PERANCANGAN SISTEM REAKTOR FISCHER TROPSCH TIPE SLURRY BED UNTUK PRODUKSI HIDROKARBON DARI SYNGAS HASIL GASIFIKASI BIOMASSA MOHAMAD HAFIZ

PERANCANGAN SISTEM REAKTOR FISCHER TROPSCH TIPE SLURRY BED UNTUK PRODUKSI HIDROKARBON DARI SYNGAS HASIL GASIFIKASI BIOMASSA

MOHAMAD HAFIZ

DEPARTEMEN TEKNIK MESIN DAN BIOSISTEM FAKULTAS TEKNOLOGI PERTANIAN INSTITUT PERTANIAN BOGOR BOGOR 2015

PERNYATAAN MENGENAI SKRIPSI DAN SUMBER INFORMASI SERTA PELIMPAHAN HAK CIPTA Dengan ini saya menyatakan bahwa skripsi berjudul Perancangan Sistem Reaktor Fischer Tropsch Tipe Slurry Bed Untuk Produksi Hidrokarbon Dari Syngas Hasil Gasifikasi Biomassa adalah benar karya saya dengan arahan dari pembimbing dan belum diajukan dalam bentuk apa pun kepada perguruan tinggi mana pun. Sumber informasi yang berasal atau dikutip dari karya yang diterbitkan maupun tidak diterbitkan dari penulis lain telah disebutkan dalam teks dan dicantumkan dalam Daftar Pustaka di bagian akhir skripsi ini. Dengan ini saya melimpahkan hak cipta dari karya tulis saya kepada Institut Pertanian Bogor. Bogor, Februari 2015 Mohamad Hafiz NIM F14100084

ABSTRAK MOHAMAD HAFIZ. Perancangan Sistem Reaktor Fischer Tropsch Tipe Slurry Bed untuk Produksi Hidrokarbon dari Syngas Hasil Gasifikasi Biomassa. Dibimbing oleh LEOPOLD OSCAR NELWAN. Syngas hasil gasifikasi dapat diubah menjadi senyawa hidrokarbon dengan proses Fischer Tropsch (FT). Tujuan dari penelitian ini adalah merancang reaktor Water Gas Shift (WGS), reaktor FT dan hydrocyclone dari syngas hasil gasifikasi dengan bantuan simulasi Aspen Plus 23.0. Simulasi digunakan untuk tiga proses reaksi WGS, reaksi FT, dan hydrocyclone. Rasio H2 : CO dari hasil gasifikasi sebesar 1 : 2.6 diubah dengan reaksi WGS menjadi 2.1 : 1 dengan model reaktor plug flow, berdiameter 10 cm dan panjang 68.8 cm. Reaksi FT mengubah syngas menjadi hidrokarkon dengan model stokiometri sesuai sebaran Anderson Schulz Flory (ASF); dari 240 m3 syngas diperoleh hidrokarbon sebanyak 4.09 kg jam-1 metana, 0.628 kg jam-1 LPG, 1.635 kg jam-1 gasoline, 0.842 kg jam-1 kerosen, 1.449 kg jam-1 diesel, dan 2.961 kg jam-1 C20+, dengan diameter reaktor 12 cm dan tinggi 1.07 m. Hydrocylone didesain untuk memisahkan wax dan katalis, diperoleh efisiensi pemisahan dari simulasi 98.46%. Panas yang dihasilkan dari setiap proses menurun, dari 395.43 kW (sekam), 300 kW (syngas), dan 153.05 kW (hidrokarbon). Kata kunci: dimensi reaktor, energi, hidrokarbon, simulasi Aspen Plus 23.0

ABSTRACT MOHAMAD HAFIZ. Design of Fischer Tropsch Reactor System Type Slurry Bed to Produce Hydrocarbon from Syngas Gasifier. Supervised by LEOPOLD OSCAR NELWAN Syngas from gasifier could be converted to hydrocarbon component with Fischer Tropsch (FT) process. The objectives of this research were to design Water Gas Shift (WGS) reactor, FT reactor, and hydrocyclone from syngas gasifier assisted by Aspen Plus 23.0 simulation. Simulation used to three processes, WGS reaction, FT reaction, and hydrocyclone. Ratio of H2 : CO from syngas gasifier were 1 : 2.6 converted by WGS reaction to ratio of 2.1 : 1 by plug flow reactor model, with diameter and length of reactor 10 cm and 68.8 cm. FT reaction converts syngas to hydrocarbon by stokiometri model based on Anderson Schulz Flory (ASF) distribution; from 240 m3 syngas produced 4.09 kg hour-1 methane, 0.628 kg hour-1 LPG, 1.635 kg jam-1 gasoline, 0.842 kg hour-1 kerosene, 1.449 kg hour-1 diesel, dan 2.961 kg hour-1 C20+, with diameter and height of reactor 12 cm and 1.07 m. Hydrocyclone was designed to separate wax and catalyst with separation eficiency were obtained from simulation 98.46%. Produced heat from every process decreased, begin from 395.43 kW (rice husk), 300 kW (syngas), dan 153.05 kW (hydrocarbon). Keywords: Aspen Plus 23.0, energy, hydrocarbon, reactor dimention

