 ( Tr )  Tr


Tr Pr β α (Tr) q 0.252 7.264 0.678 0.008 0.371 Z  Z  1    q ( Z   )( Z   ) …...(3.49) Smith Van Ness 6ed Komponen O2 (g)

Z

=

1.01

 Z    1 Ln     Z   

I I


0.008008426

=

 dLn (Tr )  HR  Z 1   1 qI …..(6.64) Smith Van Ness 6ed RT  dLnTr  R

H8

H8 H8

= = =

8206.156994 kJ ∆Hig +H7R 8197007.754 kJ

Menghitung Q yang dibutuhkan di exchanger Q dibutuhkan = ( H8-H7)/0.9 Q 8092033.573 kJ = UNTUK STREAM 10 = Tref 298 = Pref 1 = R 8.314 T10 950 = P10 34 = τ10 = 4.104026846 H10 = 15369574.63

°K bar kJ/kmol K °C = 1223 bar Kj

°K

Appendiks B-11

UNTUK STREAM 11 = °K Tref 298 = bar Pref 1 8.314 = kJ/kmol K R Suhu keluar dari Stream 11 diperoleh dengan cara trial dan error T11 489.35 = °C = 762.35 °K P11 33.9 = bar = 2.558208386 τ11 PERHITUNGAN UNTUK STREAM 11 Komponen BM Massa Mol 251.90 15.74 CH4(g) 16 CO(g) 28 5478.87 195.67 CO2(g) 44 3082.90 70.07 H2(g) 2 134.11 67.05 228.80 12.71 H2O(g) 18 O2(g) 32 1539.84 48.12 TOTAL 10716.4 409.37

Fraksi 0.03846 0.47799 0.17116 0.16380 0.03105 0.11755 1.00000

Data A,B,C,D untuk perhitungan Cp pada Stream 11 Komponen A B C D CH4(g) 1.702 0.00908 0.00 0.00000 CO(g) 3.376 0.00056 0.00 -3100 5.457 0.00105 0.00 -115700 CO2(g) H2(g) 3.249 0.00042 0.00 8300 H2O(g) 3.47 0.00145 0.00 12100 O2(g) 3.639 0.00051 0.00 -22700 0.01 0.00 -121100 TOTAL (Tabel C.1 App C) Smith Van Ness 6ed

Data A,B,C,D untuk perhitungan Cp pada Stream 11 setelah dikalikan fraksi Komponen Fraksi Ay By Cy Dy 11

Appendiks B-12

CH4(g) CO(g) CO2(g) H2(g) H2O(g) O2(g) TOTAL

0.0385 0.4780 0.1712 0.1638 0.0311 0.1175 1.00000

0.06546 1.61369 0.934 0.53218 0.10775 0.42775 3.68

0.000 0.000 0.000 0.000 0.000 0.000 0.00

0.00000 0.00000 0.00000 0.00000 0.00000 0.00000 0

0 -1481.8 -19803 1359.52 375.714 -2668.3 -22218

Menghitung Cp : Cp H R

 A 

B T  1  C T  0

2

3

Suku 2

Suku 1

2 0

2

D   T

 1 

Suku 3

2 0

Suku 4


Keterangan Suku 1 Suku 2 Suku 3 Suku 4 H ∆H11

ig

= = = =

3.68 0.737928526 -0.04836834 -0.03822896

=

36.018

=

kJ/kmol K

6846531.102 kJ

Data Tc,Pc untuk Stream 11 Komp. CH4(g) CO(g) CO2(g) H2(g) H2O(g) O2(g)

Tc(K) 190.6 132.9 304.2 33.19 647.1 154.6

Pc(bar) 45.99 34.99 73.83 13.13 220.5 50.43

σ 1.00 1.00 1.00 1.00 1.00 1.00

є 0.00 0.00000 0.00000 0.00000 0.00000 0.00000

Ω 0.09 0.09 0.09 0.09 0.09 0.09

ψ 0.43 0.43 0.43 0.43 0.43 0.43

Appendiks B-13

TOTAL 1462.59 438.87 (Tabel 3.1) Smith Van Ness 6ed

Tr 

T P , Pr  Tc Pc

  

Pr Tr


 (Tr) Tr1/ 2 q 

 ( Tr )  Tr

Komponen CH4(g) CO(g) CO2(g) H2(g) H2O(g) O2(g) TOTAL

…...(Tabel 3.1)Smith Van Ness 6ed …….(3.51) Smith Nan Ness 6ed

Fraksi 0.0385 0.4780 0.1712 0.1638 0.0311 0.1175 1.00000

yTc(K) yPc(bar) 7.33031 1.77 63.5248 16.72 52.0656 12.64 5.43646 2.15 20.0929 6.85 18.1727 5.93 166.62 46.06

β α (Tr) q Tr Pr 4.57528 0.73607 0.01394 0.46751 0.50416 Z  1    q

Z

I I

=

Z  ( Z   )( Z   )

1.00

 Z    1 Ln     Z    =



0.013842417 13

Appendiks B-14


H11

=

-27161.3164 kJ

ΔHvl H20

= = =

9729 cal/mole 40706.136 kJ/kmol 8550204.842 kJ

App.F (Smith Van Ness 6ed)

H11 = ∆Hig +HR + Hv 15369574.63 H11 =

Menghitung Q yang dibutuhkan di exchanger 0.00 Q dibutuhkan = ( H10-H11) = Qtot 8092033.58 kJ = NERACA HEAT EXCHANGER E-211 MASUK kJ KELUAR kJ H7 914177.54 H8 8197007.75 H10 15369574.63 H11 15369574.63 Qsupply 8092033.58 Qloss 809203.36 Total 24375785.7 Total 24375785.7 Steam yang digunakan adalah steam saturated dengan tekanan 33 bar dan suhu 239 C Q = Hs- Hc 8092033.576 kJ = Hs- Hc 8092033.576 kJ = Ĥs . Msteam - Ĥc . Msteam 8092033.576 kJ = Msteam ( λ ) λ 1769.4 = kJ/Kmol = Msteam 4573.32066 Kmol = Msteam 82319.772 kg

Appendiks B-15

3. GASIFIER (R-210) Steam

Kondensat

Q loss

Q

Stream 10

Stream 5 Stream 9 Neraca panas Qloss

Stream 8

: Q - Qloss = H9+ H10 - ∆Hreaksi - H5 - H8 = 10% Q T=950 C

∆HP T=30 C ∆HR T=25 C

T=25 C ∆Hrx

UNTUK STREAM 5 Tref 298 = Pref 1 = R 8.314 = T5 30 = P5 = 34 τ5 = 1.016778523 Komponen

BM

°K bar kJ/kmol K 303 °C = bar

Massa 15

Mol

°K

Appendiks B-16

Komponen

(kg/mol) (kg/jam) (kmol/jam) H2O (l) 18 25 1.388888889 botol plastik 18939.39394 Data A,B,C,D untuk perhitungan Cp pada Stream 5 Komponen A B C D 0 H2O (l) 8.712 0.00125 -2E-07 (Tabel C.1 App C) Smith Van Ness 6ed

PERHITUNGAN UNTUK STREAM 5 H5 = HH20 + Hbotol plastik Asumsi Cp botol plastik ≈ 0 377.22 H5 = Kj/kg H5 = 9430.39 Kj UNTUK STREAM 8 = Tref 298 = Pref 1 = R 8.314 = T8 850 = P8 34.2 = 3.768456376 τ = 8197007.754 H8 UNTUK STREAM 10 = Tref 298 = Pref 1 = R 8.314 = T10 950 = P10 34 = 4.104026846 τ10


°K

Kj


°K

PERHITUNGAN UNTUK STREAM 10 Mol Fraksi BM Massa Komponen 251.903 15.74 0.03846 CH4(g) 16

Appendiks B-17

CO(g) CO2(g) H2(g) H2O(g) O2(g) TOTAL

28 44 2 18 32

5478.87 195.67 0.47799 3082.9 70.07 0.17116 134.108 67.05 0.16380 228.801 12.71 0.03105 1539.84 48.12 0.11755 10716.4 409.37 1.00000

Data A,B,C,D untuk perhitungan Cp pada Stream 10 D Komponen A B C CH4(g) 1.702 0.00908 0.00 0.00000 CO(g) 3.376 0.00056 0.00 -3100 CO2(g) 5.457 0.00105 0.00 -115700 H2(g) 3.249 0.00042 0.00 8300 H2O(g) 3.47 0.00145 0.00 12100 O2(g) 3.639 0.00051 0.00 -22700 TOTAL 0.013 0.00 -121100 (Tabel C.1 App C) Smith Van Ness 6ed

Data A,B,C,D untuk perhitungan Cp pada Stream 10 setelah dikalikan fraksi Ay By Cy Komponen Fraksi Dy CH4(g) 0.0385 0.06546 0.00035 0.00000 0 CO(g) 0.4780 1.61369 0.00027 0.00000 -1481.8 CO2(g) 0.1712 0.934 0.00018 0.00000 -19803 0.1638 0.53218 0.00007 0.00000 1359.52 H2(g) H2O(g) 0.0311 0.10775 0.00005 0.00000 375.714 O2(g) 0.1175 0.42775 0.00006 0.00000 -2668.3 TOTAL 1.00000 3.68 0.00097 0 -22218


 A 

Suku 1

B T  1  C T  2

0

Suku 2

3

2 0

2

D   T

 1 

Suku 3

2 0

Suku 4

17

Appendiks B-18

Keterangan Suku 1 Suku 2 Suku 3 Suku 4 ig

H ∆H10

ig

= = = =

3.68 1.183827907 -0.12448292 -0.01485402

=

39.28628623 kJ/kmol K

=

14876379.6 kJ

Data Tc,Pc untuk Stream 10 Komp. Tc(K) Pc(bar) 45.99 CH4(g) 190.6 132.9 34.99 CO(g) 73.83 CO2(g) 304.2 H2(g) 13.13 33.19 220.5 H2O(g) 647.1 O2(g) 154.6 50.43 TOTAL 1462.59 438.87

σ 1.00 1.00 1.00 1.00 1.00 1.00

є 0.00000 0.00000 0.00000 0.00000 0.00000 0.00000

Ω 0.09 0.09 0.09 0.09 0.09 0.09


T P , Pr  Tc Pc

  

Pr Tr


 (Tr) Tr1/ 2 q 

 ( Tr )  Tr

Komponen CH4(g) CO(g) CO2(g) H2(g)

…...(Tabel 3.1)Smith Van Ness 6ed …….(3.51) Smith Nan Ness 6ed

Fraksi 0.0385 0.4780 0.1712 0.1638

yTc(K) yPc(bar) 7.33031 1.77 63.5248 16.72 52.0656 12.64 5.43646 2.15

ψ 0.43 0.43 0.43 0.43 0.43 0.43

Appendiks B-19

H2O(g) O2(g) TOTAL

0.0311 20.0929 0.1175 18.1727 1.00000 166.62

6.85 5.93 46.06

Tr Pr β α (Tr) q 7.33993 0.73824 0.00871 0.36911 0.24812 Z  Z  1    q ( Z   )( Z   ) Z

I

=

1.01

 Z    1 Ln     Z   

I

=


0.0086

 dLn (Tr )  HR  Z 1   1 qI …..(6.64) Smith Van Ness 6ed RT dLn Tr   R

H10

=

18183.64587 kJ

ΔHvl H20

= = =

9729 cal/mole 40706.136 kJ/kmol 475011.3801 kJ

App.F (Smith Van Ness 6ed)

H10 = ∆Hig +HR + Hv 15369574.63 kJ H10 =

Berikut ini adalah reaksi yang terjadi dalam gasifier : 1

Botol Plastik + Heat H2O

2

C + O2 →CO2

3

C + ½ O2 → CO

Char + CH4 + CO + CO2 + H2 +

19

Appendiks B-20

C + ½ O2 → CO

4

H2 + 1/2 O2 ↔ H2O

5

C + H2O ↔ CO + H2

6

C + CO2 ↔ 2CO

7

CO + H2O ↔ CO2 + H2

8 9

C + 2H2↔ CH4 Char + heat → Slag

Panas reaksi Reaktan Komponen ΔHf0 -393509 CO2(g) -110525 CO(g) -241818 H2O(g)

Produk Komponen ΔHf0 CO2(g) -393509.00 CO(g) -110525.00 CH4(g) -74520.00 H2O(g) -241818.00

ΔHreaksi = ΔHf0 produk - ΔHf0 reaktan Reaktan ΔH Reaksi Kmol Kj/Kmol 1 2 -393509 43.84 (CO2) 3 -110525 186.82 (CO) -241818 317.99 (H2O) 4 131293.0000 317.99 (H2O) 5 232.87 (CO) 172459 6

ΔH Reaksi Kj -454545455 -33545014.9 -14861611.1 -10533879.8 481668.2 33745707.3

(HV botol plastik)

Appendiks B-21

7 8 9 TOTAL

-151691.000 317.99 (H2O) -556501.3 -74520.0000 13.26 (CH4) -1173240.4 -1280742.0 -668311 -482269069

(HV char)

24000 kJ/kg (Themelis, 2011) = 454545454.5 kJ 222 Data HV char menjadi slag= Btu/lb 234.4244984 kJ/lb (Mason D.M, Talwakar A.T) = 12019.36 kg slag yang terbentuk = 5463.345455 lb = HV char menjadi slag = 1280742.018 kJ ∆Hrx -482269069 kJ = Data HV botol plastik =

UNTUK STREAM 9 Komponen Jumlah(kg) kmol slag 5031.72 83.862 Jika komponen terbesar slag adalah SiO2 Komponen A B C D SiO2 4.871 0.00537 -100100 52898778.18 kJ H9 = Neraca Energi : Q = (H3+ H8 - ∆Hreaksi- H2 - H7)/0.9 Sehingga : 602600040.5 NERACA ENERGI GASIFIER (R-110) kJ MASUK kJ KELUAR H5 377.2 H9 52898778.2 15369574.6 H8 8197007.8 H10 -482269068.6 Qloss ∆HR 60260004.0 Qsteam 602600040.5 TOTAL 128528356.9 TOTAL 128528356.9 Steam yang digunakan adalah steam saturated dengan tekanan 21

Appendiks B-22

33 bar dan suhu 239 C Q 60260004.0 kJ 60260004.05 kJ 60260004.05 kJ λ Msteam Msteam

= = = = = = =

Hs- Hc Hs- Hc Ĥs . Msteam - Ĥc . Msteam Msteam ( λ ) 1769.4 kJ/Kmol 34056.74469 Kmol 613021.4043 kg

4. HEAT EXCHANGER (E-212) CW

CWR

Stream 12

Stream 11

Neraca Energi : Q= H8 - H9 UNTUK STREAM 11 Tref 298 = °K Pref 1 = bar R 8.314 = kJ/kmol K T11 = 489.346099 °C = 762.346 °K P11 33.9 = bar τ11 = 2.558208386 H11 = 15369574.63 Kj UNTUK STREAM 12 Tref 298 = Pref 1 = R 8.314 = T12 180 = P12 33.9 = τ12 = 1.520134228


°K

Appendiks B-23

PERHITUNGAN UNTUK STREAM 12 Komponen BM Massa Mol CH4(g) 16 251.903 15.74 CO(g) 28 5478.87 195.67 CO2(g) 44 3082.9 70.07 H2(g) 2 134.108 67.05 H2O(g) 18 228.801 12.71 N2(g) 28 56209.3 2007.47 O2(g) 32 1539.84 48.12 TOTAL 66925.7 2416.84

Fraksi 0.00651 0.08096 0.02899 0.02774 0.00526 0.83062 0.01991 1.00000

Data A,B,C,D untuk perhitungan Cp pada Stream 12 Komponen A B C D CH4(g) 1.702 0.00908 0.00 0.00000 CO(g) 3.376 0.00056 0.00 -3100 CO2(g) 5.457 0.00105 0.00 -115700 H2(g) 3.249 0.00042 0.00 8300 H2O(g) 3.47 0.00145 0.00 12100 N2(g) 3.28 0.00059 0.00 -4000 O2(g) 3.639 0.00051 0.00 -22700 TOTAL 0.01 0.00 -125100 Data A,B,C,D untuk perhitungan Cp pada Stream 12 setelah dikalikan fraksi Komponen Fraksi Ay By Cy Dy CH4(g) 0.0065 0.01109 0.00 0.00000 0 CO(g) 0.0810 0.27333 0.00 0.00000 -250.98 CO2(g) 0.0290 0.1582 0.00 0.00000 -3354.2 H2(g) 0.0277 0.09014 0.00 0.00000 230.278 H2O(g) 0.0053 0.01825 0.00 0.00000 63.639 N2(g) 0.8306 2.72443 0.00 0.00000 -3322.5 O2(g) 0.0199 0.07245 0.00 0.00000 -451.96 23

Appendiks B-24

TOTAL 1.00000 Menghitung Cp : Cp H R

 A 

0.00

B T  1  C T  0

2

3

Suku 2

Suku 1 Keterangan Suku 1 Suku 2 Suku 3 Suku 4

3.35

2 0

2

0 D   T

 1 

Suku 3

3.35 0.297400428 -0.00289281 -0.0345293

H

=

29.99583846 kJ/kmol K

ig

=

11236760.41 kJ

Data Tc,Pc untuk Stream 9

2 0

Suku 4

= = = =

∆H9

-7085.7

(Tabel 3.1) Smith Van Ness 6ed

Pc(bar) 45.99 34.99 73.83 13.13 220.5

σ 1.00 1.00 1.00 1.00 1.00

є 0.00 0.00000 0.00000 0.00000 0.00000

Ω 0.09 0.09 0.09 0.09 0.09

ψ 0.43 0.43 0.43 0.43 0.43

O2(g) 154.6 50.43 TOTAL 1462.59 438.87

1.00

0.00000

0.09

0.43

Komp. CH4(g) CO(g) CO2(g) H2(g) H2O(g)

Tr 

Tc(K) 190.6 132.9 304.2 33.19 647.1

T P , Pr  Tc Pc

  