PERANCANGAN SISTEM REAKTOR FISCHER TROPSCH TIPE SLURRY BED UNTUK PRODUKSI HIDROKARBON DARI SYNGAS HASIL GASIFIKASI BIOMASSA

MOHAMAD HAFIZ Skripsi Sebagai salah satu syarat untuk memperoleh gelar Sarjana Teknik pada Departemen Teknik Mesin dan Biosistem

DEPARTEMEN TEKNIK MESIN DAN BIOSISTEM FAKULTAS TEKNOLOGI PERTANIAN INSTITUT PERTANIAN BOGOR BOGOR 2015

Judul Skripsi : Perancangan Sistem Reaktor Fischer Tropsch Tipe Slurry Bed untuk Produksi Hidrokarbon dari Syngas Hasil Gasifikasi Biomassa Nama : Mohamad Hafiz NIM : F14100084

Disetujui oleh

Dr Leopold Oscar Nelwan, STP, MSi Pembimbing

Diketahui oleh

Dr Ir Desrial, MEng Ketua Departemen

Tanggal Lulus:

PRAKATA Puji dan syukur penulis panjatkan kepada Allah subhanahu wa ta’ala atas segala karunia-Nya sehingga skripsi ini berhasil diselesaikan. Tema yang dipilih dalam penelitian yang dilaksanakan sejak bulan April 2014 ini ialah reaksi fischer tropsch, dengan judul Perancangan Sistem Reaktor Fischer Tropsch Tipe Slurry Bed untuk Produksi Hidrokarbon dari Syngas Hasil Gasifikasi Biomassa. Terima kasih penulis ucapkan kepada bapak Dr. Leopold Oscar Nelwan, STP, Msi selaku dosen Pembimbing Akademik yang senantiasa memberikan bimbingan dan arahan kepada penulis. Di samping itu, penghargaan penulis sampaikan kepada ayah, ibu, serta keluarga, atas segala doa dan kasih sayang yang telah diberikan. Ucapan terimakasih juga disampaikan kepada Indah Lestari sebagai teman satu bimbingan, teman – teman seperjuangan Teknik Mesin dan Biosistem angkatan 47(Antares) dan kakak – kakak kelas yang membantu penulis hingga dapat menyelesaikan skripsi ini. Semoga karya ilmiah ini bermanfaat