Pr Tr


Appendiks B-25

 (Tr) Tr1/ 2 q 


 ( Tr )  Tr



Fraksi 0.00651 0.08096 0.02899 0.02774 0.00526 0.01991 0.16938

yTc(K) yPc(bar) 1.24162 0.30 10.7599 2.83 8.81896 2.14 0.92084 0.36 3.40337 1.16 3.07813 1.00 28.22 7.80

q Tr Pr β α (Tr) 16.0508 4.34565 0.02346 0.2496 0.07673 Z  1    q

Z

=

Z  ( Z   )( Z   )

1.0063

 Z    1 Ln     Z   

I I

=



0.023042081


H9

=

33478.15644 kJ

ΔHvl H20

=

2013.1

kj/kg

25

(App F) Smith Van Ness 6ed

Appendiks B-26

=

460600.1327 kJ

H9 = ∆Hig +HR + Hv 11730838.7 kJ H9 == Q = H8 - H9 = Msteam( ĤSC- Ĥsteam) = 3638735.9 kJ NERACA ENERGI HEAT EXCHANGER (E-212) kJ MASUK kJ KELUAR H8 15369574.63 H9 11730838.7 QCW 3638735.9 TOTAL 15369574.63 TOTAL 15369574.63

Menghitung massa cooling water yang digunakan : Q Q ( Ĥcwr- Ĥcw) Mcw

= = = =

Ĥcwr . Mcw - Ĥcw . Mcw Mcw( Ĥcwr- Ĥcw) 83.6 kJ/kg 43525.54931 kg

5. WATER GAS SHIFT (R-210) CW

CWR

Stream 16

Stream 14 Stream 13

Appendiks B-27

Neraca Energi :

Q = H11 +H12 + ∆Hreaksi- H13 T=200 C

T=180 C ∆HR

∆HP

T=25 C

T=25 C ∆Hrx

UNTUK STREAM 13 Tref 298 = Pref 1 = R 8.314 = T12 250 = = P12 34 = 1.755033557 τ12 Q Komponen H2O (g)

BM (kg/mol) 18



°K

Mol (kmol/jam) 438.2361111

Data A,B,C,D untuk perhitungan Cp pada Stream 12 Komponen A B C D H2O (g) 3.47 0.00145 0 12100 (Tabel C.1 App C) Smith Van Ness 6ed

PERHITUNGAN UNTUK STREAM 12 Cp/R = A + BT + CT^2 (eq. Tabel C.2) Smith Van Ness 6ed ∫Cp/R dT = ∫A + BT + CT^2 dT ∫Cp/R dT = AT + 1/2 BT^2 + 1/3 CT^3-(D/T) 35.52228521 kJ/Kmol ∫Cp dT = 27

Appendiks B-28 ig

∆H

=

15567.14813 kJ

Data Tc,Pc untuk stream 12 Komp. Tc(K) Pc(bar) H2O(g) 647.1 220.5 Tr 

σ 1.00

є 0.00

Ω 0.09

ψ 0.43

T P , Pr  Tc Pc

  

Pr Tr


 (Tr) Tr1/ 2 q 

 ( Tr )  Tr

…...(Tabel 3.1)Smith Van Ness 6ed …...(3.51)Smith Van Ness 6ed

Tr Pr β α (Tr) q 0.80822 0.1542 0.01653 1.11233 6.7905 Z  Z  1    q ( Z   )( Z   ) …...(3.49)Smith Van Ness 6ed Komponen H2O (g)

Z

I

0.89

=

 Z    1 Ln     Z   

I

…...(6.62b)Smith Van Ness 6ed

0.018353412

=

 dLn (Tr )  HR  Z 1   1 qI ……(6.64) Smith Van Ness 6ed RT  dLnTr  R

H12

=

-561303.223 kJ

ΔHv H2O = ΔHv H2O =

1714.7 kJ/kg 13525982.28 kJ

(appendiks F, Smith vanesh 6ed)

Appendiks B-29

H12 = H12 =

∆Hig +HR + Hv 12980246.2 kJ

UNTUK STREAM 14 = Tref 298 = Pref 1 = R 8.314 = T14 180 = P14 33.9 = 1.520134228 τ14


PERHITUNGAN UNTUK STREAM 11 Komponen BM Massa Mol CH4(g) 16 100.761 6.30 CO(g) 28 1121.66 40.06 CO2(g) 44 2914.41 66.24 H2(g) 2 130.063 65.03 H2O(g) 18 7291.99 405.11 O2(g) 32 615.936 19.25 TOTAL 12174.8 601.98

°K

Fraksi 0.01046 0.06655 0.11003 0.10803 0.67296 0.03197 1.00000

Data A,B,C,D untuk perhitungan Cp pada Stream 14 C D Komponen A B CH4(g) 1.702 0.00908 0.00 0.00000 CO(g) 3.376 0.00056 0.00 -3100 CO2(g) 5.457 0.00105 0.00 -115700 H2(g) 3.249 0.00042 0.00 8300 H2O(g) 3.47 0.00145 0.00 12100 O2(g) 3.639 0.00051 0.00 -22700 TOTAL 0.01 0.00 -121100 (Tabel C.1 App C) Smith Van Ness 6ed

29

Appendiks B-30

Data A,B,C,D untuk perhitungan Cp pada Stream 11 setelah dikalikan fraksi Komponen Fraksi Ay By Cy Dy CH4(g) 0.0105 0.01781 0.00 0.00000 0 CO(g) 0.0665 0.22466 0.00 0.00000 -206.29 CO2(g) 0.1100 0.60044 0.00 0.00000 -12731 H2(g) 0.1080 0.35099 0.00 0.00000 896.641 H2O(g) 0.6730 2.33517 0.00 0.00000 8142.81 O2(g) 0.0320 0.11635 0.00 0.00000 -725.82 TOTAL 1.00000 3.65 0.00 0 -4623.2 Menghitung Cp : Cp H R

 A 


ig

B T  1  C T  2

0

3

2

D   T

 1 

= = = =

3.65 0.581926412 -0.00323735 -0.02252917

=

34.93184208 kJ/kmol K

=

3259401.153 kJ

Data Tc,Pc untuk Stream 11 Komp. Tc(K) Pc(bar) CH4(g) 190.6 45.99 CO(g) 132.9 34.99 CO2(g) 304.2 73.83 H2(g) 33.19 13.13 H2O(g) 647.1 220.5 O2(g) 154.6 50.43 TOTAL 1462.59 438.87 Tr 

2 0

T P , Pr  Tc Pc

σ 1.00 1.00 1.00 1.00 1.00 1.00

2 0

є 0.00 0.00000 0.00000 0.00000 0.00000 0.00000

Ω 0.09 0.09 0.09 0.09 0.09 0.09

ψ 0.43 0.43 0.43 0.43 0.43 0.43

Tr

Appendiks B-31

T P  , Pr  Tc Pc

  

Pr Tr


 (Tr) Tr1/ 2 q 

 ( Tr )  Tr



Fraksi 0.01046 0.06655 0.11003 0.10803 0.67296 0.03197 1.00000

yTc(K) yPc(bar) 1.99394 0.48 2.33 8.8439 33.4713 8.12 3.58548 1.42 435.472 148.39 4.94323 1.61 488.31 162.35

Tr Pr β α (Tr) q 0.92769 0.20881 0.0195 1.03824 5.52196 Z  1    q

Z

I I

=

Z  ( Z   )( Z   )

0.9709

 Z    1 Ln     Z    =



0.019886821

 dLn (Tr )  HR  Z 1   1 qI …….(6.64) Smith Van Ness 6ed RT  dLnTr 

31

Appendiks B-32 R

H11

=

-439466.911 kJ

ΔHv H2O = ΔHv H2O = H11 = H11 =

2013.1 kJ/kg 14679498.96 kJ


∆Hig +HR + Hv 17499433.2 kJ

UNTUK STREAM 16 Tref 298 = °K Pref 1 = bar R 8.314 = kJ/kmol K T13 200 473 °K = °C = P13 33.9 = bar τ13 = 1.587248322 PERHITUNGAN UNTUK STREAM 16 Komponen BM Massa Mol Fraksi CH4(g) 16 100.76 6.30 0.01046 CO(g) 28 1121.66 40.06 0.06655 CO2(g) 44 2914.41 66.24 0.11003 H2(g) 2 130.06 65.03 0.10803 H2O(g) 18 7291.99 405.11 0.67296 O2(g) 32 615.94 19.25 0.03197 TOTAL 12174.8 601.98 1.00000

Data A,B,C,D untuk perhitungan Cp pada Stream 13 Komponen A B C D CH4(g) 1.702 0.00908 0.00 0.00000 CO(g) 3.376 0.00056 0.00 -3100 CO2(g) 5.457 0.00105 0.00 -115700 H2(g) 3.249 0.00042 0.00 8300 H2O(g) 3.47 0.00145 0.00 12100

Appendiks B-33

O2(g) 3.639 0.00051 0.00 -22700 TOTAL 0.01 0.00 -121100 Data A,B,C,D untuk perhitungan Cp pada Stream 16 setelah dikalikan fraksi Komponen Fraksi Ay By Cy Dy CH4(g) 0.0105 0.01781 0.000 0.00000 0 CO(g) 0.0665 0.22466 0.000 0.00000 -206.29 CO2(g) 0.1100 0.60044 0.000 0.00000 -12731 H2(g) 0.1080 0.35099 0.000 0.00000 896.641 H2O(g) 0.6730 2.33517 0.001 0.00000 8142.81 O2(g) 0.0320 0.11635 0.000 0.00000 -725.82 TOTAL 1.00000 3.65 0.00 0 -4623.2


 A 


ig

B T  1  C T  2

0

3

2 0

2

D   T

 1 

= = = =

3.65 0.607618527 -0.00506488 -0.02066423

=

35.14575734 kJ/kmol K

=

3702504.401 kJ

Data Tc,Pc untuk Stream 13 Komp. Tc(K) Pc(bar) CH4(g) 190.6 45.99 CO(g) 132.9 34.99 CO2(g) 304.2 73.83 H2(g) 33.19 13.13 H2O(g) 647.1 220.5 O2(g) 154.6 50.43

σ 1.00 1.00 1.00 1.00 1.00 1.00 33

2 0

є 0.00 0.00000 0.00000 0.00000 0.00000 0.00000

Ω 0.09 0.09 0.09 0.09 0.09 0.09

ψ 0.43 0.43 0.43 0.43 0.43 0.43

Appendiks B-34

TOTAL 1462.59 438.87 T P , Pr  Tc Pc

Tr 

  

Pr Tr


 (Tr) Tr1/ 2 q 

 ( Tr )  Tr



Fraksi 0.0105 0.0665 0.1100 0.1080 0.6730

yTc(K) yPc(bar) 1.99394 0.48 8.8439 2.33 33.4713 8.12 3.58548 1.42 435.472 148.39

0.0320 4.94323 1.61 1.00000 488.31 162.35

Tr Pr β α (Tr) q 0.96865 0.20881 0.01868 1.01605 5.17546 Z  Z  1    q ( Z   )( Z   ) …...(3.49) Smith Van Ness 6ed Z

I I

=

0.98

 Z    1 Ln     Z    =


0.018969753

 dLn (Tr )  HR  Z 1   1 qI RT dLn Tr  

Appendiks B-35


H13

=

-407253.866 kJ

ΔHv H2O = ΔHv H2O = H13 = H13 =

1983.6 kJ/kg 14464385.35 kJ


∆Hig +HR + Hv 17759635.88 kJ

Berikut ini adalah reaksi yang terjadi dalam WGS: 1 CO + H2O ↔ CO2 + H2 Panas reaksi Reaktan Komponen ΔHf0 CO(g) -110525 H2O(g) -241818 0

Produk Komponen ΔHf0 CO2(g) -393509.00

0

ΔHreaksi = ΔHf produk - ΔHf reaktan Reaktan ΔH Reaksi Kmol Kj/Kmol 1 -41166.00 5.94(H2O) TOTAL -41166.00

ΔH Reaksi Kj 296414400 296414400

Neraca Energi:Q = H11 +H11 + ∆Hreaksi- H13 309134443.3 Q =

MASUK H11 H12

NERACA ENERGI WGS (R-210) kJ KELUAR kJ 17499433.20 H13 17759635.88 QCW ########### 12980246.20

35

Appendiks B-36

∆HR ########### TOTAL ########### TOTAL ########### Suhu CW masuk exchanger ditetapkan 30 C Suhu CWR keluar exchanger ditetapkan 50 C Menghitung massa cooling water yang digunakan : Q = Ĥcwr . Mcw - Ĥcw . Mcw Q = Mcw( Ĥcwr- Ĥcw) ( Ĥcwr- Ĥcw) = 83.6 kJ/kg Mcw 3697780.423 kg = 6. PERHITUNGAN STREAM PADA MIXER I Q loss Stream 10

Stream 14 Stream 13

Neraca Energi : H14 = ( H10+ H13 ) -Qloss Qloss = 10% (∆H) UNTUK STREAM 13 298 Tref = R 8.314 = T13 200 = 33.9 P13 = τ13 = 1.587248322 H13 = 17759635.88 UNTUK STREAM 10 298 Tref = R 8.314 = T10 180 = P10 33.9 = = 1.520134228 τ10

°K kJ/kmol K 473 °C = bar

°K

kJ


°K

Appendiks B-37


Fraksi 0.01046 0.13002 0.04656 0.04456 0.73643 0.03197 1.00000

Data A,B,C,D untuk perhitungan Cp pada Stream 10 Komponen A B C D CH4(g) 1.702 0.00908 0.00 0.00000 CO(g) 3.376 0.00056 0.00 -3100 CO2(g) 5.457 0.00105 0.00 -115700 H2(g) 3.249 0.00042 0.00 8300 H2O(g) 3.47 0.00145 0.00 12100 O2(g) 3.639 0.00051 0.00 -22700 TOTAL 20.893 0.01 0.00 -121100 Data A,B,C,D untuk perhitungan Cp pada Stream 10 setelah dikalikan fraksi Komponen Fraksi Ay By Cy Dy CH4(g) 0.0105 0.01781 0.000 0.00000 0 CO(g) 0.1300 0.43895 0.000 0.00000 -403.06 CO2(g) 0.0466 0.25406 0.000 0.00000 -5386.6 H2(g) 0.0446 0.14476 0.000 0.00000 369.808 H2O(g) 0.7364 2.55542 0.001 0.00000 8910.84 O2(g) 0.0320 0.11635 0.000 0.00000 -725.82 TOTAL 1.00000 3.53 0.00 0 2765.17


 A 

B T  1  C T  2

0

3

2 0

2

D   T

 1 

37

2 0

Appendiks B-38 Cp H R

 A 


ig

B T  1  C T  2

0

3

2 0

2

D   T

 1 

= = = =

3.53 0.597453379 -0.00464561 0.013474876

=

34.3670008 kJ/kmol K

=

4810045.879 kJ

2 0

Data Tc,Pc untuk Stream 10 Komp. Tc(K) Pc(bar) CH4(g) 190.6 45.99 CO(g) 132.9 34.99 CO2(g) 304.2 73.83 H2(g) 33.19 13.13 H2O(g) 647.1 220.5 O2(g) 154.6 50.43 TOTAL 1462.59 438.87 Tr 

є 0.00 0.00000 0.00000 0.00000 0.00000 0.00000

T P , Pr  Tc Pc

  

Pr Tr


 (Tr) Tr1/ 2 q 

σ 1.00 1.00 1.00 1.00 1.00 1.00

 ( Tr )  Tr

Komponen CH4(g) CO(g) CO2(g)

…...(Tabel 3.1) Smith Van Ness 6ed …...(3.51) Smith Van Ness 6ed

Fraksi yTc(K) yPc(bar) 0.0105 1.99394 0.48 0.1300 17.2796 4.55 0.0466 14.1625 3.44

Ω 0.09 0.09 0.09 0.09 0.09 0.09

ψ 0.43 0.43 0.43 0.43 0.43 0.43

Appendiks B-39

H2(g) H2O(g) O2(g) TOTAL

0.0446 0.7364 0.0320 1.00000

1.47879 0.59 476.546 162.38 4.94323 1.61 516.40 173.05

Tr Pr β α (Tr) q 0.87722 0.1959 0.01935 1.06769 6.00529 Z  Z  1    q ( Z   )( Z   ) …...(3.49) Smith Van Ness 6ed Z

I

=

0.97

 Z    1 Ln     Z   

I

=


0.019775586


H10 = -712099.62 kJ 2013.1 kJ/kg ΔHv H2O = 24096114.19 kJ ΔHv H2O =


H10 = ∆Hig +HR + Hv 28194060.45 kJ H10 = UNTUK STREAM 14 Tref 298 = °K Pref 1 = bar R 8.314 = kJ/kmol K Suhu keluar dari Stream 14 diperoleh dengan cara trial dan error T14 195.34 = °C = 468.337 °K P14 = 33.4 bar τ14 = 1.571599572 39

Appendiks B-40


Fraksi 0.01857 0.18577 0.12774 0.12419 0.48695 0.05677 1.00000

Data A,B,C,D untuk perhitungan Cp pada Stream 14 Komponen A B C D CH4(g) 1.702 0.00908 0.00 0.00000 CO(g) 3.376 0.00056 0.00 -3100 CO2(g) 5.457 0.00105 0.00 -115700 H2(g) 3.249 0.00042 0.00 8300 H2O(g) 3.47 0.00145 0.00 12100 3.639 0.00051 0.00 O2(g) -22700 0.01 0.00 -121100 TOTAL Data A,B,C,D untuk perhitungan Cp pada Stream 14 setelah dikalikan fraksi Komponen Fraksi Ay By Cy Dy CH4(g) 0.0186 0.03161 0.000 0.00000 0 CO(g) 0.1858 0.62718 0.000 0.00000 -575.9 CO2(g) 0.1277 0.6971 0.000 0.00000 -14780 H2(g) 0.1242 0.40349 0.000 0.00000 1030.78 H2O(g) 0.4869 1.6897 0.001 0.00000 5892.04 O2(g) 0.0568 0.20659 0.000 0.00000 -1288.7 TOTAL 1.00000 3.66 0.00 0 -9721.7


 A 

B T  1  C T  2

0

3

2 0

2

D   T

 1 

2 0

Cp H R

 A 


ig

B 2

T0  1 

C 3



T02

= = = =

3.66 0.558655562 -0.00881646 -0.04432284

=

34.59612016 kJ/kmol K

=

11886025.67 kJ

Data Tc,Pc untuk Stream 14 Komp. Tc(K) Pc(bar) 45.99 CH4(g) 190.6 34.99 CO(g) 132.9 73.83 CO2(g) 304.2 33.19 13.13 H2(g) H2O(g) 647.1 220.5 154.6 50.43 O2(g) TOTAL 1462.59 438.87 Tr 



T02  2  1 

σ 1.00 1.00 1.00 1.00 1.00 1.00

є 0.00 0.00000 0.00000 0.00000 0.00000 0.00000

T P , Pr  Tc Pc

  

Pr Tr


 (Tr) Tr1/ 2 q 

 ( Tr )  Tr

Komponen CH4(g) CO(g) CO2(g) H2(g)

…...(Tabel 3.1) Smith Van Ness 6ed …...(3.51) Smith Van Ness 6ed

Fraksi 0.0186 0.1858 0.1277 0.1242

yTc(K) yPc(bar) 3.54033 0.85 24.6895 6.50 38.8596 9.43 4.12186 1.63

41

Appendiks B-41

D

Ω 0.09 0.09 0.09 0.09 0.09 0.09

ψ 0.43 0.43 0.43 0.43 0.43 0.43

Appendiks B-42

H2O(g) O2(g) TOTAL

0.4869 315.102 107.37 0.0568 8.77691 2.86 1.00000 395.09 128.65

Pr β α (Tr) q Tr 1.78019 0.25962 0.01264 0.74949 2.07729 Z  Z  1    q ( Z   )( Z   ) …...(3.49) Smith Van Ness 6ed 1.00 Z =

I

 Z    1 Ln     Z   

I


0.012514807

=


H14

-176804.698 kJ = ΔHvl H20 1961.3558 cal/mole = 14571437.52 kJ =


H14 = ∆Hig +HR + Hv 26280658.49 H14 = O2 Total

19 ###

28.872 2107.46

7. HEAT EXCHANGER E-311 CW

CWR

Q

Appendiks B-43

Q Stream 18

Stream 17

Neraca Energi : Q= H17- H18 UNTUK STREAM 17 Tref 298 = °K Pref 1 = bar R = kJ/kmol K 8.314 = °C = 468.337 °K T17 195.34 = bar P17 33.40 = 1.571599572 τ17 = Kj H17 #REF! UNTUK STREAM 18 = Tref 298 = Pref 1 8.314 = R T18 = 10 = P18 33.4 = 0.94966443 τ18


PERHITUNGAN UNTUK STREAM 18 Komponen BM Massa Mol CH4(g) 16 251.903 15.74 CO(g) 28 4408.98 157.46 CO2(g) 44 4764.15 108.28 H2(g) 2 210.528 105.26 18 7429.27 412.74 H2O(g) 32 1539.84 48.12 O2(g) CH3OCH3(g) 46 38989.8 847.60 TOTAL 57594.5 1695.21

43

°K

Fraksi 0.00929 0.09289 0.06387 0.06209 0.24347 0.02839 0.50000 1.00000

Appendiks B-44

H18 = 692314.2723 kJ Neraca Energi : Q= H17- H18 25588344.22 kJ Q =

NERACA ENERGI HEAT EXCHANGER (E-311) MASUK kJ KELUAR kJ H14 H15 692314.27 26280658.49 Qcw 25588344.22 TOTAL TOTAL 26280658.49 26280658.49 Pendingin yang digunakan adalah chilled water Suhu CW masuk exchanger ditetapkan 7 C Suhu CWR keluar exchanger ditetapkan 15 C


= = = =


8. SEPARATOR (H-310) Stream 18

Stream 20 Stream 19

Appendiks B-45

Neraca Energi

:

H15 = H17 + H16

UNTUK STREAM 18 Tref = 298 Pref 1 = R 8.314 = T15 = 10 P15 = 33.4 0.95 = τ15 = 692314.2723 H15 UNTUK STREAM 19 Tref = 298 = Pref 1 = R 8.314 = T16 10 = P16 33.4 = 0.94966443 τ16


°K

Kj


PERHITUNGAN UNTUK STREAM 19 BM Massa Mol Komponen 16 0.04631 0.00 CH4(g) 28 0.54462 0.02 CO(g) CO2(g) 44 537.669 12.22 H2(g) 2 0.01807 0.01 H2O(g) 18 6712.91 372.94 O2(g) 32 0.25709 0.01 TOTAL 7251.44 385.20

°K

Fraksi 7.5E-06 5E-05 0.03172 2.3E-05 0.96817 2.1E-05 1

Data A,B,C,D untuk perhitungan Cp pada Stream 19 Komponen A B C D CH4(g) 1.702 0.00908 0.00 0.00000 45

Appendiks B-46

CO(g) CO2(g) H2(g) O2(g) TOTAL

3.376 5.457 3.249 3.639 17.423

0.00056 0.00105 0.00042 0.00051 0.01

0.00 0.00 0.00 0.00 0.00

-3100 -115700 8300 -22700 -133200

Data A,B,C,D untuk perhitungan Cp pada Stream 19 setelah dikalikan fraksi Ay By Cy Dy Komponen Fraksi 0.0000 1.3E-05 0.00 0.00000 0 CH4(g) 0.0001 0.00017 0.00 0.00000 -0.1565 CO(g) CO2(g) 0.0317 0.17311 0.00 0.00000 -3670.4 0.0000 7.6E-05 0.00 0.00000 0.19472 H2(g) O2(g) 0.0000 7.6E-05 0.00 0.00000 -0.4735 TOTAL 0.03183 0.17345 0.00003 0.00000 -3670.8 PERHITUNGAN UNTUK STREAM 19 Keterangan Suku 1 0.17 = Suku 2 0.00941474 = -1.3021E-06 = Suku 3 -0.04583424 = Suku 4 H ∆H19

ig

=

1.139254995 kJ/kmol K

=

-6582.58841 kJ

Data Tc,Pc untuk Stream 19 Komp. Tc(K) Pc(bar) 45.99 CH4(g) 190.6 CO(g) 132.9 34.99 CO2(g) 304.2 73.83 33.19 13.13 H2(g) O2(g) 154.6 50.43 TOTAL 815.49 218.37

σ 1.00 1.00 1.00 1.00 1.00 5.00

є 0.00 0.00000 0.00000 0.00000 0.00000 0.00

Ω 0.09 0.09 0.09 0.09 0.09 0.43

ψ 0.43 0.43 0.43 0.43 0.43 2.14

Appendiks B-47

Tr 



T P , Pr  Tc Pc

 


Pr Tr

 (Tr) Tr1/ 2 q 

 ( Tr )  Tr

Komponen CH4(g) CO(g) CO2(g) H2(g) O2(g) TOTAL


Fraksi 0.00001 0.00005 0.03172 0.00002 0.00002 0.03183

yTc(K) yPc(bar) 0.00143 0.00 0.00671 0.00 9.65022 2.34 0.00078 0.00 0.00322 0.00 2.35 9.66

Pr β α (Tr) q Tr 29.2889 14.2394 0.04212 0.18478 0.03113 Z  1    q

Z

I

=

Z  ( Z   )( Z   ) …...(3.49) Smith Van Ness 6ed

0.9824

 Z    1 Ln     Z   

I

=


0.041981076

 dLn (Tr )  HR  Z 1   1 qI ……(6.64) Smith Van Ness RT dLn Tr   R

H16

=

-17691.1746 kJ

47

Appendiks B-48

∆Hvl untuk stream 19 Komponen ∆Hvl CO2(g) 6030 TOTAL 6031 Untuk H2O (l) Komponen A H2O(l) 110000 110000 TOTAL

BP ∆Hvl ∆Hvl ref ∆Hvl ref 194.75 25229.5 29681.6 59363.3 194.75 25229.5 29681.6 59363.3 B -150 -150

C 0.518 0.518

D 0 0

Setelah dikalikan dengan fraksi A B C D Komponen Fraksi H2O(l) 0.96817 106499 -145.23 0.50151 0 TOTAL 0.96817 106499 -145.23 0.50151 0 ∫CpdT= AT+1/2BT^2+1/3CT^3+1/4DT^4+1/5ET^5 -1599649.62 J/kmol H = -596572.13 kJ H = -680209.176 kJ H16 = UNTUK STREAM 20 Tref = 298 Pref = 1 R = 8.314 = T20 10 = P20 33.4 = 0.94966443 τ20


PERHITUNGAN UNTUK STREAM 20 Mol Massa Komponen BM 16 251.857 15.74 CH4(g) 28 4408.44 157.44 CO(g) 4226.48 96.06 CO2(g) 44 2 210.51 105.25 H2(g) 716.361 39.80 H2O(g) 18

°K

Fraksi 0.03404 0.34049 0.20773 0.22762 0.08607

E 0 0

E 0 0

Appendiks B-49

O2(g) TOTAL

32

1539.58 48.11 0.10405 11353.2 462.406 1

Data A,B,C,D untuk perhitungan Cp pada Stream 20 Komponen A B C D CH4(g) 1.702 0.00908 0.00 0.00000 CO(g) 3.376 0.00056 0.00 -3100 CO2(g) 5.457 0.00105 0.00 -115700 H2(g) 3.249 0.00042 0.00 8300 H2O(g) 12100 3.47 0.00145 0.00 O2(g) 3.639 0.00051 0.00 -22700 20.893 0.01 0.00 -121100 TOTAL Data A,B,C,D untuk perhitungan Cp pada Stream 20 setelah dikalikan fraksi Komponen Fraksi Ay By Cy Dy CH4(g) 0.0340 0.05794 0.00 0.00000 0 0.3405 1.14949 0.00 0.00000 -1055.5 CO(g) CO2(g) 0.2077 1.13359 0.00 0.00000 -24035 H2(g) 0.2276 0.73955 0.00 0.00000 1889.28 H2O(g) 0.0861 0.29865 0.00 0.00000 1041.41 O2(g) 0.1040 0.37863 0.00 0.00000 -2361.9 TOTAL 1.00000 3.75785 0.00099 0.00000 -24521 Menghitung Cp : Cp H R

 A 


B T  1  C T  2

0

3

2 0

2

D   T

 1 

= = = =

3.76 0.279990556 -0.00589985 -0.30617454

=

30.97601711 kJ/kmol K 49

2 0

Appendiks B-50

∆H17

ig

=

-214852.583 kJ

Data Tc,Pc untuk Stream 20 Komp. Tc(K) Pc(bar) CH4(g) 190.6 45.99 CO(g) 132.9 34.99 CO2(g) 304.2 73.83 H2(g) 33.19 13.13 220.5 H2O(g) 647.1 50.43 154.6 O2(g) CH3OCH3(g)513.9 61.48 1976.49 500.35 TOTAL T P , Pr  Tc Pc Pr   Tr

σ 1.00 1.00 1.00 1.00 1.00 1.00 1.00 7.00

є 0.00 0.00000 0.00000 0.00000 0.00000 0.00000 0.00000 0.00

Tr 




 (Tr) Tr1/ 2 q 

…...(Tabel 3.1) Smith Van Ness 6ed

 ( Tr )  Tr



Fraksi 0.03404 0.34049 0.20773 0.22762 0.08607 0.10405 1.00000

yTc(K) yPc(bar) 6.48834 1.57 45.251 11.91 63.1919 15.34 7.55485 2.99 55.6939 18.98 16.0857 5.25 194.27 56.03

Tr Pr β α (Tr) q 1.45677 0.59611 0.03545 0.82852 2.80615 Z  1    q

Z 

Ω 0.09 0.09 0.09 0.09 0.09 0.09 0.09 0.61

ψ 0.43 0.43 0.43 0.43 0.43 0.43 0.43 2.99

Appendiks B-51

Z  1    q

Z

I

( Z   )( Z   )

0.9775

=

 Z    1 Ln     Z   

I



0.035628821

=

 dLn (Tr )  HR  Z 1   1 qI RT  dLnTr  ……(6.64) Smith Van Ness 6ed R

H20

=

-187695.663 kJ

ΔHvl H20 ig

= =

2477.9 kj/kg 1775071.694 kJ


R

H20 = ∆H +H + Hv H20 = 1372523.448 kJ

MASUK H15 TOTAL

NERACA SEPARATOR (H-310) kJ KELUAR kJ 692314.27 H17 1372523.45 H16 -680209.18 692314.27 TOTAL 692314.27

9. KOMPRESOR G-411 Stream 20

Stream 21 W

Neraca panas : H20 + W = H21 UNTUK STREAM 20

51

Appendiks B-52

Tref Pref R T20 P20 τ20 η H20

= = = = = = = =

298 1 8.314 10 33.4 0.94966443 75% -680209.176


°K

Kj

Pertama-tama, kompressor diasumsikan bekerja dengan efisiensi 100%. Hal ini berarti kompressor bekerja secara isentropis. Isentropis berarti S16= S18 ( ∆S16= ∆S18)

  2 D    1    1  (Cp ig ) S  A   BT0   CT0  2 2    R  T0  2  ln     suku1 suku2 suku3 suku4 suku5 0.29483 -0.0065 -0.3062 0.97483 0.97462 S /R =

3.748088921 kJ/kmol K

S ig (Cp ig ) S T P  ln  ln R R T0 P0 …..(5.18) Smith Van Ness 6ed ig ΔS = -11856.2244 kJ R …...(6.64)Smith Van Ness 6ed  dLn (Tr)  S  Ln(Z   )    qI  dLnTr 

R

R

S20 = -0.06696889 kJ S  S ig  S R ΔS20 = -11856.2913 kJ -11856.2913 kJ ΔS21 = Dari nilai ΔS16 yang sudah diketahui, maka nilai T18 dapat dicari dengan trial dan error

Appendiks B-53

UNTUK STREAM 21 Tref = 298 Pref = 1 = R 8.314 = T21 295.77 49.2 P21 = τ21 = 1.908631189 75% η =

°K bar kJ/kmol K °C = 568.772 °K bar

PERHITUNGAN UNTUK STREAM 21 Mol BM Komponen Massa CH4(g) 16 251.857 15.74 4408.44 157.44 CO(g) 28 44 4226.48 96.06 CO2(g) H2(g) 2 210.51 105.25 H2O(g) 18 716.361 39.80 O2(g) 32 1539.58 48.11 TOTAL 11353.2 462.41

Fraksi 0.03404 0.34049 0.20773 0.22762 0.08607 0.10405 1.00000

Data A,B,C,D untuk perhitungan Cp pada Stream 21 Komponen C D A B CH4(g) 1.702 0.00908 0.00 0.00000 CO(g) 3.376 0.00056 0.00 -3100 CO2(g) 5.457 0.00105 0.00 -115700 3.249 0.00042 0.00 8300 H2(g) H2O(g) 3.47 0.00145 0.00 12100 O2(g) 3.639 0.00051 0.00 -22700 TOTAL 0.01 0.00 -121100 Data A,B,C,D untuk perhitungan Cp pada Stream 21 setelah dikalikan fraksi By Cy Dy Komponen Fraksi Ay 53

Appendiks B-54

CH4(g) 0.0340 CO(g) 0.3405 CO2(g) 0.2077 H2(g) 0.2276 H2O(g) 0.0861 O2(g) 0.1040 TOTAL 1.00000 Menghitung Cp : Cp H R

 A 


0.05794 1.14949 1.13359 0.73955 0.29865 0.37863 3.76

B T  1  C T  2

0

3

2 0

0.00 0.00 0.00 0.00 0.00 0.00 0.00

2

0.00000 0.00000 0.00000 0.00000 0.00000 0.00000 0

0 -1055.5 -24035 1889.28 1041.41 -2361.9 -24521

D   T

 1 

= = = =

3.76 0.562723727 -0.02383112 -0.07579933

=

35.09291957 kJ/kmol K

2 0

ig

∆H21 = 4393869.459 kJ Data Tc,Pc untuk Stream 21 Komp. Tc(K) Pc(bar) σ CH4(g) 190.6 45.99 1.00 CO(g) 132.9 34.99 1.00 CO2(g) 304.2 73.83 1.00 H2(g) 33.19 13.13 1.00 H2O(g) 647.1 220.5 1.00 1.00 O2(g) 154.6 50.43 TOTAL 1462.59 438.87 Tr 

є 0.00 0.00000 0.00000 0.00000 0.00000 0.00000

T P , Pr  Tc Pc

  

Pr Tr

 (Tr) Tr1/ 2

…...(3.50) Smith Van Ness 6ed …...(Tabel 3.1) Smith Van Ness 6ed

Ω 0.09 0.09 0.09 0.09 0.09 0.09

ψ 0.43 0.43 0.43 0.43 0.43 0.43

Appendiks B-55

 (Tr) Tr1/ 2 q 

 ( Tr )  Tr



Fraksi 0.03404 0.34049 0.20773 0.22762 0.08607 0.10405 1.00000

yTc(K) yPc(bar) 6.48834 1.57 45.251 11.91 63.1919 15.34 7.55485 2.99 55.6939 18.98 16.0857 5.25 194.27 56.03

Tr Pr β α (Tr) q 2.92781 0.87811 0.02599 0.58442 0.98488

Z  1    q

Z

I

=

Z  ( Z   )( Z   )

1.012132377

 Z    1 Ln     Z   

I



0.025349526

=

 dLn (Tr )  HR  Z 1   1 qI RT  dLnTr  R

H21

=

-55358.5241 kJ

ΔHv H2O pada boiling point

=

55

1437.045

kJ/kg

Appendiks B-56

ΔHv H2O pada suhu reference

=

1029443.441 kJ

H21 = ∆Hig +HR + Hv 5367954.376 kJ H21 =

  2 D    1    1  (Cp ig ) S  A   BT0   CT0  2 2    R 2 ln  T        0    suku1 suku2 suku3 suku4 0.29483 -0.0065 -0.0758 0.5 ig