Bogor, Februari 2014 Mohamad Hafiz

DAFTAR ISI DAFTAR TABEL DAFTAR GAMBAR DAFTAR LAMPIRAN DAFTAR SIMBOL PENDAHULUAN

iix iix ix ix 1

Latar Belakang

1

Tujuan Penelitian

2

TINJAUAN PUSTAKA

2

Proses Pembuatan Synthesis Gas

2

Reaksi Water Gas Shift

3

Reaksi Fischer Tropsch

3

Katalis Fischer Tropsch

5

Reaktor Fischer Tropsch

5

Hydrocyclone Pemisah Wax dan Katalis

8

Aplikasi Simulasi Aspen Plus 23.0

8

Penentuan Neraca Energi

9

METODE PENELITIAN

10

Waktu dan Tempat Penelitian

10

Alat dan Bahan

10

Metode

11

HASIL DAN PEMBAHASAN

22

Simulasi Reaksi WGS

22

Simulasi Reaksi FT

25

Desain Reaktor WGS

27

Desain Reaktor FT

29

Desain Hydrocyclone

32

Neraca Energi Pada Sistem Reaksi FT

34

SIMPULAN

34

SARAN

35

DAFTAR PUSTAKA

35

LAMPIRAN RIWAYAT HIDUP

38 59

DAFTAR TABEL 1 Kinetika, kondisi operasi, dan karakteristik katalis reaksi WGS 2 Logam yang memungkinkan untuk katalis reaksi FT (Van dan Claeys 2008) 3 Kondisi pengoperasian reaktor FT (Logdberg 2007) 4 Perbedaan antara fixed bed reactor, fluidized bed reactor, dan slurry reactor (Hamelinck et al. 2003) 5 Kinetika, kondisi operasi, dan karakteristik katalis reaksi FT 6 Komposisi senyawa syngas (Abdul et al. 2010) 7 Parameter yang digunakan untuk laju reaksi WGS dengan katalis CuO/ZnO/Al2O3 (Mendes et al. 2010) 8 Rekomendasi bahan untuk temperatur operasi yang berbeda (Moss 2004) 9 Input metode LHHW reaksi WGS untuk reaktor kinetik pada Aspen Plus 23.0 10 Reaksi WGS dengan reaktor gibbs 11 Reaksi WGS dengan reaktor CSTR 12 Reaksi WGS dengan reaktor plug flow 13 Hasil reaksi FT dengan reaktor gibbs dan stokiometri 14 Perhitungan data kinetik dan laju reaksi 15 Perhitungan laju konsumsi gas CO 16 Perhitungan katalis CuO/ZnO/Al2O3 17 Prediksi kecepatan alir syngas dari diameter reaktor 18 Perhitungan volume dan tinggi reaktor 19 Perhitungan data kinetik dan laju reaksi 20 Perhitungan laju konsumsi gas H2 21 Perhitungan katalis Co/MgO/SiO2, wax, dan slurry 22 Perhitungan kecepatan alir syngas dan gas holdup 23 Perhitungan koil pendingin 24 Perhitungan aliran laminer atau turbulen dalam pipa 25 Perhitungan volume dan tinggi reaktor 26 Perhitungan nilai koreksi 27 Dimensi hydrocyclone 28 Efisiensi pemisahan katalis hydrocyclone 29 Hubungan proses dan jumlah energi yang dihasilkan

3 5 6 7 7 12 14 17 23 24 24 24 27 28 28 28 28 29 30 30 30 31 31 32 32 33 33 34 34

DAFTAR GAMBAR 1

Proses Gas to Liquid (GTL), Coal to Liquid (CTL), dan Biomass to Liquid (BTL) (Tiefeng 2007) 2 Distribusi produk reaksi FT berdasarkan persamaan Anderson Schulz Flory (ASF). –◊– C1, –□– C2 – C4, –∆– C5 – C10, –х– C11 – C13, –ж– C14 – C19, –○– C20+. (Dry 1990) 3 Skema reaktor FT komersial (Spath dan Dayton 2003) 4 Skema hydrocyclone (Laurent 2012)

2

4 6 8

5 6 7 8 9 10 11 12 13 14 15 16

Tahap – tahap perancangan Tahapan simulasi reaksi WGS Tahapan simulasi reaksi FT Kepala reaktor tipe torispherical berdasarkan DIN 28011 Penentuan d50aplikasi dari pemisahan partikel yang diinginkan (Zenker 1977) Langkah – langkah perhitungan reaktor WGS Langkah – langkah perhitungan reaktor FT Langkah – langkah perhitungan tebal reaktor WGS dan reaktor FT Langkah – langkah perhitungan dimensi hydrocyclone Flowsheet reaksi WGS pada aplikasi Aspen Plus 23.0 Flowsheet reaksi FT pada aplikasi Aspen Plus 23.0 Pengaruh volume reaktor terhadap reaksi H2O yang terjadi

10 11 12 18 19 20 20 21 22 23 26 29

DAFTAR LAMPIRAN 1 Distribusi fraksi massa produk reaksi FT berdasarkan persamaan ASF 2 3 4 5 6 7 8 9 10 11 12 13 14

Data hasil simulasi reaksi WGS Data hasil simulasi reaksi FT Data kondisi simulasi reaksi FT Perhitungan tebal reaktor dan dimensi kepala reaktor WGS Perhitungan tebal reaktor dan dimensi kepala reaktor FT Perhitungan laju energi komponen hidrokarbon berdasarkan pembakaran lengkap Gambar reaktor WGS Gambar reaktor FT Gambar pipa pendingin reaktor FT Gambar hydrocyclone Tampak atas assembly keseluruhan unit proses Tampak depan assembly keseluruhan unit proses Tampak samping assembly keseluruhan unit proses

DAFTAR SIMBOL A Akoilluar ArFT ArWGS C

Cp

Faktor pre-exponential (m3 mkat-3 s-1) Luas area yang dipanaskan dari pipa pendingin (m2) Luas alas reaktor FT (m2) Luas alas reaktor WGS (m2) Konstanta untuk cairan tidak kental (0.023) Konsentrasi CO Konsentrasi CO2 Konsentrasi H2 Konsentrasi H2O Panas spesifik air pendingin (J kg-1 K-1)

38 41 42 47 49 50 51 52 53 54 55 56 57 58

CR dkatalis dHv dTw De Do Dp Dw DH Ea hc hf hi hid ho hod H HreaktorFT HreaktorWGS Hsebenarnya k0 kf Kp KR kw Lkoil mwax Mair MCO MH2 Nu P Pr Q R Re SF T tcir tlong tkepala ut Uo

Radius mahkota (m) Diameter katalis (mm) Nilai evaporasi air (2.161 x 106 J kg-1) Perbedaan temperatur antara masukan dan keluaran koil pendingin (K) Diameter pipa pendingin sebanding dengan Dp (m) Diameter luar pipa pendingin (m) Diameter dalam pipa pendingin (m) Tebal koil pendingin (m) Panjang lengkungan kepala reaktor (m) Energi aktivasi entalpi pembentukan hidrokarbon pada kondisi standar, temperatur 25 °C dan tekanan 100 kPa entalpi pembentukan gas pada kondisi standar, temperatur 25 °C dan tekanan 100 kPa Koefisien pindah panas antara fluida dan padatan di dalam pipa (W m-2 K-1) Koefisien dirt inside, air perkotaan (4 000 W m-2 K-1) Koefisien pindah panas antara fluida dan padatan di luar pipa (W m-2 K-1) Koefisien pindah panas , hidrokarbon berat (2 000 W m-2 K-1) Entalpi (kJ mol-1) Tinggi reaktor FT (m) Tinggi reaktor WGS (m) Tinggi reaktor setelah ditambah toleransi bubble (m) Laju konstanta untuk laju reaksi tertentu Konduktivitas panas fluida (W m-1 K-1) Konstanta equilibrium Radius knuckle (m) Konduktivitas panas dinding bahan tube (W m-1 K-1) Panjang koil pendingin Massa katalis (kg) Berat molar air (kg mol-1) Berat molar CO (kg mol-1) Berat molar H2 (kg mol-1) Nilai Nusselt Tekanan reaksi Nilai Prandtl Panas yang harus dikeluarkan (kW) Konstanta Gas universal (8.3145 J mol-1 K-1) Nilai Reynolds Tinggi lurus dari lengkungan (m) Temperatur reaksi Tebal reaktor terhadap tegangan circumferential (mm) Tebal reaktor terhadap tegangan longitudinal (mm) Tebal kepala reaktor (mm) Kecepatan fluida didalam pipa (m s-1) Koefisien keseluruhan dari seluruh bagian luar pipa (W m-2 K-1)

VkatalisFT VkatalisWGS Vkoilpendingin Vpore VreaktorFT VreaktorWGS Vslurry Vtotalkoil Vwax Vwaxslurry wn

Volume katalis pada reaktor FT (m3) Volume katalis pada reaktor WGS (m3) Volume koil pendingin (m3) Volume porositas katalis (m3) Volume reaktor FT (m3) Volume reaktor WGS (m3) Volume slurry (m3) Volume total reaktor ditambah koil pendingin (m3) Volume wax (m3) Volume wax bebas (m3) Fraksi massa hidrokarbon yang memiliki n buah atom C

Greek Letters α ɛG n π ρkatalis ρwax ρair μ

Probabilitas pertumbuhan rantai, bergantung pada jenis katalis yang digunakan rata – rata perbedaan temperatur (K) Gas holdup Jumlah atom C dalam rantai hidrokarbon Phi (3.141) Densitas katalis (kg m-3) Densitas wax (kg m-3) Densitas air pada (995 kg m-3) Viskositas fluida pada dinding (N s m-2)