S /R =

suku5 1.40571

4.114422484 kJ/kmol K

S ig (Cp ig ) S T P  ln  ln R R T0 P0 ig ΔS = -4753.22372 kJ

 dLn (Tr)  …...(6.64)Smith Van Ness 6ed SR  Ln(Z   )    qI R  dLnTr  R

S21 = -0.11773425 kJ S  S ig  S R ΔS21 = 15233.65855 kJ Dari hasil trial diperoleh nilai T20 yaitu = 295.7720944 ⁰C = H21-H20 Wmax = 624850.6519 kJ Wactual = 468637.9889 kJ Dari Wactual tersebut, maka dapat dicari nilai ΔH21 dan T21 yang sebenarnya (η = 75%) H21 = -211571.187 kJ T21 = 295.772 C

Appendiks B-57

NERACA ENERGI KOMPRESOR (G-411) MASUK kJ KELUAR kJ -211571.19 H16 -680209.18 H18 W 468637.99 -211571.19 TOTAL -211571.19 TOTAL 10. HEAT EXCHANGER E-412 Steam

Kondensat

Q loss

Q

Stream 22

Stream 21

Neraca panas : Q -Qloss= H21- H22 Qloss=10%Q

UNTUK STREAM 21 Tref 298 = Pref = 1 = R 8.314 = T21 295.772 P21 49.2 = τ21 1.91 = H21 = -211571.187 UNTUK STREAM 22 = Tref 298 = Pref 1 = R 8.314 = T22 240 = P22 49

°K bar kJ/kmol K °C = 568.772 °K bar Kj

°K bar kJ/kmol K °C = 513 bar 57

°K

Appendiks B-58

τ22

=

1.72147651


Fraksi 0.03404 0.34049 0.20773 0.22762 0.08607 0.10405 1.00000

Data A,B,C,D untuk perhitungan Cp pada Stream 22 Komponen A B C D CH4(g) 1.702 0.00908 0.00 0.00000 CO(g) 3.376 0.00056 0.00 -3100 CO2(g) 5.457 0.00105 0.00 -115700 H2(g) 3.249 0.00042 0.00 8300 H2O(g) 3.47 0.00145 0.00 12100 O2(g) 3.639 0.00051 0.00 -22700 TOTAL 0.01 0.00 -121100 Data A,B,C,D untuk perhitungan Cp pada Stream 22 setelah dikalikan fraksi Komponen Fraksi Ay By Cy Dy CH4(g) 0.0340 0.05794 0.00 0.00000 0 CO(g) 0.3405 1.14949 0.00 0.00000 -1055.5 CO2(g) 0.2077 1.13359 0.00 0.00000 -24035 H2(g) 0.2276 0.73955 0.00 0.00000 1889.28 H2O(g) 0.0861 0.29865 0.00 0.00000 1041.41 O2(g) 0.1040 0.37863 0.00 0.00000 -2361.9 TOTAL 1.00000 3.76 0.00 0 -24521 Menghitung Cp :

Appendiks B-59

Cp H

B T  1  C T 

 A

R

H ∆H22

ig

2

Suku 3

D   T

 1 

3.76 0.507544718 -0.01938664 -0.09317668

=

34.52663742 kJ/kmol K

=

3432546.97 kJ

σ 1.00 1.00 1.00 1.00 1.00 1.00

2 0

Suku 4

= = = =

Data Tc,Pc untuk Stream 22 Komp. Tc(K) Pc(bar) CH4(g) 190.6 45.99 132.9 34.99 CO(g) 73.83 CO2(g) 304.2 H2(g) 33.19 13.13 H2O(g) 647.1 220.5 O2(g) 154.6 50.43 TOTAL 1462.59 438.87 Tr 

2 0

3

Suku 2


0

2

є 0.00 0.00000 0.00000 0.00000 0.00000 0.00000

T P , Pr  Tc Pc

  

Pr Tr

 (Tr) Tr1/ 2 q 

 ( Tr )  Tr

…...(3.50)Smith Van Ness 6ed …...(Tabel 3.1)Smith Van Ness 6ed …...(3.51)Smith Van Ness 6ed

59

Ω 0.09 0.09 0.09 0.09 0.09 0.09

ψ 0.43 0.43 0.43 0.43 0.43 0.43

Appendiks B-60


Fraksi 0.03404 0.34049 0.20773 0.22762 0.08607 0.10405 1.00000

yTc(K) yPc(bar) 6.48834 1.57 45.251 11.91 63.1919 15.34 7.55485 2.99 55.6939 18.98 16.0857 5.25 194.27 56.03

q Tr Pr β α (Tr) 2.64072 0.87454 0.02869 0.61537 1.14978

Z  ( Z   )( Z   ) 1.0106

Z  1    q

Z

I

=

 Z    1 Ln     Z   

I



0.027996169

=


H22

=

-74302.9288 kJ

ΔHvl H20

= =

1764.6 kj/kg 1264091.17 kJ

H22 = ∆Hig +HR + Hv 4622335.212 kJ H22 = Neraca Energi : 0.9 Q = H22 - H21


Appendiks B-61

Q

= =

(H22- H21)/0.9 5371007.1 kJ

NERACA ENERGI HEAT EXCHANGER (E-412) kJ KELUAR MASUK kJ 4622335.21 H18 -211571.19 H19 537100.71 Q steam 5371007.11 Q loss 5159435.92 TOTAL 5159435.92 TOTAL Steam yang digunakan adalah steam saturated dengan tekanan 50 bar dan suhu 270 C. Massa steam yang dibutuhkan : Q = Hs- Hc kJ = Hs- Hc 5371007.1 kJ = Ĥs . Msteam - Ĥc . Msteam 5371007.11 kJ = Msteam ( λ ) 5371007.11 = kJ/Kmol λ 31410 = Msteam 170.9967243 Kmol = Msteam 3077.941037 kg 11. REAKTOR SINTESA DME (R-410) Steam

Kondensat

Q Stream 23

Stream 22

Neraca Energi : Q = H23- ∆Hreaksi - H22 Qloss= 10%Q UNTUK STREAM 22 = °K Tref 298 = bar Pref 1 R = 8.314 kJ/kmol K 61

Appendiks B-62

T22 P22 τ22 H22

= = = =

°C 250 bar 50 Q 1.76 4622335.212 Kj

UNTUK STREAM 23 = Tref 298 = Pref 1 = 8.314 R = 260 T23 = 49.8 P23 = 1.788590604 τ23

=

523


PERHITUNGAN UNTUK STREAM 23 BM Massa Mol Komponen 251.86 15.74 CH4(g) 16 28 1608.44 57.44 CO(g) CO2(g) 44 5693.14 129.39 2 10.51 5.25 H2(g) H2O(g) 18 716.36 39.80 O2(g) 32 1539.58 48.11 CH3OCH3(g) 46 1533.33 33.33 TOTAL 11353.2 329.073

°K

°K

Fraksi 0.04783 0.17456 0.39319 0.01597 0.12094 0.14620 0.10129 1

Data A,B,C,D untuk perhitungan Cp pada Stream 23 Komponen A B C D CH4(g) 1.702 0.00908 0.00 0.00000 CO(g) 3.376 0.00056 0.00 -3100 5.457 0.00105 0.00 -115700 CO2(g) 3.249 0.00042 0.00 8300 H2(g) 12100 H2O(g) 3.47 0.00145 0.00 O2(g) 3.639 0.00051 0.00 -22700

Appendiks B-63

CH3OCH3(g) 3.518 TOTAL 24.411

0.02 0.03

0.00 0.00

0.00000 -121100

Data A,B,C,D untuk perhitungan Cp pada Stream 23 setelah dikalikan fraksi Komponen Fraksi Ay By Cy Dy CH4(g) 0.0478 0.08141 0.00 0.00000 0 0.1746 0.58933 0.00 0.00000 -541.15 CO(g) 0.3932 2.14566 0.00 0.00000 -45493 CO2(g) H2(g) 0.0160 0.05188 0.00 0.00000 132.543 H2O(g) 0.1209 0.41966 0.00 0.00000 1463.37 0.1462 0.53204 0.00 0.00000 -3318.8 O2(g) 0 CH3OCH3(g) 0.1013 0.35635 0.00 0.00000 1.00000 4.17634 0.00322 0.00000 -47757 TOTAL Menghitung Cp : Cp H R

 A

B T  1  C T  2

Suku 2

Suku 1 Keterangan Suku 1 Suku 2 Suku 3 Suku 4 H ∆H23

ig

0

3

2 0

2

Suku 3

D   T

 1 

Suku 4

= = = =

4.18 1.718701555 -0.20212495 -0.16810461

=

45.93327246 kJ/kmol K

=

3552118.611 kJ

Data Tc,Pc untuk Stream 23 Komp. Tc(K) Pc(bar) CH4(g) 190.6 45.99 CO(g) 132.9 34.99

σ 1.00 1.00 63

2 0

є 0.00 0.00000

Ω 0.09 0.09

ψ 0.43 0.43

Appendiks B-64

73.83 CO2(g) 304.2 H2(g) 33.19 13.13 H2O(g) 647.1 220.5 O2(g) 154.6 50.43 CH3OCH3(g)513.9 61.48 TOTAL 1976.49 500.35 Tr 



1.00 1.00 1.00 1.00 1.00 7.00

0.00000 0.00000 0.00000 0.00000 0.00000 0.00

0.09 0.09 0.09 0.09 0.09 0.61

T P , Pr  Tc Pc  

Pr Tr

 (Tr) Tr1/ 2 q 

 ( Tr )  Tr

Komponen CH4(g) CO(g) CO2(g) H2(g) H2O(g) O2(g) CH3OCH3(g) TOTAL

Fraksi 0.04783 0.17456 0.39319 0.01597 0.12094 0.14620 0.10129 1.00000


yTc(K) yPc(bar) 9.11727 2.20 23.1995 6.11 119.61 29.03 0.53001 0.21 78.2598 26.67 22.6032 7.37 52.0553 6.23 253.32 71.59

Tr Pr β α (Tr) q 2.10406 0.69565 0.02865 0.6894 1.61663 Z  1    q

Z

I

=

Z  ( Z   )( Z   )

1.0105

 Z    1 Ln     Z   


0.43 0.43 0.43 0.43 0.43 2.99

Appendiks B-65

I

 Z    1 Ln     Z   

I


0.027954012

=

 dLn (Tr )  HR  Z 1   1 qI RT dLn Tr   R

H20

=

-83577.0748 kJ

ΔHvl H20

1134.9 (appendiks F, Smith vanesh 6ed) = kj/kg = 812998.4525 kJ 83.85 = cal/mole ΔHv DME pada boiling point 350.8284 kJ/kmol = 11413.84447 kJ ΔHv DME pada suhu reference = ig

R

H23 = ∆H +H + Hv 4292953.833 kJ H23 = Berikut ini adalah reaksi yang terjadi dalam Reaktor Sintesa DME: 1 3CO + 3H2 ↔ CH3OCH3 + CO2 Panas reaksi Reaktan Komponen ΔHf0 CO(g) -110525

0

Produk Komponen ΔHf0 CO2(g) -393509.00 CH3OCH3(g) -235100 0

ΔHreaksi = ΔHf produk - ΔHf reaktan Reaktan ΔH Reaksi Kmol ΔH Reaksi Kj/Kmol Kj 1 -297034.00 2.23(DME) -2.0951E+10 TOTAL -297034.00 -2.0951E+10 Neraca panas

: Q = H23 - ∆Hreaksi - H22 65

Appendiks B-66

Q = Qloss= 10%Q

23278298613

NERACA ENERGI REAKTOR SINTESA DME (R-410) MASUK kJ KELUAR kJ 4292953.833 H22 4622335.212 H23 2327829861 ∆HR -2.0951E+10 Qloss Qsteam 23278298613 2332122815 TOTAL 2332122815 TOTAL

Steam yang digunakan adalah steam saturated dengan tekanan 50 bar dan suhu 270 C = Hs- Hc Q 23278298613.3 kJ = Hs- Hc 23278298613 kJ = Ĥs . Msteam - Ĥc . Msteam 23278298613 kJ = Msteam ( λ ) λ 29505.6 kJ/Kmol = Msteam 788945.1024 Kmol = Msteam = 14201011.84 kg Q loss 12. PERHITUNGAN STREAM PADA EXPANSION VALVE (K-511) Stream 23

Stream 24

Neraca Energi : H23= H24+Qloss Qloss=10%(H24) UNTUK STREAM 23 298 Tref = 1 Pref = 8.314 R =

°K bar kJ/kmol K

Appendiks B-67

T23 P23 τ23 H23

= = = =

260 °C 49.8 bar 1.79 4292953.833 Kj

=

533

°K

UNTUK STREAM 24 298 = °K Tref 1 = bar Pref 8.314 = kJ/kmol K R Suhu keluar dari Stream 24 diperoleh dengan cara trial dan error T24 = 225.7525136 °C = 498.753 °K P24 39.2 = bar τ24 = 1.673666153 PERHITUNGAN UNTUK STREAM 24 Komponen BM Massa Mol CH4(g) 16 251.86 15.74 CO(g) 28 1608.44 57.44 44 5693.14 129.39 CO2(g) H2(g) 2 10.51 5.25 H2O(g) 18 716.36 39.80 32 1539.58 48.11 O2(g) CH3OCH3(g) 46 1533.33 33.33 TOTAL 11353.2 329.073

Fraksi 0.04783 0.17456 0.39319 0.01597 0.12094 0.14620 0.10129 1

Data A,B,C,D untuk perhitungan Cp pada Stream 21 Komponen A B C D 1.702 0.00908 0.00 0.00000 CH4(g) CO(g) 3.376 0.00056 0.00 -3100 CO2(g) 5.457 0.00105 0.00 -115700 H2(g) 3.249 0.00042 0.00 8300 H2O(g) 3.47 0.00145 0.00 12100 O2(g) 3.639 0.00051 0.00 -22700 67

Appendiks B-68

CH3OCH3(g) 3.518 24.411 TOTAL

0.02 0.03

0.00 0.00

0.00000 -121100

Data A,B,C,D untuk perhitungan Cp pada Stream 21 setelah dikalikan fraksi Ay By Cy Dy Komponen Fraksi 0.0478 0.08141 0.00 0.00000 0 CH4(g) 0.1746 0.58933 0.00 0.00000 -541.15 CO(g) CO2(g) 0.3932 2.14566 0.00 0.00000 -45493 H2(g) 0.0160 0.05188 0.00 0.00000 132.543 H2O(g) 0.1209 0.41966 0.00 0.00000 1463.37 O2(g) 0.1462 0.53204 0.00 0.00000 -3318.8 CH3OCH3(g) 0.1013 0.35635 0.00 0.00000 0 TOTAL 1.00000 4.17634 0.00322 0.00000 -47757 Menghitung Cp : Cp H R

 A 

B T  1  C T  2

H ∆H21

ig

3

Suku 2


0

2 0

2

D   T

 1 

Suku 3

Suku 4

= = = =

4.18 1.608267769 -2.8602E-12 -0.19198348

=

46.49706388 kJ/kmol K

=

3071699.528 kJ

Data Tc,Pc untuk Stream 24 Komp. Tc(K) Pc(bar) 45.99 CH4(g) 190.6 CO(g) 132.9 34.99 CO2(g) 304.2 73.83

σ 1.00 1.00 1.00

2 0

є 0.00 0.00000 0.00000

Ω 0.09 0.09 0.09

ψ 0.43 0.43 0.43

Appendiks B-69

H2(g) 33.19 13.13 H2O(g) 647.1 220.5 50.43 O2(g) 154.6 CH3OCH3(g)513.9 61.48 TOTAL 1976.49 500.35

T P , Pr  Tc Pc Pr   Tr

1.00 1.00 1.00 1.00 7.00

0.00000 0.00000 0.00000 0.00000 0.00

0.09 0.09 0.09 0.09 0.61

Tr 



 (Tr) Tr1/ 2 q 

 ( Tr )  Tr



Fraksi 0.04783 0.17456 0.39319 0.01597 0.12094 0.14620 0.10129 1.00000

yTc(K) yPc(bar) 9.11727 2.20 23.1995 6.11 119.61 29.03 0.53001 0.21 78.2598 26.67 22.6032 7.37 52.0553 6.23 253.32 71.59

β α (Tr) q Tr Pr 1.96887 0.54758 0.0241 0.71268 1.78596 Z  1    q

Z

=

Z  ( Z   )( Z   )

1.0070

69


0.43 0.43 0.43 0.43 2.99

Appendiks B-70

I

 Z    1 Ln     Z   

I


0.023646424

=


H24

-76849.9196 kJ = kj/kg ΔHvl H20 2240.9 = 1605294.063 kJ ΔHv DME pada boiling point 83.85 = cal/mole 350.8284 kJ/kmol = 11413.84447 kJ ΔHv DME pada suhu reference = =

ig

R

H24 = ∆H +H + Hv H24 = 4611557.516 kJ

13. HEAT EXCHANGER E-512 CW

CWR

Q Stream 24

Stream 25

Neraca Energi : Q= H24- H25 UNTUK STREAM 24 Tref 298 = °K Pref 1 = bar R 8.314 = kJ/kmol K T24 = 225.7525136 °C = 498.753 °K

Appendiks B-71

P24 τ24 H24

= = =

bar 39.2 1.67 4611557.516 Kj

UNTUK STREAM 25 = 298 Tref = 1 Pref = 8.314 R = 20 T25 = P25 39 = 0.983221477 τ25