1

PENDAHULUAN Latar Belakang Jumlah kendaraan yang menggunakan Bahan Bakar Minyak (BBM) di Indonesia dari tahun ke tahun semakin meningkat. Jika ditahun 2000 keperluan BBM untuk transportasi sekitar 20 000 kiloliter, ditahun 2009 hampir meningkat dua kalinya yaitu sekitar 37 000 kiloliter (Habiburrohman 2012). Dengan semakin besarnya konsumsi BBM maka diperlukan produksi minyak yang lebih besar. Namun, kenyataannya produksi minyak dalam negeri terus mengalami penurunan dan mengharuskan Indonesia mengimpor sekitar 126.8 juta barel minyak per tahunnya (Menristek 2006). Dengan pola konsumsi seperti ini, diperkirakan cadangan minyak bumi akan habis dalam kurun waktu sekitar 12 tahun jika tidak diusahakan suatu alternatif lain (PTE 2007). Salah satu alternatif lain yang diusahakan adalah dengan memproduksi hidrokarbon cair dari synthesis gas, atau disebut juga syngas. Syngas adalah senyawa hidrogen dan karbon monoksida yang dihasilkan dari hasil gasifikasi batubara dan biomassa atau hasil steam reforming dari gas alam. Proses yang ada saat ini dan sudah cukup banyak digunakan ialah proses Fischer Tropsch (FT). Teknologi sintesis FT memungkinkan pengolahan gas menjadi hidrokarbon yang setara dengan bahan bakar fosil. Proses ini sudah diterapkan di beberapa negara seperti Afrika (Sasol), Malaysia (Shell), Jerman (Chorent), China (Shenshua Erdos Coal To Liquid), Qatar (Sasol Chevron), dan India (Donyi Polo). (Laurent 2012) Bahan baku utama dalam reaksi FT adalah syngas yang terdiri dari gas H2 dan CO dengan rasio 2.1 : 1. Tahap pertama pembuatan syngas mencakup konversi dari bahan baku menjadi syngas dengan proses gasifikasi (untuk biomassa dan batubara) dan proses steam reforming (untuk gas alam). Tahap kedua, rasio H2 dan CO pada syngas hasil gasifikasi dikonversi dari 1 : 2.6 (Abdul et al. 2010) menjadi 2.1 : 1 didalam reaktor Water Gas Shift (WGS). Tahap terakhir, syngas dimasukkan kedalam reaktor FT dengan bantuan katalis sehingga syngas berubah menjadi hidrokarbon cair sintetis. Sampai saat ini ada tiga tipe reaktor yang dikembangkan di dunia yaitu tipe fixed bed reactor, fluidized bed reactor, dan slurry reactor. Tipe reaktor yang paling banyak digunakan secara komersial ialah slurry reactor karena selektivitas produk dan kapasitas maksimumnya yang lebih besar dibandingkan kedua tipe lainnya (Hamelinck 2003), dengan penambahan unit pemisah katalis yaitu hydrocyclone. Dalam perancangan pembuatan hidrokarbon membutuhkan biaya pembuatan reaktor dan bahan baku yang tinggi, sehingga untuk mengefisiensikan biaya pembuatan dan percobaan, dilakukan simulasi untuk proses reaksi dan perancangan alat. Simulasi dilakukan untuk mengefisienkan biaya dan waktu percobaan tanpa melakukan manufaktur terlebih dahulu.

2

Tujuan Penelitian Tujuan dari penelitian adalah 1 Melakukan simulasi desain proses dengan bantuan aplikasi Aspen Plus 23.0 untuk mendapatkan model reaktor yang cocok dengan metode perhitungan reaksi kinetik dan non kinetik untuk reaktor WGS dan reaktor FT tipe Slurry Bubble Column Reactor (SBCR), dengan hasil berupa laju alir massa/mol zat keluaran hasil reaksi, temperatur dan tekanan operasi reaktor. 2 Menentukan dimensi reaktor WGS dan FT berdasarkan hasil simulasi desain proses. 3 Menentukan dimensi hydrocyclone dan menguji efisiensi pemisahannya dengan bantuan aplikasi Aspen Plus 23.0.

TINJAUAN PUSTAKA Proses Pembuatan Synthesis Gas Sejauh ini bahan baku untuk membuat synthesis gas (syngas) ada tiga, yaitu natural gas, batubara, dan biomassa. Proses pembuatannya dapat dilihat pada Gambar 1. Untuk kasus biomassa, syngas dihasilkan dari proses gasifikasi yang memiliki produk utama gas H2, CO, CO2, dan CH4 apabila menggunakan oksigen murni (O2), dan produk utama lain seperti N2 apabila menggunakan udara bebas untuk proses pembakaran. Proses syngas purification untuk membuang senyawa sulfur, kemudian syngas masuk kedalam sintesis FT untuk menghasilkan produk hidrokarbon dengan rentang nilai C yang masih bervariasi.

Gambar 1 Proses Gas to Liquid (GTL), Coal to Liquid (CTL), dan Biomass to Liquid (BTL) (Tiefeng 2007)

3

Menurut Abdul et al. (2010) biomassa yang digunakan untuk gasifikasi ada berbagai macam, salah satunya adalah sekam. Gasifikasi dengan bahan baku ini sudah banyak dikembangkan salah satunya oleh Universitas Kasetsart dan DEDE dengan reaktor three stage downdraft gasifier kapasitas 80 kW. Reaksi Water Gas Shift Reaksi WGS merupakan proses inti industri bahan kimia organik seperti methanol, ammonia, dan hidrokarbon cair melalui proses FT (Ladebeck dan Wang 2003), dan diaplikasikan pula dalam proses pembuatan fuelcell (Mendes et al. 2010). Pada umumnya katalis yang digunakan pada reaksi WGS adalah besi (Prec. Fe/Cu/K) untuk temperatur tinggi 400 oC – 500 oC (Bayron et al. 2010) dan katalis tembaga (CuO/ZnO/Al2O3) untuk temperatur rendah 180 oC – 250 oC dan sedang 230 oC – 350 oC (Yue et al. 2000). Adapun reaksi yang terjadi pada WGS. CO + H2O  CO2 + H2

∆H298K = -41.09 kJ mol-1

Penelitian mengenai reaksi WGS sudah banyak dilakukan sehingga permodelan kinetik dari reaksi tersebut mudah ditemukan, perbandingan kondisi operasi dengan dua katalis berbeda dapat dilihat pada Tabel 1 dengan densitas dan diameter katalis yang berbeda. Tabel 1 Kinetika, kondisi operasi, dan karakteristik katalis reaksi WGS Sumber Yaidelina Zimmermanb a

Katalis CuO/ZnO/ Al2O3 Prec. Fe/Cu/K

Kondisi Operasi P T (˚C) (MPa)

KWGS ko

ρkatalis Ea (kg m-3) (kJ mol-1)

180 – 250

0.12

1.188

36.658

2 100

235 – 265

1.5 – 3

5.84 x 1011

137

4 469

sumber (Yaidelin 2010).; bsumber (Zimmerman dan Bukur 1985)

Jenis katalis yang digunakan adalah campuran logam dengan senyawa lainnya yang berfungsi untuk mempercepat reaksi terjadi, keberadaan katalis juga mempengaruhi kondisi operasi reaktor yang dipakai dan volume reaktor yang akan didesain. Reaksi Fischer Tropsch Reaksi FT ialah reaksi antara H2 dan CO dengan bantuan katalis padat untuk memproduksi hidrokarbon berantai panjang. Jenis katalis, jenis reaktor, rasio H2 : CO dan kondisi operasi merupakan faktor yang menentukan jenis produk yang dihasilkan. Pertumbuhan rantai hidrokarbon pada reaksi FT dapat menghasilkan produk yang berada pada rentang: gas metana (C1), liquefied petroleum gas (C2 – C4), gasoline (C5 – C10), kerosen (C11 – C13), diesel (C14 – C19), dan wax (C20+) (Kroschwitz dan Howe 1996).

4

Menurut Laurent (2012) reaksi FT adalah kombinasi dari reaksi oligomerasi yang dapat disimpulkan sebagai berikut: 1 Sintesis n-parafin: ( ) 2 Sintesis 1-olefin: 3 Sintesis 1-alkohol: ( 4 Sintesis asam karboksilat: ( ( ))

) (

)

Produk utama dari reaksi FT adalah parafin dengan produk samping berupa olefin, alkohol, dan asam karboksilat (Bo-Tao et al. 2006). Reaksi yang terjadi secara exotermik (∆H = -165 kJ mol-1 pada 298 K)(Gerard et al. 1999). Hubungan antara perolehan hidrokarbon dengan probabilitas pertumbuhan rantai digambarkan melalui persamaan distribusi rantai karbon sebagai berikut (Maretto dan Krishna 1999): wn

= nαn-1 (1 – α)2

(1)

Persamaan 1 menunjukan fraksi massa rantai karbon yang dinyatakan oleh wn dan (1 – α) menunjukan kemungkinan terminasi rantai senyawa hidrokarbon. Distribusi produk FT berdasarkan Persamaan 1 diberikan pada Gambar 2.

Gambar 2 Distribusi produk reaksi FT berdasarkan persamaan Anderson Schulz Flory (ASF). –◊– C1, –□– C2 – C4, –∆– C5 – C10, –х– C11 – C13, –ж– C14 – C19, –○– C20+. (Dry 1990) Probabilitas pertumbuhan rantai produk FT sangat dipengaruhi oleh faktor katalis (logam, penyangga, penyiapan, pengkondisian awal, dan umur katalis) dan faktor non katalis (rasio H2 : CO di dalam umpan, kondisi dan jenis reaktor). Untuk faktor katalis, katalis yang umum dipakai adalah besi (Fe) dan kobalt (Co) dimana probabilitas pertumbuhan rantai hidrokarbon (α) logam Fe berdasarkan

5

distribusi ASF adalah 0.67 – 0.71, sedangkan logam Co antara 0.70 – 0.95. Untuk faktor non katalis, tekanan operasi reaktor yang tinggi pada temperatur rendah akan menghasilkan rantai yang lebih panjang, rantai tidak bercabang, dan senyawa olefin yang terbentuk sedikit. Katalis Fischer Tropsch Secara umum ada empat logam katalis yang dapat dipakai untuk reaksi FT seperti pada Tabel 2 yaitu besi (Fe), kobalt (Co), Nikel (Ni) dan Rutenium (Ru). Ru merupakan logam katalis yang paling aktif, hanya saja karena langka dan harganya yang mahal maka tidak digunakan untuk kebutuhan komersial. Ni juga baik sebagai katalis karena selektivitasnya terhadap gas metana yang yang tinggi tetapi selektivitas rantai panjang sangat kecil, oleh karena itu hanya logam Fe dan Co saja yang digunakan sebagai katalis FT untuk kebutuhan komersial. (Dry 2003) Tabel 2 Logam yang memungkinkan untuk katalis reaksi FT (Van dan Claeys 2008) Jenis Logam Massa molar (g mol-1) Harga ecerana Permukaan aktifb