°K

PERHITUNGAN UNTUK STREAM 25 Mol(kmol/jam)Fraksi BMMassa (kg/jam) Komponen CH4(g) 16 251.86 15.74 0.04783 CO(g) 28 1608.44 57.44 0.17456 CO2(g) 44 5693.14 129.39 0.39319 H2(g) 2 10.51 5.25 0.01597 H2O(g) 18 716.36 39.80 0.12094 O2(g) 32 1539.58 48.11 0.14620 CH3OCH3(g) 46 1533.33 33.33 0.10129 TOTAL 11353.2 329.073 1 H25 = 1268884.357 kJ Neraca Energi : Q= H24 - H25 3342673.159 kJ Q = NERACA ENERGI HEAT EXCHANGER (E-512) MASUK kJ KELUAR kJ H24 4611557.52 H25 1268884.36 Qcw 3342673.16 TOTAL 4611557.52 TOTAL 4611557.52

71

Appendiks B-72

Pendingin yang digunakan adalah chilled water Suhu CW masuk exchanger ditetapkan 7 C Suhu CWR keluar exchanger ditetapkan 15 C


= = = =


14. SEPARATOR (H-510) Stream 25

Stream 26 Stream 27

Neraca panas

:

H25 = H27 + H26

UNTUK STREAM 25 Tref 298 = Pref 1 = R 8.314 = T25 20 = P25 39 = τ25 0.98 = H25 = 1268884.357 UNTUK STREAM 27 Tref 298 = Pref 1 = R 8.314 = T27 20 = P27 40 = τ27 = 0.983221477


°K

Kj


°K

Appendiks B-73

PERHITUNGAN UNTUK STREAM 27 Komponen BM Massa Mol CH4(g) 16 251.707 15.73 CO(g) 28 1607.76 57.42 CO2(g) 44 4036.12 91.73 H2(g) 2 10.5065 5.25 H2O(g) 18 29.1731 1.62 O2(g) 32 1538.72 48.08 CH3OCH3(g) 46 279.863 6.08 TOTAL 7753.85 225.92

Fraksi 0.06963 0.25416 0.40602 0.02325 0.00717 0.21284 0.02693 1.00000

Data A,B,C,D untuk perhitungan Cp pada Stream 27 Komponen A B C D CH4(g) 1.702 0.00908 0.00 0.00000 CO(g) 3.376 0.00056 0.00 -3100 CO2(g) 5.457 0.00105 0.00 -115700 H2(g) 3.249 0.00042 0.00 8300 O2(g) 3.639 0.00051 0.00 -22700 TOTAL 17.423 0.01 0.00 -133200 Data A,B,C,D untuk perhitungan Cp pada Stream 27 setelah dikalikan fraksi Komponen Fraksi Ay By Cy Dy CH4(g) 0.0696 0.11851 0.00 0.00000 0 CO(g) 0.2542 0.85803 0.00 0.00000 -787.88 CO2(g) 0.4060 2.21565 0.00 0.00000 -46977 H2(g) 0.0233 0.07555 0.00 0.00000 192.993 O2(g) 0.2128 0.77451 0.00 0.00000 -4831.4 TOTAL 0.96590 4.04226 0.00132 0.00000 -52403 Cp H R

 A 

Suku 1

B T  1  C T  2

0

Suku 2

3

2 0

2

Suku 3 73

D   T

 1 

2 0

Suku 4

Appendiks B-74


ig

= = = =

4.04 0.385498579 -0.0129361 -0.61040733

=

31.62987219 kJ/kmol K

=

-35729.8466 kJ

Data Tc,Pc untuk Stream 23 Komp. Tc(K) Pc(bar) 45.99 CH4(g) 190.6 CO(g) 132.9 34.99 CO2(g) 304.2 73.83 H2(g) 33.19 13.13 O2(g) 154.6 50.43 TOTAL 815.49 218.37 T P , Pr  Tc Pc Pr   Tr

σ 1.00 1.00 1.00 1.00 1.00 5.00

є 0.00 0.00000 0.00000 0.00000 0.00000 0.00

Tr 



 (Tr) Tr1/ 2 q 

 ( Tr )  Tr


Fraksi 0.06963 0.25416 0.40602 0.02325 0.21284 0.96590


yTc(K) yPc(bar) 13.2719 3.20 33.7773 8.89 123.511 29.98 0.77174 0.31 32.9045 10.73 204.24 53.11

Ω 0.09 0.09 0.09 0.09 0.09 0.43

ψ 0.43 0.43 0.43 0.43 0.43 2.14

Appendiks B-75

Pr β α (Tr) q Tr 1.43461 0.75315 0.04548 0.8349 2.87142

Z  1    q

Z

I

=

Z  ( Z   )( Z   )

0.9687

 Z    1 Ln     Z   

I

=



0.045883503

 dLn (Tr )  HR  Z 1   1 qI RT dLn Tr   R

H27

=

-125968.578 kJ

∆Hvl untuk stream 27 ∆Hvl ref∆Hvl ref (kJ) Komponen∆Hvl (cal/mol) BP ∆Hvl (kJ/kmol) CO2(g) 6030 194.75 25229.5 29681.6 59363.3 TOTAL 6031 194.75 25229.5 29681.6 59363.3 Untuk dimethyl ether (l) dan H2O (l) Komponen A B C D E 110000 0.518 0 -150 H2O(l) 0 276000 -2090 8.125 -0.0141 9.4E-06 DME(l) 386000 -2240 8.643 -0.0141 9.4E-06 TOTAL Setelah dikalikan dengan fraksi B C A D E Komponen Fraksi 0 0 H2O(l) 0.12094 13303.3 -18.141 0.06265 DME(l) 0.10129 27957.3 -211.71 0.82302 -0.0014 9.5E-07 TOTAL 0.22223 41260.6 -229.85 0.88567 -0.0014 9.5E-07 75

Appendiks B-76

∫CpdT= AT+1/2BT^2+1/3CT^3+1/4DT^4+1/5ET^5 H = -105306.199 J/kmol H = -811.352725 kJ H27 = -221873.06 kJ UNTUK STREAM 26 Tref 298 = 1 Pref = = R 8.314 = T26 20 = P26 39 = 0.983221477 τ26


°K

PERHITUNGAN UNTUK STREAM 26 Komponen BMMassa (kg/jam) Mol(kmol/jam)Fraksi CH4(g) 16 0.15 0.01 0.00009 CO(g) 28 0.67 0.02 0.00023 CO2(g) 44 1657.02 37.66 0.36510 H2(g) 2 0.00 0.00 0.00002 H2O(g) 18 687.19 38.18 0.37012 O2(g) 32 0.86 0.03 0.00026 CH3OCH3(g) 46 1253.47 27.25 0.26418 TOTAL 3599.37 103.148 1 Data A,B,C,D untuk perhitungan Cp pada Stream 26 Komponen A B C D CH4(g) 1.702 0.00908 0.00 0.00000 CO(g) 3.376 0.00056 0.00 -3100 CO2(g) 5.457 0.00105 0.00 -115700 3.249 0.00042 0.00 8300 H2(g) H2O(g) 3.47 0.00145 0.00 12100 3.639 0.00051 0.00 -22700 O2(g) 0.02 0.00 0.00000 CH3OCH3(g) 3.518

Appendiks B-77

TOTAL

24.411

0.03

0.00

-121100

Data A,B,C,D untuk perhitungan Cp pada Stream 26 setelah dikalikan fraksi Komponen Fraksi Ay By Cy Dy CH4(g) 0.0001 0.00016 0.00 0.00000 0 CO(g) 0.0002 0.00079 0.00 0.00000 -0.7244 CO2(g) 0.3651 1.99236 0.00 0.00000 -42242 H2(g) 0.0000 5.5E-05 0.00 0.00000 0.13925 H2O(g) 0.3701 1.28431 0.00 0.00000 4478.44 O2(g) 0.0003 0.00095 0.00 0.00000 -5.9376 CH3OCH3(g) 0.2642 0.92937 0.01 0.00000 0 TOTAL 1.00000 4.20799 0.00620 0.00000 -37770 Menghitung Cp : Cp H R

 A 

B T  1  C T  2

H ∆H26

ig

3

Suku 2


0

2 0

2

Suku 3

D   T

 1 

Suku 4

= = = =

4.21 1.817507581 -0.13613809 -0.43996197

=

45.30632234 kJ/kmol K

=

-23366.3441 kJ

Data Tc,Pc untuk Stream 26 Komp. Tc(K) Pc(bar) 45.99 CH4(g) 190.6 132.9 34.99 CO(g) 73.83 CO2(g) 304.2 33.19 13.13 H2(g)

σ 1.00 1.00 1.00 1.00 77

2 0

є 0.00 0.00000 0.00000 0.00000

Ω 0.09 0.09 0.09 0.09

ψ 0.43 0.43 0.43 0.43

Appendiks B-78

H2O(g) 647.1 220.5 O2(g) 154.6 50.43 CH3OCH3(g)513.9 61.48 TOTAL 1976.49 500.35 Tr 

1.00 1.00 1.00 7.00

0.00000 0.00000 0.00000 0.00

0.09 0.09 0.09 0.61

T P , Pr  Tc Pc

  

Pr Tr


 (Tr) Tr1/ 2 q 

 ( Tr )  Tr



Fraksi 0.00009 0.00023 0.36510 0.00002 0.37012 0.00026 0.26418 1.00000

yTc(K) yPc(bar) 0.0174 0.00 0.03106 0.01 111.064 26.96 0.00056 0.00 239.504 81.61 0.04044 0.01 135.76 16.24 350.66 108.59

Tr Pr β α (Tr) q 0.83557 0.35914 0.03724 1.09398 6.45981 Z  1    q

Z

I

=

Z  ( Z   )( Z   )


0.7476

 Z    1 Ln     Z   


0.43 0.43 0.43 2.99

Appendiks B-79

I

=

0.048610416


H26 = -181772.953 kJ ΔHvl H20 2454.3 = kj/kg = 1686566.115 kJ ΔHv DME pada boiling point ΔHv DME pada suhu reference ig

= = =


cal/mole 83.85 350.8284 kJ/kmol 9330.598222 kJ

R

H26 = ∆H +H + Hv H26 = 1490757.417 kJ

MASUK H22 TOTAL

NERACA SEPARATOR (H-510) kJ kJ KELUAR 1268884.36 H26 1490757.42 H23 -221873.06 1268884.36 TOTAL 1268884.36

15. PERHITUNGAN STREAM PADA EXPANSION VALVE (K-521) Q loss

Stream 27

Stream 28

Neraca Energi : H23= H24+Qloss Qloss=10%(H24) UNTUK STREAM 27 Tref = 298 Pref 1 = R 8.314 =

°K bar kJ/kmol K

79

Appendiks B-80

T27 P27 τ27 H27

= = = =

20 °C 39 bar 0.98 -221873.06 Kj

=

293

°K

UNTUK STREAM 28 = °K Tref 298 = bar Pref 1 = kJ/kmol K R 8.314 Suhu keluar dari Stream 24 diperoleh dengan cara trial dan error T28 = 7.310809187 °C = 280.311 °K = bar P28 4 = 0.940640299 τ28 PERHITUNGAN UNTUK STREAM 28 BM Massa Mol Komponen 16 251.707 15.73 CH4(g) CO(g) 28 1607.76 57.42 CO2(g) 44 4036.12 91.73 2 H2(g) 10.5065 5.25 H2O(g) 18 29.1731 1.62 O2(g) 32 1538.72 48.08 CH3OCH3(g) 46 279.863 6.08 7753.85 225.925 TOTAL

Fraksi 0.06963 0.25416 0.40602 0.02325 0.00717 0.21284 0.02693 1

Data A,B,C,D untuk perhitungan Cp pada Stream 28 B C D Komponen A CH4(g) 1.702 0.00908 0.00 0.00000 CO(g) 3.376 0.00056 0.00 -3100 CO2(g) 5.457 0.00105 0.00 -115700 H2(g) 3.249 0.00042 0.00 8300 O2(g) 3.639 0.00051 0.00 -22700 TOTAL 17.423 0.01 0.00 -133200

Appendiks B-81

Data A,B,C,D untuk perhitungan Cp pada Stream 28 setelah dikalikan fraksi Komponen Fraksi Ay By Cy Dy CH4(g) 0.0696 0.11851 0.00 0.00000 0 CO(g) 0.2542 0.85803 0.00 0.00000 -787.88 CO2(g) 0.4060 2.21565 0.00 0.00000 -46977 0.0233 0.07555 0.00 0.00000 192.993 H2(g) O2(g) 0.2128 0.77451 0.00 0.00000 -4831.4 TOTAL 0.96590 4.04226 0.00132 0.00000 -52403 Cp H R

 A 

Suku 1 Keterangan Suku 1 Suku 2 Suku 3 Suku 4 H

B T  1  C T  2

0

3

Suku 2

2 0

2

D   T

 1 

Suku 3

2 0

Suku 4

= = = =

4.04 0.368803477 -0.01183989 -0.66692238

=

31.03031685 kJ/kmol K

ig

∆H28 -124010.337 kJ = Data Tc,Pc untuk Stream 28 σ Komp. Tc(K) Pc(bar) 45.99 1.00 CH4(g) 190.6 CO(g) 132.9 34.99 1.00 73.83 1.00 CO2(g) 304.2 H2(g) 33.19 13.13 1.00 O2(g) 154.6 1.00 50.43 TOTAL 815.49 218.37 5.00 T P , Pr  Tc Pc Pr   Tr

є 0.00 0.00000 0.00000 0.00000 0.00000 0.00

Tr 




81

Ω 0.09 0.09 0.09 0.09 0.09 0.43

ψ 0.43 0.43 0.43 0.43 0.43 2.14

Appendiks B-82 

 

Pr Tr

 (Tr) Tr1/ 2 q 

 ( Tr )  Tr



Fraksi 0.06963 0.25416 0.40602 0.02325 0.21284 0.96590

yTc(K) yPc(bar) 13.2719 3.20 33.7773 8.89 123.511 29.98 0.77174 0.31 32.9045 10.73 204.24 53.11

Pr β α (Tr) q Tr 1.37248 0.07531 0.00475 0.85359 3.06859 Z  1    q

Z

I

=

Z  ( Z   )( Z   )

0.9879

 Z    1 Ln     Z   

I

=



0.004801132


H28

=

-18014.4325 kJ

∆Hvl untuk stream 28 Komponen∆Hvl (cal/mol) BP ∆Hvl (kJ/kmol) ∆Hvl ref∆Hvl ref (kJ) CO2(g) 6030 194.75 25229.5 29681.6 59363.3 194.75 25229.5 29681.6 59363.3 TOTAL 6031

Appendiks B-83

Untuk dimethyl ether (l) dan H2O (l) C Komponen A B H2O(l) 110000 -150 0.518 DME(l) 276000 -2090 8.125 8.643 TOTAL 386000 -2240

D E 0 0 -0.0141 9.4E-06 -0.0141 9.4E-06

Setelah dikalikan dengan fraksi Komponen Fraksi A B C D E 0 0 H2O(l) 0.00717 789.112 -1.0761 0.00372 DME(l) 0.03 7432.46 -56.282 0.2188 -0.0004 2.5E-07 TOTAL 0.0341 8221.58 -57.358 0.22252 -0.0004 2.5E-07 ∫CpdT= AT+1/2BT^2+1/3CT^3+1/4DT^4+1/5ET^5 H = -49980.8844 J/kmol H = -385.087747 kJ H28 = -142409.857 kJ 15. KOLOM DISTILASI D-520 30

V

30 Qc DV

28 DL Lo

F

31

B

83

Appendiks B-84 B QR 29

Kondisi Operasi: P = kPa bar 5 480 T = K 203.15 Untuk gas-gas dengan Tc diatas suhu operasi menggunakan persamaaan berikut:

ln Pi sat  a i 

Ki 

bi  d ln T  eiT T  ci  i

fi

Psat P

b Komponen a 133.6 -4735 CO2 H2O 65.93 -7228 CH3OCH3 64.2639 -4251.3 (Hysis)

c 0 0 0

d e -21.27 0.0409 -7.177 4E-06 -7.8461 1.2E-05

f 1 2 2

Sedangkan untuk gas-gas dengan Tc dibawah suhu operasi menggunakan persamaan:

Ki 

He P tot

Komponen CH4 CO H2 O2

He 22400 35200 57900 25500

Sehingga dari masing-masing komponen dapat dicari Ki sebagai

Appendiks B-85

berikut: Komponen CO2 H2O CH3OCH3 CH4 CO H2 O2

Ki 356.8088245 3.732692022 35.52345451 46.667 73.333 120.625 53.125

Dengan menggunakan persamaan berikut dapat dicari nilai ф



 i , r ziF F  F 1  q   ir  

dengan : q=1 zi = komposisi komponen masuk (feed) F = feed yang masuk



i,r



Ki K HK

Dengan KHK=Kheavy Key =K H2O Pada arus 22 (misal arus F) ф = 1.536091243 Komponen

Kmol

zi

Ki/KHK

 i , r z iF F  ir  

CH4 CO CO2 H2 H2O O2

0.00941 0.0241 37.6596 0.00173 38.1771 0.02698

9.1E-05 0.00023 0.3651 1.7E-05 0.37012 0.00026

12.5021 19.6462 95.5902 32.3158 1 14.2324

0.04994 0.12168 178.11074 0.00846 -331.39335 0.14074

85

Appendiks B-86

CH3OCH3 TOTAL

27.2494 0.26418 9.51685 103.148 1 184.804

151.21144 -2

Ditetapkan R=1,5 Rmin R =Lo/D Dengan D =DV+DL DV Dari Neraca Massa DL Sehingga D = 38.39973602

Rmin dapat dihitung dengan persamaan :

 ir xiD D  DRm  1 ir  



Pada arus D ф = 1.536091243 Komponen

Kmol

zi

Ki/KHK

 i , r z iF F  ir  

CH4 CO CO2 H2 H2O O2 CH3OCH3 TOTAL

0.00941 0.0241 37.6596 0.00173 9.4E-05 0.02698 0.67785 38.3997

0.00025 0.00063 0.98072 4.5E-05 2.4E-06 0.0007 0.01765 1

12.5021 19.6462 95.5902 32.3158 1 14.2324 9.51685 184.804

0.01073 0.02615 38.27461 0.00182 -0.00018 0.03024 0.80832 39.15171



 ir xiD D  D Rm  1  ir  

Sehingga D(Rmin+1) = Rmin =

39.15171 0.01958269

Appendiks B-87

R R Lo

= = =

0.029374035 Lo/D 1.12795518 Kmol

Arus DV Komponen

Kmol

yiDV


0.00941 0.0241 37.6596 0.00173 9.4E-05 0.02698 0.67785 38.3997

0.00025 0.00063 0.98072 4.5E-05 2.4E-06 0.0007 0.01765 1

Kmol

xiDL

Arus DL Komponen

CH3OCH3 0.67785 0.99986 H2O 9.4E-05 0.00014 TOTAL 0.67795 1 Arus Lo Fraksi mol komponen di Lo sama dengan fraksi mol komponen di DL Komponen CH3OCH3 H2O TOTAL