Besi (Fe)

Kobalt (Co)

Nikel (Ni)

Rutenium (Ru)

55.84

58.93

58.69

101.07

1

235

140

76

1

250

150

138

a

Perbandingan harga eceran logam terhadap besi pada tahun 2007.; b Perbandingan permukaan aktif atom logam yang dapat bereaksi dengan syngas selama digunakan terhadap permukaan besi

Logam Fe memproduksi lebih banyak olefin karena permukaan aktif logam yang kecil dan dapat bereaksi dengan air (Dry 2003) sedangkan permukaan aktif logam Co 250 kali yang lebih tinggi dari pada Fe sehingga lebih banyak memproduksi parafin. Reaktor Fischer Tropsch Dari segi kondisi operasi dan jenis katalis yang digunakan, reaktor FT dapat dibedakan menjadi dua jenis yaitu High Temperature Fischer Tropsch (HTFT) dan Low Temperature Fischer Tropsch (LTFT). Perbedaan kedua jenis reaktor tersebut disampaikan dalam Tabel 3. Terdapat tiga jenis reaktor FT yaitu: reaktor fixed bed, reaktor fluidized bed, dan reaktor slurry. Kelebihan masing-masing reaktor sangat spesifik terhadap jenis bahan baku yang digunakan, namun dari segi sensitivitas terhadap inert, reaktor slurry lebih menguntungkan. Reaktor HTFT pada umumnya menggunakan tipe reaktor circulating fluidized bed dan fixed fluidized bed. Untuk reaktor LTFT menggunakan tipe reaktor slurry bubble column dan multitubular fixed bed.

6

Tabel 3 Kondisi pengoperasian reaktor FT (Logdberg 2007)

Temperatur Katalis Produk Produk samping Produksi diesel

Tekanan

HTFT (High Temperature Fischer Tropsch) 300 – 350 °C Fe Bensin dan olefin Oksigenat dalam jumlah besar Produksi diesel dapat dilakukan melalui olimerisasi olefin 20 – 45 bar

LTFT (Low Temperature Fischer Tropsch) 200 – 240 °C Fe atau Co Parafin Selektivitas terhadap produk wax tinggi Produksi diesel dilakukan menggunakan proses hydrocracking wax 20 – 45 bar

Reaktor komersial pertama ialah reaktor ARGE multitubular seperti pada Gambar 3, berisi 2000 pipa berdiameter 0.05 m, panjang 12 m berisi katalis besi dan dikelilingi air untuk operasi LTFT (Laurent 2012). Setelah itu dikembangkan beberapa jenis reaktor lain, circulating fluidized bed dan fixed fluidized bed untuk menghasilkan hidrokarbon dengan rantai karbon pendek dan reaktor slurry menghasilkan hidrokarbon dengan rantai karbon panjang.

Gambar 3 Skema reaktor FT komersial (Spath dan Dayton 2003) Perbedaan utama diantara ketiga reaktor tersebut dapat dilihat pada Tabel 4. Kekurangan utama pada reaktor slurry adalah perlunya penambahan unit pemisahan wax dan katalis, pemisahan dilakukan dengan menggunakan hydrocyclone untuk memisahkan wax dan katalis.

7

Tabel 4 Perbedaan antara fixed bed reactor, fluidized bed reactor, dan slurry reactor (Hamelinck et al. 2003) Fixed bed reactor Konstruksi Perpindahan panas

Pemisahan padatan Kapasitas maksimum Distribusi reaktan

Loading / unloading katalis Scale up

Kompleks Konversi terbatas dan dibutuhkan ukuran partikel yang besar untuk mencapai profil temperatur yang merata Tidak diperlukan – Sulit

Sulit, reaktor harus dalam keadaan mati Relatif langsung dengan melipat gandakan jumlah tube

Fluidized bed reactor – Perpindahan panas akibat kondisi isotermal

Penyaringan dapat dibutuhkan – Otomatis terjadi pencampuran secara lateral On-line

Lebih kompleks dan mahal, perlu dilakukan scale up secara empiris melalui tahap demonstrasi

Slurry reactor Sederhana Perpindahan panas sangat baik akibat kondisi isotermal

Penyaringan dibutuhkan 2.5 – 6 kali lebih besar dari fix bed Otomatis terjadi pencampuran secara lateral On-line

Kompleks, namun scale up secara rasional masih memungkinkan

(–) : Tidak dibutuhkan atau tidak terjadi apapun.