Kmol

xiDL

1.1278 0.99986 0.00016 0.00014 1.12796 1

Untuk mencari Arus V V =(R+1)D 87

Appendiks B-88

39.5276912 Kmol V = Sehingga dapat dicari komponen-komponen di V, dengan rumus : yiV V = yiDV DV + xiDL DL + xiLo Lo Arus V Komponen

Kmol

yiV

CH4 2.3E-06 5.8E-08 CO 1.5E-05 3.8E-07 CO2 3.7E+01 9.3E-01 H2 7.8E-08 2.0E-09 3.5E-08 8.8E-10 H2O O2 1.9E-05 4.8E-07 CH3OCH3 1.8E+00 4.6E-02 TOTAL 39.5277 1.0 Menghitung Enthalpy Arus DV Komponen

Kmol

yiDV


0.00941 0.0241 37.6596 0.00173 9.4E-05 0.02698 0.67785 38.3997

0.00025 0.00063 0.98072 4.5E-05 2.4E-06 0.0007 0.01765 1

PERHITUNGAN UNTUK ARUS DV 29.56151917 kJ/Kmol K H = -86183.373 kJ HDVig = 182.942053 kJ ΔHv DME = 2.764836114 kJ ΔHv H2O =

Appendiks B-89

HDV = HDVig + Hv DME +Hv H2O = HDV -85997.6662 kJ Arus DL Komponen CH3OCH3 H2O TOTAL

Kmol

xiDL

1.1278 0.99986 0.00016 0.00014 1.12796 1

PERHITUNGAN UNTUK ARUS DL Untuk dimethyl ether (l) dan H2O (l) Komponen a b c H2O(l) 110000 -150 0.518 CH3OCH3(l)276000 -2090 8.125 TOTAL 386000 -2240 8.643 Setelah dikalikan dengan fraksi Komponen Fraksi a b H2O(l) 0.00014 15.2308 -0.0208 CH3OCH3(l)0.99986 275962 -2089.7 TOTAL 1 275977 -2089.7 ∫CpdT HDL HDL

= = =

c d e 7.2E-05 0 0 8.12387 -0.0141 9.4E-06 8.12395 -0.0141 9.4E-06

AT+1/2BT^2+1/3CT^3+1/4DT^4+1/5ET^5 -7443510.36 J/kmol -5046.31574 kJ

Arus Lo Komponen

d e 0 0 -0.0141 9.4E-06 -0.0141 9.4E-06

Kmol

xiLo 89

Appendiks B-90

CH3OCH3 H2O TOTAL

1.1278 0.99986 0.00016 0.00014 1.12796 1

PERHITUNGAN UNTUK ARUS DL Untuk dimethyl ether (l) dan H2O (l) e Komponen a b c d H2O(l) 110000 -150 0.518 0 0 8.125 -0.0141 9.4E-06 CH3OCH3(l)276000 -2090 TOTAL 386000 -2240 8.643 -0.0141 9.4E-06

Setelah dikalikan dengan fraksi Komponen Fraksi a b c d e 0 0 H2O(l) 0.00014 15.2308 -0.0208 7.2E-05 CH3OCH3(l)0.99986 275962 -2089.7 8.12387 -0.0141 9.4E-06 TOTAL 1 275977 -2089.7 8.12395 -0.0141 9.4E-06 ∫CpdT HLO HLO Arus V

= = =

Komponen

AT+1/2BT^2+1/3CT^3+1/4DT^4+1/5ET^5 -7443510.36 J/kmol -8395.94606 kJ Kmol

yiV

CH4 2.3E-06 5.8E-08 CO 1.5E-05 3.8E-07 CO2 3.7E+01 9.3E-01 H2 7.8E-08 2.0E-09 H2O 3.5E-08 8.8E-10 O2 1.9E-05 4.8E-07 CH3OCH3 1.8E+00 4.6E-02

Appendiks B-91

TOTAL

38.7511

1

Untuk gas-gas dengan Tc diatas suhu operasi menggunakan persamaaan berikut:

ln Pi sat  a i  Ki 

bi  d ln T  eiT T  ci  i

fi

Psat P

b c d e Komponen a CO2 133.6 -4735 0 -21.27 0.0409 H2O 65.93 -7228 0 -7.177 4E-06 CH3OCH364.2639 -4251.3 0 -7.8461 1.2E-05 (Hysis) Sedangkan untuk gas-gas dengan Tc dibawah suhu operasi menggunakan persamaan:

Ki 

f 1 2 2

He P tot

Komponen CH4 CO H2 O2

He 22400 35200 57900 25500

Sehingga dari masing-masing komponen dapat dicari Ki sebagai berikut: Komponen Ki CO2 10.16347149 H2O 0.003570569 CH3OCH3 0.907833162 CH4 46.66666667 91

Appendiks B-92

CO H2 O2

73.33333333 120.625 53.125

Dengan trial awal Tdew, hingga : Tdew

=

Komponen CO2 H2O CH3OCH3 CH4 CO H2 O2 Total

15.22921237 C



yi Ki

 1

288.2292124 K

yi/Ki 5.74469E-09 0.0001072 1.029235451 4.22805E-11 1.20233E-11 1.6E-11 0.000865452 1.0

Sehingga untuk arus V 31.91722542 H = -50684.538 = HVig 182.942053 ΔHv DME = 2.4968 ΔHv H2O = HV = HVig + Hv DME +Hv H2O -50499.0991 Hv = Neraca panas Hv = HDV + HDL + HLo + Qc 48940.829 Qc =

kJ/Kmol K kJ kJ kJ kJ

kJ

Pendingin yang digunakan adalah ethylene Suhu pendingin masuk exchanger ditetapkan -105 C Suhu pendingin keluar exchanger ditetapkan -74C

Appendiks B-93

Menghitung massa cooling water yang digunakan : Q = Ĥcwr . Mcw - Ĥcw . Mcw Q = Mcw( Ĥcwr- Ĥcw) 593.87 ( Ĥcwr- Ĥcw) = kJ/kg 82.41000356 kg Mcw = Pada Arus B b Komponen a H2O 65.93 -7228 CH3OCH364.2639 -4251.3 (Hysis)

c 0 0

d e -7.177 4E-06 -7.8461 1.2E-05

Dengan persamaan berikut :

Ki 

Psat P

Dengan trial awal Tbubble, hingga :

xiKi1

150.4474202 C 423.4474202 K T = sehingga diperoleh; Komponen Ki 0.99983096 CO2 H2O 15.72191159 Komponen Kmol Xb xiKi H2O(l) 38.0429 0.9999 0.99976 CH3OCH3(l)0.00272 7.2E-05 0.00113 TOTAL 38.0456 1 1.00 Menghitung Enthalpy pada Arus B Untuk dimethyl ether (l) dan H2O (l)

93

f 2 2

Appendiks B-94

Komponen a H2O(l) 110000 CH3OCH3(l)276000 TOTAL 386000

b -150 -2090 -2240

c 0.518 8.125 8.643

d e 0 0 -0.0141 9.4E-06 -0.0141 9.4E-06

Setelah dikalikan dengan fraksi a b c d e Komponen Fraksi 0 0 H2O(l) 0.99993 109992 -149.99 0.51796 CH3OCH3(l)7.2E-05 19.7679 -0.1497 0.00058 -1E-06 6.7E-10 TOTAL 1 110012 -150.14 0.51854 -1E-06 6.7E-10 ∫CpdT = AT+1/2BT^2+1/3CT^3+1/4DT^4+1/5ET^5 HB = 15535062.83 J/kmol HB = 591041.2385 kJ Neraca Energi HF +QR = HB + HDV + HDL +Qc 691347.943 kJ QR = Steam yang digunakan adalah steam saturated dengan tekanan 7 bar dan suhu 170 C. Menghitung massa steam yang dibutuhkan: 691347.9426 Kj = Q 691347.9426 kJ = ΔĤs . Msteam - ΔĤc . Msteam 691347.9426 kJ = Msteam ( λ ) λ 36862.2 kJ/Kmol = Msteam 18.75492897 Kmol = = Msteam 337.5887214 kg NERACA KOLOM DISTILASI (D-520) MASUK kJ KELUAR kJ H28 -142409.86 H30 591041.24 QR 691347.94 H32 -5046.32 H32 -85997.67 QC 48940.83 TOTAL 548938.09 TOTAL 548938.09

Appendiks B-95

16. KOMPRESOR G-527

Stream 32

Stream 33 W

Neraca Energi : H30 + W = H31 UNTUK STREAM 32 = °K Tref 298 = bar Pref 1 = kJ/kmol K R 8.314 = °C = T32 -70 203 = bar 5 P32 = 0.681208054 τ32 = 75% η = -85997.6662 Kj H32

°K

Pertama-tama, kompressor diasumsikan bekerja dengan efisiensi 100%. Hal ini berarti kompressor bekerja secara isentropis. Isentropis berarti S30= S31 ( ∆S30= ∆S31)

  2 (Cp ig ) S D    1    1   A   BT0   CT0  2 2    R  T0  2  ln     suku1 suku2 suku3 suku4 suku5 3.13463 -0.2665 -1.3817 0.8406 0.83043 S /R =

5.922071079 kJ/kmol K

S ig (Cp ig ) S T P  ln  ln R R T0 P0 ig ΔS = 67521.80534 kJ

95

Appendiks B-96


S32 = -67878.22 kJ S  S ig  S R -356.414659 kJ ΔS32 = -356.414659 kJ ΔS32 = Dari nilai ΔS32 yang sudah diketahui, maka nilai T31 dapat dicari dengan trial dan error

UNTUK STREAM 33 = Tref 298 = Pref 1 = R 8.314 = 200.8268765 T33 = 40 P33 = 1.590023076 τ33 = η 75%


PERHITUNGAN UNTUK STREAM 33 Komponen BM Massa (kmol/jam) Fraksi 0.15 CH4(g) 16 0.01 0.00025 CO(g) 28 0.67 0.02 0.00063 44 1657.02 37.66 0.98072 CO2(g) 2 0.00 0.00 0.00005 H2(g) 0.00 0.00000 0.00 H2O(g) 18 32 0.86 0.03 0.00070 O2(g) CH3OCH3 46 31.18 0.68 0.01765 1689.9 38.40 1.00000 TOTAL Data A,B,C,D untuk perhitungan Cp pada Stream 33

Appendiks B-97

A 1.702 3.376 5.457 3.249 3.47 3.639 3.518

Komponen CH4(g) CO(g) CO2(g) H2(g) H2O(g) O2(g) CH3OCH3 TOTAL

B 0.00908 0.00056 0.00105 0.00042 0.00145 0.00051 0.02 0.03

C 0.00 0.00 0.00 0.00 0.00 0.00 0.00 0.00

D 0.00000 -3100 -115700 8300 12100 -22700 0 -121100

Data A,B,C,D untuk perhitungan Cp pada Stream 33 setelah dikalikan fraksi Komponen Fraksi Ay By Cy Dy CH4(g) 0.0002 0.00042 0.00 0.00000 0 CO(g) 0.0006 0.00212 0.00 0.00000 -1.9459 CO2(g) 0.9807 5.35181 0.00 0.00000 -113470 0.0000 0.00015 0.00 0.00000 0.37406 H2(g) H2O(g) 0.0000 8.5E-06 0.00 0.00000 0.02958 O2(g) 0.0007 0.00256 0.00 0.00000 -15.949 CH3OCH3 0.0177 0.0621 0.00 0.00000 0 5.41916 0.00138 -1E-07 -113487 TOTAL 1 Menghitung Cp : Cp H R

 A 


B T  1  C T  2

0

3

2 0

2

D   T

 1 

= = = =

5.42 0.6542982 -0.02390632 -0.50548458

=

46.09340138 kJ/kmol K 97

2 0

Appendiks B-98

∆H33

ig

=

311209.0781 kJ

Data Tc,Pc untuk Stream 33 Komp. Tc(K) Pc(bar) CH4(g) 190.6 45.99 132.9 34.99 CO(g) CO2(g) 304.2 73.83 H2(g) 33.19 13.13 220.5 H2O(g) 647.1 O2(g) 154.6 50.43 61.48 CH3OCH3 513.9 TOTAL 1976.49 500.35 Tr 

є 0.00 0.00000 0.00000 0.00000 0.00000 0.00000 0.00000

T P , Pr  Tc Pc

  

Pr Tr


 (Tr) Tr1/ 2 q 


 ( Tr )  Tr

Komponen CH4(g) CO(g) CO2(g) H2(g) H2O(g) O2(g) CH3OCH3 TOTAL Tr

σ 1.00 1.00 1.00 1.00 1.00 1.00 1.00

Pr


Fraksi 0.00025 0.00063 0.98072 0.00005 0.00000 0.00070 0.01765 1 β

yTc(K) yPc(bar) 0.04673 0.01 0.08342 0.02 298.336 72.41 0.0015 0.00 0.00158 0.00 0.10862 0.04 9.07166 1.09 307.65 73.562 α (Tr)

q

Ω 0.09 0.09 0.09 0.09 0.09 0.09 0.09

ψ 0.43 0.43 0.43 0.43 0.43 0.43 0.43

Appendiks B-99

1.54015 0.54376 0.03059 0.80578 2.58139 Z  1    q

Z

I

=

Z  ( Z   )( Z   )

0.9556

 Z    1 Ln     Z   

I



0.031508398

=


H33

=

-25172.1584 kJ

ΔHv H2O ΔHv H2O

ΔHv DME ΔHv DME

= =

= = =

1938.6 kJ/kg 3.275583387 kJ

83.85 cal/mole 350.8284 kJ/kmol 232.1077761 kJ

H33 = ∆Hig +HR + Hv 286272.3031 kJ H33 =

  2 D    1    1  (Cp ig ) S  A   BT0   CT0  2 2    R  T0  2  ln     suku1 suku2 suku3 suku4 0.5 0.4115 -0.0095 -0.5055

99

suku5 1.27229

Appendiks B-100 ig

S /R =

5.61513671 kJ/kmol K



S33 = -0.41606097 kJ S  S ig  S R -346.766055 kJ ΔS33 = Dari hasil trial diperoleh nilai T33 yaitu = 200.8268765 ⁰C = H33-H32 Wmax 372269.9692 kJ = 279202.4769 kJ Wactual = Dari Wactual tersebut, maka dapat dicari nilai ΔH33 dan T33 yang sebenarnya (η = 75%) 193204.8108 kJ H33 = 200.8268765 C T33 = NERACA ENERGI KOMPRESOR (G-527) MASUK kJ KELUAR kJ H32 -85997.67 H33 193204.81 W 279202.48 TOTAL 193204.81 TOTAL 193204.81 17. PERHITUNGAN STREAM PADA MIXER II

Stream 27

Stream 26 Stream 31

Appendiks B-101

Stream 31 Neraca Energi : H27 = ( H26+ H31 ) -Qloss Qloss = 10% (∆H) UNTUK STREAM 26 Tref 298 = R 8.314 = T26 20 = P26 39 = τ26 = 0.983221477 H26 = 1490757.417 UNTUK STREAM 31 Tref 298 = R 8.314 = = 200.8268765 T31 = P31 39 = 1.590023076 τ31 = 286272.3031 H31


°K

kJ

°K kJ/kmol K °C = 473.827 °K bar kJ

UNTUK STREAM 27 = °K Tref 298 = bar Pref 1 = kJ/kmol K R 8.314 Suhu keluar dari Stream 28 diperoleh dengan cara trial dan error T27 = 55.69551603 °C = 328.696 °K P27 39 = bar τ27 = 1.103005087 PERHITUNGAN UNTUK STREAM 27 Komponen BM Massa Mol Fraksi CH4(g) 16 251.857 15.74 0.00693 CO(g) 28 1608.44 57.44 0.02529 CO2(g) 44 5693.14 129.39 0.05696 101

Appendiks B-102

H2(g) H2O(g) N2(g) O2(g) CH3OCH3(g) TOTAL

2 18 28 32 46

10.5099 5.25 0.00231 29.1748 1.62 0.00071 56204.7 2007.31 0.88364 1539.58 48.11 0.02118 311.044 6.76 0.00298 65648.4 2271.63 1

Data A,B,C,D untuk perhitungan Cp pada Stream 27 Komponen A B C D CH4(g) 1.702 0.00908 0.00 0.00000 CO(g) 3.376 0.00056 0.00 -3100 CO2(g) 5.457 0.00105 0.00 -115700 H2(g) 3.249 0.00042 0.00 8300 H2O(g) 3.47 0.00145 0.00 12100 N2(g) 3.28 0.00059 0.00 -4000 O2(g) -22700 3.639 0.00051 0.00 CH3OCH3(g) 3.518 0.02 0.00 0.00000 TOTAL 27.691 0.03 0.00 -125100 Data A,B,C,D untuk perhitungan Cp pada Stream 27 setelah dikalikan fraksi Komponen Fraksi Ay By Cy Dy CH4(g) 0.0069 0.01179 0.00 0.00000 0 CO(g) 0.0253 0.08537 0.00 0.00000 -78.392 CO2(g) 0.0570 0.31082 0.00 0.00000 -6590.1 H2(g) 0.0023 0.00752 0.00 0.00000 19.2003 H2O(g) 0.0007 0.00248 0.00 0.00000 8.63339 N2(g) 0.8836 2.89834 0.00 0.00000 -3534.6 0.0212 0.07707 0.00 0.00000 -480.77 O2(g) CH3OCH3(g) 0.0030 0.01047 0.00 0.00000 0 TOTAL 1.00000 3.40387 0.00073 0.00000 -10656 Menghitung Cp :

Appendiks B-103

Cp H R

 A 

B T  1  C T  2

H ∆H27

ig

3

Suku 2


0



2

D   T

 1 

Suku 3

3.40 0.229619874 -0.0032291 -0.10878913

=

29.27749939 kJ/kmol K

=

2041490.655 kJ

σ 1.00 1.00 1.00 1.00 1.00 1.00 1.00 1.00 8.00

2 0

Suku 4

= = = =

Data Tc,Pc untuk Stream 27 Komp. Tc(K) Pc(bar) 45.99 CH4(g) 190.6 132.9 34.99 CO(g) 73.83 CO2(g) 304.2 33.19 13.13 H2(g) 220.5 H2O(g) 647.1 N2(g) 126.2 34 O2(g) 154.6 50.43 61.48 CH3OCH3(g)513.9 TOTAL 2102.69 534.35 Tr 

2 0

є 0.00 0.00000 0.00000 0.00000 0.00000 0.00000 0.00000 0.00000 0.00

T P , Pr  Tc Pc

 

Pr Tr


 (Tr) Tr1/ 2 q 

 ( Tr )  Tr

Komponen

Fraksi


yTc(K) yPc(bar)

103

Ω 0.09 0.09 0.09 0.09 0.09 0.09 0.09 0.09 0.69

ψ 0.43 0.43 0.43 0.43 0.43 0.43 0.43 0.43 3.42

Appendiks B-104

CH4(g) 0.00693 1.32074 0.32 CO(g) 0.02529 3.36072 0.88 0.05696 17.3269 4.21 CO2(g) 0.00231 0.07678 0.03 H2(g) H2O(g) 0.00071 0.46171 0.16 0.88364 111.516 30.04 N2(g) O2(g) 0.02118 3.27434 1.07 CH3OCH3(g) 0.00298 1.52969 0.18 TOTAL 1.00000 137.34 36.71 Tr Pr β α (Tr) q 2.39336 1.06243 0.03846 0.64639 1.33256 Z  1    q

Z

I

=

Z  ( Z   )( Z   )

0.9919

 Z    1 Ln     Z   

I

=



0.038040255


H27

=

-522120.401 kJ

ΔHvl H20

= =

2013.1

kj/kg

58731.69711 kJ

ΔHv DME pada boiling point

= =

83.85 350.8284

cal/mole kJ/kmol

Appendiks B-105

ΔHv DME pada suhu reference ig

=

2372.241737 kJ

R

H27 = ∆H +H + Hv H27 = 1580474.193 kJ

19. KOMPRESOR G-528

Stream 27

Stream 28 W

Neraca Energi : H27 + W = H28 UNTUK STREAM 27 = °K Tref 298 = bar Pref 1 = kJ/kmol K R 8.314 = 55.69551603 °C = 328.696 °K T27 = bar P27 39 = 1.103005087 τ27 = η 75% = 1580474.193 Kj H27 Pertama-tama, kompressor diasumsikan bekerja dengan efisiensi 100%. Hal ini berarti kompressor bekerja secara isentropis. Isentropis berarti S27= S28 ( ∆S27= ∆S28)

  2 (Cp ig ) S D    1    1   A   BT0   CT0  2 2    R  T0  2  ln     suku1 suku2 suku3 suku4 suku5 0.21837 -0.0029 -0.0986 1.0515 1.05066 105

Appendiks B-106 ig

S /R =

3.521116804 kJ/kmol K


…...(6.64)Smith Van Ness 6ed  dLn (Tr)  SR  Ln(Z   )    qI R  dLnTr  R

S27 = -48006.09 kJ S  S ig  S R ΔS27 = -49175.3567 kJ ΔS28 = -49175.3567 kJ Dari nilai ΔS28 yang sudah diketahui, maka nilai T28 dapat dicari dengan trial dan error UNTUK STREAM 28 Tref = 298 Pref = 1 R = 8.314 = 193.6177679 T28 = 69.4 P28 = 1.565831436 τ28 = 75% η


PERHITUNGAN UNTUK STREAM 28 Komponen BM Massa Mol CH4(g) 16 251.857 15.7411 CO(g) 28 1608.44 57.4441 CO2(g) 44 5693.14 129.39 H2(g) 2 10.5099 5.25496 18 29.1748 1.62082 H2O(g)

Fraksi 0.05955 0.21732 0.48951 0.01988 0.00613

Appendiks B-107

O2(g) CH3OCH3 TOTAL

32 46

1539.58 48.112 0.18202 311.044 6.76183 0.02558 9443.75 264.324 1

Data A,B,C,D untuk perhitungan Cp pada Stream 28 Komponen A B C D CH4(g) 1.702 0.00908 0.00 0.00000 CO(g) 3.376 0.00056 0.00 -3100 CO2(g) 5.457 0.00105 0.00 -115700 8300 H2(g) 3.249 0.00042 0.00 3.47 0.00145 0.00 12100 H2O(g) O2(g) 3.639 0.00051 0.00 -22700 CH3OCH3 3.518 0.02 0.00 0 0.03 0.00 -121100 TOTAL Data A,B,C,D untuk perhitungan Cp pada Stream 28 setelah dikalikan fraksi Komponen Fraksi Ay By Cy Dy CH4(g) 0.0596 0.10136 0.00 0.00000 0 CO(g) 0.2173 0.73369 0.00 0.00000 -673.71 CO2(g) 0.4895 2.67126 0.00 0.00000 -56636 H2(g) 0.0199 0.06459 0.00 0.00000 165.01 H2O(g) 0.0061 0.02128 0.00 0.00000 74.1964 CH3OCH3 0.0256 0.09 0.00 0.00000 0 TOTAL 0.81798 3.68217 0.0017 -3E-07 -57071 Menghitung Cp : Cp H R

 A 

Suku 1

B T  1  C T  2

0

Suku 2

Keterangan = Suku 1

3

2 0

2

D   T

 1 

Suku 3

2 0

Suku 4

3.68 107

Appendiks B-108

Suku 2 Suku 3 Suku 4

= = =

0.650811477 -0.04194637 -0.41042811

H

=

32.26337406 kJ/kmol K

=

1437972.001 kJ

∆H28

ig

Data Tc,Pc untuk Stream 28 Komp. Tc(K) Pc(bar) 45.99 CH4(g) 190.6 132.9 34.99 CO(g) 73.83 CO2(g) 304.2 33.19 13.13 H2(g) 220.5 H2O(g) 647.1 O2(g) 154.6 50.43 CH3OCH3 513.9 61.48 TOTAL 1976.49 500.35 Tr 

є 0.00 0.00000 0.00000 0.00000 0.00000 0.00000 0.00000

T P , Pr  Tc Pc

  

Pr Tr


 (Tr) Tr1/ 2 q 

σ 1.00 1.00 1.00 1.00 1.00 1.00 1.00

 ( Tr )  Tr

Komponen CH4(g) CO(g) CO2(g) H2(g) H2O(g)

Fraksi 0.05955 0.21732 0.48951 0.01988 0.00613


yTc(K) yPc(bar) 11.3506 2.74 28.8824 7.60 148.909 36.14 0.65984 0.26 3.96797 1.35

Ω 0.09 0.09 0.09 0.09 0.09 0.09 0.09

ψ 0.43 0.43 0.43 0.43 0.43 0.43 0.43

Appendiks B-109

O2(g) CH3OCH3 TOTAL

0.18202 28.1401 9.18 0.02558 13.1464 1.57 1 235.056 58.8486

Tr Pr β α (Tr) q 1.98513 1.1793 0.05147 0.70975 1.76406 Z  1    q

Z

I

Z  ( Z   )( Z   )

1.0159

=

 Z    1 Ln     Z   

I


=


0.04942192


H28

-117782.953 kJ

=

ΔHv H2O ΔHv H2O ΔHv DME ΔHv DME

= = = = =

1938.6 kJ/kg 56558.17794 kJ


H28 = ∆Hig +HR + Hv 1379062.581 kJ H28 =

(Cp ig ) S

  2 D    1    1    A   BT   CT     109

Appendiks B-110 S

R

    A   BT0   CT0  2 2    2 ln  T        0   

suku1 suku2 suku3 suku4 0.50729 -0.0251 -0.2621 0.5 ig

S /R =

suku5 1.26184

4.141094984 kJ/kmol K

S ig (Cp ig ) S T P  ln  ln R R T0 P0 ig ΔS = -5236.75435 kJ …...(6.64)Smith Van Ness 6ed  dLn (Tr)  SR  Ln(Z   )    qI  dLnTr 

R

R

S28 = -0.39862467 kJ S  S ig  S R ΔS28 = -5237.15298 kJ Dari hasil trial diperoleh nilai T28 yaitu = 193.6177679 ⁰C = H28-H27 Wmax = -201411.612 kJ Wactual = -151058.709 kJ Dari Wactual tersebut, maka dapat dicari nilai ΔH28 dan T28 yang sebenarnya (η = 75%) H28 = 1429415.484 kJ T28 = 193.6177679 C NERACA ENERGI KOMPRESOR (G-528) kJ KELUAR kJ MASUK H27 1580474.193 H28 1429415.484 W -151058.7 TOTAL 1429415.484 TOTAL 1429415.484

Appendiks B-111

20. HEAT EXCHANGER (E-529) CW

CWR

Stream 29

Stream 28

Neraca panas : Q= H28 - H29 UNTUK STREAM 28 Tref 298 = °K Pref 1 = bar = kJ/kmol K R 8.314 = 193.6177679 °C = 466.618 °K T28 = bar P28 69.4 = 1.565831436 τ28 = 1429415.484 Kj H28 UNTUK STREAM 29 = 298 Tref = Pref 1 = R 8.314 = T29 30 = P29 69.2 = 1.016778523 τ29


°K

PERHITUNGAN UNTUK STREAM 29 Komponen BM Massa Mol Fraksi CH4(g) 16 251.857 15.7411 0.05955 CO(g) 28 1608.44 57.4441 0.21732 CO2(g) 44 5693.14 129.39 0.48951 111

Appendiks B-112

H2(g) H2O(g) O2(g) CH3OCH3(g) TOTAL

2 18 32 46

10.5099 29.1748 1539.58 311.044 9443.75

5.25496 1.62082 48.112 6.76183 264.324

0.01988 0.00613 0.18202 0.02558 1

Data A,B,C,D untuk perhitungan Cp pada Stream 29 Komponen A B C D CH4(g) 1.702 0.00908 0.00 0.00000 CO(g) 3.376 0.00056 0.00 -3100 CO2(g) 5.457 0.00105 0.00 -115700 H2(g) 3.249 0.00042 0.00 8300 H2O(g) 3.47 0.00145 0.00 12100 CH3OCH3(g) 3.518 0.02 0.00 0.00000 TOTAL 20.772 0.03 0.00 -98400 Data A,B,C,D untuk perhitungan Cp pada Stream 29 setelah dikalikan fraksi Komponen Fraksi Ay By Cy Dy CH4(g) 0.0596 0.10136 0.00 0.00000 0 CO(g) 0.2173 0.73369 0.00 0.00000 -673.71 CO2(g) 0.4895 2.67126 0.00 0.00000 -56636 H2(g) 0.0199 0.06459 0.00 0.00000 165.01 H2O(g) 0.0061 0.02128 0.00 0.00000 74.1964 0.1820 0.66237 0.09 0.00000 -0.0413 O2(g) 0.09 0.00 0.00000 0 CH3OCH3(g) 0.0256 TOTAL 1.00000 4.34454 0.09380 0.00000 -57071

Menghitung Cp :

Appendiks B-113 Cp H R

 A 

B T  1  C T 

H ∆H29

ig

2

2 0

3

Suku 2


0

2

Suku 3

D   T

 1 

Suku 4

= = = =

4.34 28.18802229 -0.02550239 -0.63205672

=

265.0087483 kJ/kmol K

=

350241.4369 kJ

Data Tc,Pc untuk Stream 29 Komp. Tc(K) Pc(bar) 45.99 CH4(g) 190.6 132.9 34.99 CO(g) 73.83 CO2(g) 304.2 33.19 13.13 H2(g) 220.5 H2O(g) 647.1 126.2 34 N2(g) 154.6 50.43 O2(g) CH3OCH3(g)513.9 61.48 TOTAL 2102.69 534.35 T P , Pr  Tc Pc Pr   Tr

σ 1.00 1.00 1.00 1.00 1.00 1.00 1.00 1.00 8.00

2 0

є 0.00 0.00000 0.00000 0.00000 0.00000 0.00000 0.00000 0.00000 0.00

Tr 



 (Tr) Tr1/ 2 q 

 (Tr )  Tr


113

Ω 0.09 0.09 0.09 0.09 0.09 0.09 0.09 0.09 0.69

ψ 0.43 0.43 0.43 0.43 0.43 0.43 0.43 0.43 3.42

Appendiks B-114


Fraksi 0.05955 0.21732 0.48951 0.01988 0.00613 0.18202 0.02558 1.00000

yTc(K) yPc(bar) 11.3506 2.74 28.8824 7.60 148.909 36.14 0.65984 0.26 3.96797 1.35 28.1401 9.18 13.1464 1.57 221.91 57.28

Pr β α (Tr) q Tr 1.36542 1.20819 0.07666 0.85579 3.09242 Z  1    q

Z

I

=

Z  ( Z   )( Z   ) …...(3.49)Smith Van Ness 6ed

0.9759

 Z    1 Ln     Z   

I

=


0.075625054


H29

=

-249646.594 kJ

ΔHvl H20

= =

2556.4 kj/kg 74582.34091 kJ

Appendiks B-115

ΔHv DME pada boiling point ΔHv DME pada suhu reference ig

= = =


R

H29 = ∆H +H + Hv H29 = 177492.5378 kJ Q = 1251922.946

NERACA HEAT EXCHANGER (D-529) MASUK kJ KELUAR kJ H28 1429415.484 H29 177492.5378 Q 1251922.946 TOTAL 1429415.484 TOTAL 1429415.484 Suhu CW masuk exchanger ditetapkan 7 C Suhu CWR keluar exchanger ditetapkan 25 C


= = = =

Ĥcwr . Mcw - Ĥcw . Mcw Mcw( Ĥcwr- Ĥcw) kJ/kg 83.6 14975.15486 kg

115

APPENDIKS C PERHITUNGAN SPESIFIKASI ALAT 1.

Reaktor DME (R-410) Fungsi : Untuk mengkonversi syngas menjadi Dimethyl Ether Cara Kerja : 1 Reaktor beroperasi pada suhu 260oC 2 Syngas masuk dari bawah dan melewati mineral oil 3 Reaksi terjadi pada fase gas dan bersifat exothermal 4 Produk DME dan unconverted gas keluar pada bagian atas Data kondisi : Tekanan = 50 bar 711,86 psia = O Suhu = 260 C Reaksi yang terjadi : 3CO + 3H2 ===> CH3OCH3 (DME) + CO2 Yang akan dihitung 1 Volume Reaktor 2 Diameter dan tinggi reaktor. 3 Kebutuhan katalis 4 Tebal tangki Reaktor.

Perhitungan : 1. Menentukan Volume Reaktor Reaktor sintesa DME menggunakan jenis reaktor Fixed Bed dengan sistem pendingin shell and tube Diketahui FA0 = 157 kmol/jam K = 7,38 /jam ƿA0 VA

= =

32,2 137

kg/m3 3

m

nA

=

57,4 kmol

nA0

=

157 kmol

Appendiks C-1

Appendiks C-2

Penyelesaian : ƸA = -0,7

XA

=

0,64

3

CA0

=

1,15

kmol/m

CA

=

0,42

kmol/m

3

V = FA0 [ (1+ƸA ). ln 1 - ƸA.XA ] K. CA0 1 - XA Pers.21 Levenspiel

V

18,629823 m3 18629,823 liter

= =

2. Menentukan Tinggi dan Diameter Reaktor a. Penentuan diameter dengan menggunakan scale - up : 689,62 kg/jm Kapasitas produk DME yang dihasilkan = = 16,55088 t/day Berdasarkan grafik antara H/D denagan kapasitas diperoleh, H/D = 2,7 H = 2,7 D Volume Reaktor = Volume silinder + Volume Ellipsoidal head = π/4 .D2 .H + 19x10-11 D3 18,63 m3 3

=

3

= =

18,6 m D D

2,1195

3

D

8,7898089 m 2,064 m

b. Menentukan tinggi reaktor = H 2,7 D 5,5728 m =

=

81,3 in

Appendiks C-3

3.

Tebal Tangki Tangki berupa silinder tegak dengan tutup atas dan tutup bawah berbentuk standars dished head

a.

Tebal bagian silinder Perhitungan tebal untuk tangki monoblok tekanan tinggi menggunakan teori Maximum-principal-stress, Eq (14.14c), Brownel hal 272 Bahan konstruksi adalah : Stainless steel, SA - 182 grade F310 Brownell, hal 344 22500 psi Fyp = 0,125 in c = 1,5 (faktor keamanan) ‫ג‬ = Sambungan las dipilih double welded butt joint 0,8 E = K 

f f

yp yp

K = Do/Di =

pi   1 pi   1

1,0007433 K

= 81,360432 in in 60 = (ukuran standart, Brownell table 5.7) t = 40,680216 in in 2,75 = (ukuran standart, Brownell table 5.7) Do

b. Tebal dan tinggi tutup dikarenakan fixed bed reaktor bertekanan tinggi, maka tebal tutup bagian atas dan bawah sama Tebal tutup atas 2,75 in =

Appendiks C-4

Tebal tutup bawah Kesimpulan Spesifikasi No.Kode Fungsi Tipe Kapasitas Bahan Konstruksi Tipe Sambungan Jenis tutup atas Jenis tutup bawah ID shell OD shell Tinggi shell Tebal shell Tebal tutup atas Tebal tutup bawah Jumlah

=

2,75

in

: Keterangan R-410 Mengkonversi CO dan H2 menjadi DME Fixed Bed Reactor 17,69 m3 Low alloy steels SA-182 Grade F1 Double welded but joint Elliptical Dished Head Elliptical Dished Head 51,03 in 60 in 5,5725 m 2,75 in 2,75 in 2,75 in 1 buah

Appendiks C-5

2.

KOMPRESSOR (G-411) Fungsi : Menaikkan tekanan syngas dari 35 bar menjadi 50 bar Tipe : Centrifugal Compresssor Yang akan dihitung : Power kompressor Kondisi Operasi : P suction = 35 bar P discharge = 50 bar Perhitungan : Data Komponen yang masuk Komponen Massa(kg/j) BM kmol/jam % mol CH4 251,862 16 15,741375 0,0340423 CO 4408,44 28 157,44429 0,3404888 CO2 4226,48 44 96,056364 0,2077314 H2 210,51 105,255 0,2276243 2 H2O 716,36 18 39,797778 0,0860666 O2 1539,58 32 48,111875 0,1040467 Total 11353,232 462,40668 1 P discharge P suction = 1,43 (kurang dari 2) Karena Pressure Ratio kurang dari 2 maka dapat digunakan single impeller m = 25029,723 lb/jam 3 ρ = 1,859 lb/ft Flowrate = m ρ = 13464,079 ft3/jam Pressure Ratio

=

=

3 3,7400219 ft /s

=

3 0,1059062 m /s

Data Ratio of Heat Capacities (Robin Smith)

Appendiks C-6

Komponen CH4 CO CO2 H2 H2O O2 Total

γ 1,31 1,4 1,28 1,42 1,33 1,4

γ camp (xi.γ) 0,04459538 0,476684293 0,265896129 0,323226518 0,114468599 0,145665338 1,370536256

Dengan menggunakan persamaan 13.18 Robin Smith, dapat dihitung efisiensi kompressor sentrifugal:  p  0,017 ln F  0,7

ηp = 0,6618316 Dengan menggunakan persamaan B.38 Robin Smith, dapat dihitung polytropic coefficient: n

 p  p    1

n = 1,6906188 Dengan menggunakan persamaan B.50 Robin Smith, dapat dihitung power kompressor: n 1  n PinFinN  W 1  r n  n  1  p  

W

= =

-215049 W -288,3854 hp

Appendiks C-7

Kesimpulan : Spesifikasi No.Kode Fungsi Tipe Kapasitas Material case Material rotor Suction pressure Discharge pressure Effisiensi Power kompressor Jumlah

Keterangan G-411 Menaikkan tekanan 33,4 menjadi 49,2 bar Centrifugal Compressor 0,63 m3/s Cast iron Carbon steel 33,4 bar 49,2 bar 69% 1750 hp 1 buah

Appendiks C-8

3.

HEAT EXCHANGER (E-412) Fungsi : Memanaskan syngas untuk digunakan sebagai bahan baku dalam Reaktor sintesa DME Tipe : Shell and Tube Yang akan dihitung : Luas permikaan perpindahan panas, Pressure drop, dan Dirt Factor (Rd) Perhitungan : Komposisi syngas masuk Heat Exchanger Komponen Massa(kg/j) BM kmol/jam % mol CH4 251,862 16 15,741375 0,0340423 CO 4408,44 28 157,44429 0,3404888 CO2 4226,48 44 96,056364 0,2077314 H2 210,51 105,255 0,2276243 2 H2O 716,36 18 39,797778 0,0860666 O2 1539,58 32 48,111875 0,1040467 Total 11353,232 462,40668 1

Keterangan Fluida yang Masuk Heat Exchanger Keterangan Nilai Satuan Nilai W steam 10937,601 Kg/hr 24113,409 270

O

T2 w syngas

270 11353,232

t1

T1

t2 Rd ∆P

Satuan lb/hr

518

O

O

518 25029,723

O

215,267

O

419,4806

O

240 0,001 2

O

464

O

C

C kg/hr C C

psi

F

F lb/hr F F

psi

Appendiks C-9

1)

2)

3)

Heat Balance 18090074,79 Kebutuhan panas (Q) = Steam Tav = (T1 + T2)/2 O = F 518 Syngas tav = (t1 + t2)/2 227,6335 = cp = 29,817354 kJ/kgmol C cp = 6,1938833 Btu/lbmolºF ∆t Hot Fluid 518 518 0 LMTD

BTU

Cold Fluid Diff. Higher Temp 419,4806 98,5194 Lower Temp 464 54 Differences 44,5194 44,5194 = (∆t2-∆t1)/ln(∆t2/∆t1) = 74,042347 OF R = (T1-T2)/(t2-t1) 0 = S = (t2-t1)/(T1-t1) = 0,4518846 Karena R = 0 , maka dipakai 1-1 exchanger Ft = 1 ∆t = Ft x LMTD = 74,042347 OF Tc dan tc Karena: m steam 0,01861 cP (kurang dari 1 cP) = Tc T = av =

518

O

F

Appendiks C-10

Karena: m syngas tc

= = =

Trial a)

b)

c)

0,02181 cP

(kurang dari 1 cP)

tav 227,6335

O

F

:

= 127 Btu/(hr)(ft2)(ºF) Asumsi Ud (dari Kern table 8) (100-200) A = Q/(Ud x ∆t) 2 = 1923,78 ft Asumsi HE Tubes: 3/4 in OD, 16 BWG tubes 10'0" long on 1-in triangular pitch L 10 = Dari table 10 pada 3/4 OD tube dan 16 BWG dapat diperoleh a"t : 2 a"t = 0,1963 ft /lin ft Number of Tube (N) A/(L x a"t) = A L x a"t = 980,02277 Asumsi 6 tube passes Dari perhitungan: 980,02277 tubes, two pas 3/4 in OD, 16 BWG tubes 10'0" long on 1-in square pitch Dari table 9, nilai yang paling mendekati: 1024 tubes in 10 in ID shell ID 39 = Corrected Ud A = N x L x a"t = 1923,7847 ft2 Ud = Q/(A x ∆t) 127 =

Appendiks C-11

Cold Fluida: Shell side, syngas 4') Flow area Nilai baffle spase yang minimum akan memberikan Nilai ho yang maksimum,sehingga: B = ID/1,6 24,375 = as = ID x C'B/144Pt = 1,6503906 ft2 5')

Mass Velocity Gs = w/as = 15165,939 lb/(hr)(ft2)

6')

Reynold Number cp = 0,2522712 0,04882 = k 0,02181 µ = = 0,0527802

Btu/lbºF Btu/(hr)(ft2)(ºF/ft) cp lbmol/(ft)(hr)

Dari figure 28 pada 3/4 in OD dan 1-in square pitch: De in 0,95 = 0,95/12 ft = = 0,0791667 ft Res = (De x Gs)/µ = 22747,864 7')

jH Dari figure 28 pada Res, diperoleh: jH 280 =

8')

ho

Appendiks C-12

ho

= jH(k/De)(cpµ/k)^(1/3) φs 2 ho/φs = 167,96482 Btu/(hr)(ft )(ºF) Karena viskositas kurang dari 1 cp maka tidak perlu mencari tw. Dan φs =1 Sehingga: = 167,96482 Btu/(hr)(ft2)(ºF) ho Hot Fluida: Tube side, steam 4) Flow area Dari table 10 pada 3/4 in OD, 16 BWG: 2 = a't 0,302 in at = (Nt x a't)/(144 x n) = 0,3579259 ft2 5)

Mass Velocity Gt = W/at = 67369,829 lb/(hr)(ft2)

6)

Reynold Number µ 0,01861 cp = = 0,0450362 lbmol/(ft)(hr) Dari table 10 pada 3/4 in OD dan 16 BWG D 0,62 in = 0,62/12 ft = = 0,0516667 ft Ret = (D x Gt)/µ = 77288,371

8)

hio hio

=

1500

Btu/(hr)(ft2)(ºF)

Pressure Drop

Appendiks C-13

Shell Side: 9') Dari figure 29 pada Res, maka: 0,001 f = 0,016576 s = 10') ∆P N+1 = 12L/B = 4,9230769 Ds = ID/12 ft 3,25 = 2 = (f xGs xDs(N+1))/(5.22x1010xDex s xφs) ∆Ps = 0,0537237 Tube Side: 9) Dari figure 26 pada Ret, maka: 0,0013 f = s = 0,0157312 10)

∆P = (f xGt2xDxLn)/(5.22x1010xDx s xφt) 0,431115 = 2 = ∆Pr (4n/s )(V /2g') Dari Figure 27 pada Gt diperoleh: = V2/2g' 0,001 ∆Pr = 1,5256306 ∆Pt = ∆Ps + ∆Pr = 1,9567456 ∆Ps

Karena ∆P (hitung) lebih kecil dari ∆P (ketetapan) maka desain sudah memenuhi 11') Clean Overall Coefficient, Uc Uc = (hio x ho)/(hio +ho) = 161,62423

Appendiks C-14

12') Dirt Factor, Rd Rd = (Uc-Ud)/(Uc x Ud) 0,00168682 = Karena Rd (hitung) lebih besar dari Rd (ketetapan) maka desain sudah memenuhi

Kesimpulan

:

Appendiks C-15

Spesifikasi No.Kode Fungsi Ketentuan Bahan Suhu masuk Suhu keluar Ketentuan

Shell

Tube

4.

Keterangan E-412 Memanaskan syngas yg akan diumpankan ke reaktor sintesa DME Shell and Tube 1-2 Exchanger Carbon Steel = Syngas 215,67OC Steam

=

270OC

Syngas

=

240OC

Steam

=

270OC

Rd ∆P syngas ∆P steam ID Baffle Passes ∆P OD ID BWG Pitch Panjang Jumlah Passes ∆P

= < < = = = = = = = = = = = =

0,001 jft2oF/btu 2 psi 2 psi 39 24,375 1 1,902 psia 0,75 in 0,62 in 16 1 in square 10 ft 1024 6 1,956 psi 2o

Rd

0,00148 jft F/btu

Luas area Jumlah

1924 ft 1 buah

Pompa Vaporizer (L - 117)

2

Appendiks C-16

Fungsi : Pompa oksigen dari drum ke vaporizer Type : Pompa centrifugal Yang Akan Dihitung : Power Pompa Perhitungan :

B 27 ft

A

Gambar Sistem Pompa

Data Konversi 1 lb = 0,45359 1 cp = 0,000672 3 = 1 ft 7,481 = 1m 3,2808 = 1 ft 12

kg lb/ft.s gal ft in

Komposisi gas masuk Komponen O2 Total

Rate masuk

Fraksi mol 1 1

=

5061,6

kg/jam BM 4049,28 32 4049,28

kg/jam

kgmol/jm 126,54 126,54

Appendiks C-17

=

11158,976 lb/jam

r oksigen m oksigen

= = =

lb/ft 47,42 0,06722 cp 4,517E-05 lb/ft s

Rate fluida, Q

=

235,32215 ft /jam

= =

0,0653673 ft /s 29,34075 gpm

=

6,6638242 m /s

3

3 3

3

Dianggap aliran turbulent 0.45 x r0.13 = 3.9 x Q Diopt =

1,8873469 in

Ditetapkan tipe pompa : sch = 40 OD = 1,9 in ID = 1,61 in in2 A = 2,016 kecepatan linear aliran,v

Nre = =

(Timmerhaus, 496)

= = = = = =

0,1583333 ft 0,1341667 ft 0,014

ft2

Rate volumetrik / A 0,0653673 / 4,6690902 ft/s

r x v x D m 657642,7716

(asumsi aliran turbulent dapat diterima)

Menentukan kerja pompa

0,014

Appendiks C-18

Persamaan Bernouli : 2 Dv /(2gc) + Dz (g/gc) + D(P/r) +  hf =  Wp dimana : 2 0 * faktor energi kinetik Dv /(2gc) = ( v1 = v2, Dv = 0 Dz = 27 ft * beda tinggi = Tekanan dalam drum * Titik referens, P1 P2

D(P/r)

= = = =

499,8

psi

Tekanan dalam vaporizer 499,8 0

psi

Perhitungan  hf (total liquid friksi) : o : 2 buah elbow 90 1 buah gate valve 1 buah globe valve * friksi dalam 2 buah elbow 90 o : 2 = 2 x kf x v / 2gc ( kf = hf1

Digunakan

= =

0,75 )

(Table 2.10-1 Geankoplis, 93) 2x

0,75 x 21,800403 2x 32,174 0,5081837 ft.lbf/lb

* friksi dalam 1 buah globe valve (Half Open) : 2 = kf x v / 2gc hf2 ( kf = 9,5 ) (Table 2.10-1 Geankoplis, 93) = =

9,5 x 21,800403 32,174 2 x 3,2184968 ft.lbf/lb

* friksi dalam 1 buah gate valve (Half Open) :

Appendiks C-19

hf3

=

kf x v2 / 2gc

=

4,5 x 21,800403 32,174 2 x 1,5245511 ft.lbf/lb

=

( kf =

4,5 )

* friksi sepanjang pipa : Untuk Commercial Steel: = ε 0,000046 Maka: = 0,0003429 ε/D Dari fig. 2. 10-3 Geankoplis didapatkan : f

=

0,0049

Asumsi panjang pipa total, DL= =

ff

=

4f x DL/D x v2/2gc

=

0,0049 x 0,1341667 x 2,4746337 ft.lbf/lb

=

4

x 2

* kehilangan karena kontraksi : = kc v2 / 2αgc ( kf = hc = =

0,55 x 21,800403 2 x 0,5 x 0,372668 ft.lbf/lb

50 15,24

=

=

 hf =

1 x 21,800403 2 x 0,5 x 0,6775783 ft.lbf/lb

x 21,800403 32,174

50 x

0,55 ) 32,174

* kehilangan karena expansi : = ke x v2 / 2αgc ( ke = he

1) 32,174

hf1 + hf2 + hf3 + ff + hc + he

ft m

Appendiks C-20

=

8,7761116 ft.lbf/lb

Persamaan Bernoulli menjadi : = Dv2/(2gc) + Dz (g/gc) + D(P/r) +  hf  Wp = =

0 35,8

+

27

+

0

+

8,78

  0,01ln F   0,15 ln F   0,3 2

 Wp

= = =

BHP

= = = =

0,5485296 54,9 35,8 0,5 65,221847 ft.lbf/lb

Wp x m 550

65,221847 x 3,0997156 550 0,3675803 hp

Effisiensi motor = 80% (fig. 14-38 Peters & Timmerhaus) Power actual = BHP / eff. Motor = 0,4594754

Kesimpulan

:

Appendiks C-21

Spesifikasi No.Kode Fungsi Tipe Kapasitas Material case Material rotor Suction pressure Discharge pressure Beda ketinggian Ukuran pipa Power pompa Jumlah

Keterangan L-117 Memompa oksigen ke Vaporizer Centrifugal Pump 30 gpm Cast iron Carbon steel 34 bar 34 bar 27 ft 1,9 in OD, sch.40 1 hp 1 buah

BIODATA PENULIS Penulis dilahirkan di Pasuruan, 21 September 1992, merupakan anak sulung dari 3 bersaudara. Penulis telah menempuh pendidikan formal yaitu di TK ABA, SD Muhammadiyah 2, SMP Negeri 2 Bangil dan SMA Negeri 1 Bangil. Setelah lulus dari SMA Negeri 1 Bangil tahun 2011, penulis mengikuti ujian masuk program Diploma III ITS dan diterima di jurusan D-III Teknik Kimia FTI-ITS. Terdaftar dengan NRP 2311030059. Di jurusan D-III Teknik Kimia penulis mengambil judul Tugas Akhir tentang “Pabrik Dimetil Eter (DME) Dari Limbah Polietilen Tereftalat (PET) Dengan Proses Direct Synthesis”. Penulis sempat mengikuti beberapa pelatihan seperti : LKMM Pra TD dan LKMM TD, serta pelatihanpelatihan lain yang diadakan oleh Jurusan D-III Teknik Kimia FTI-ITS. Penulis juga merupakan anggota Himpunan Mahasiswa D-III Teknik Kimia FTI-ITS (HIMA D3KKIM) sebagai staff bidang Hubungan Masyarakat selama periode kepengurusan 2012/2013 dan staff bidang Komunikasi dan Informasi 2013/2014. Alamat email: [email protected]

BIODATA PENULIS Penulis dilahirkan di Situbondo, 26 Nopember 1991, merupakan anak pertama dari 2 bersaudara. Penulis telah menempuh pendidikan formal di SDN 5 Yosomulyo Banyuwangi, SMP Negeri 2 Gambiran dan SMA Negeri 1 Genteng, Banyuwangi. Setelah lulus dari SMA Negeri 1 Genteng tahun 2010, penulis mengikuti ujian masuk program Diploma III ITS dan diterima di jurusan D-III Teknik Kimia FTI-ITS pada tahun 2011. Terdaftar dengan NRP 2311030073. Di jurusan D-III Teknik Kimia penulis mengambil judul Tugas Akhir tentang “Pabrik Dimetil Eter (DME) Dari Limbah Polietilen Tereftalat (PET) Dengan Proses Direct Synthesis”. Penulis sempat mengikuti beberapa pelatihan seperti : Pelatihan LKMM jenjang pra-TD, TD dan TM, BPC, PKTI, Wawasan Entrepeneur, dan pelatihan-pelatihan lain yang diadakan oleh Jurusan D-III Teknik Kimia FTI-ITS. Penulis juga merupakan anggota Himpunan Mahasiswa D-III Teknik Kimia FTI-ITS (HIMA D3KKIM) sebagai staf bidang Dalam Negeri selama periode kepengurusan 2012/2013 dan Ketua bidang Dalam Negeri 2013/2014. Penulis juga pernah menjabat sebagai ketua badan koordinasi pemandu HIMA D3KKIM periode 2013/2014. Alamat email : [email protected]

PABRIK DIMETIL ETER DARI LIMBAH POLIETILEN TEREFTALAT (PET) DENGAN PROSES DIRECT SYNTHESIS

Recommend Documents