Beberapa penelitian mengenai reaksi FT dengan kondisi operasi dan katalis tertentu telah dilakukan dan menghasilkan nilai kinetik untuk reaksi FT secara umum seperti pada Tabel 5. Tabel 5 Kinetika, kondisi operasi, dan karakteristik katalis reaksi FT Kondisi Operasi Sumber Breijera Ledakowiczb a

Katalis Co/MgO /SiO2 Reduced Prec. Fe/K

kFT k0 (m3 Ea -3 mcat (kJ s-1) mol-1)

ρkatalis (kg m-3)

dkatalis (mm)

5.202

118.1

850

±0.05

108

5 389

<50

T (˚C)

P (MPa)

H2 : CO

220 – 250

3– 3.5

2– 2.2

220 – 260

1.0

0.5 – 513.9 0.6

sumber (Breijer et al. 2004).; bsumber (Ledakowicz et al. 1985)

8

Hydrocyclone Pemisah Wax dan Katalis Teknologi yang digunakan untuk pemisahan katalis dan hidrokarbon ada beberapa, diantaranya: hydrocyclone, filtrat, dan magnet. Hydrocyclone digunakan untuk memisahkan campuran padat – cair dengan prinsip sedimentasi secara sentrifugal.

Gambar 4 Skema hydrocyclone (Laurent 2012) Keuntungan hydrocyclone adalah kapasitas yang besar dibandingkan dengan ukurannya, rentang kapasitas yang luas, kebutuhan luas penempatan yang kecil, dan biaya investasi yang murah. Kekurangannya adalah tidak fleksibel (pemisahan ukuran partikel hanya didapat dari ukuran hydrocyclone), kinerja yang terbatas, dan biaya operasi yang tinggi. Bentuk hydrocyclone mirip dengan cyclone pada umumnya, yang berbeda hanya fungsi dan metode pemilihan ukurannya saja. Bentuk hydrocyclone dapat dilihat pada Gambar 4. Hydrocyclone cocok digunakan untuk memisahkan partikel padatan diatas diameter 5 μm, untuk partikel dibawah 0.5 μm dapat dipisahkan saat terjadi pengendapan (Gavin dan Ray 2013). Aplikasi Simulasi Aspen Plus 23.0 Aspen Plus 23.0 adalah software untuk mensimulasikan proses reaksi kimia dan kondisi operasi pada suatu sistem. Aplikasi ini merupakan salah satu produk dari Aspen Plus®. Penggunaan Aspen Plus 23.0 sangat membantu dalam mensimulasikan proses reaksi yang terjadi pada reaktor dengan menghasilkan data keluaran seperti kondisi gas, enthalpi, fraksi gas, dsb dari hasil masukan hidrokarbon yang didapat dari proses FT. Komponen yang disediakan dalam aplikasi ini cukup lengkap dari senyawa gas, cairan, dan padatan dapat disimulasikan. Aplikasi ini juga digunakan untuk menentukan kesetimbangan massa yang terjadi dalam reaksi dan nilai kondisi dari setiap proses. Pada aplikasi Aspen Plus 23.0 terdapat unit operasi yang dapat digunakan berdasarkan metode perhitungan reaksi kinetik dan non kinetik, metode

9

perhitungan reaksi kinetik menggunakan reaktor batch, reaktor Continuous Stirred Tank Reactor (CSTR), dan reaktor plug flow. Metode perhitungan reaksi non kinetik menggunakan reaktor stokiometri, reaktor yield, reaktor equilibrium dan reaktor gibbs. Di dalam Aspen Plus 23.0 terdapat beberapa unit operasi lain dengan fungsi yang berbeda seperti alat penukar panas, kompresor, pencampur (mixer), separator, hydrocyclone, dan unit operasi lainnya. Reaktor kinetik dan non kinetik membutuhkan input temperatur dan tekanan reaktor untuk reaksi yang disimulasikan. Secara khusus, input reaktor CSTR berupa residence time dari reaksi yang terjadi, dan volume reaktor hasil rancangan. Input reaktor plug flow berupa panas yang terjadi didalam reaktor baik mendapatkan panas atau mengeluarkan panas, penurunan tekanan dalam reaktor, dan dimensi reaktor (diameter dan panjang) hasil rancangan. Pada reaktor kinetik jumlah katalis hasil desain dapat dijadikan input reaktor. Input reaktor gibbs berupa komponen yang bereaksi dan komponen tidak bereaksi (inert) dari seluruh komponen. Input reaktor stokiometri berupa reaksi yang terjadi didalam reaktor dan prediksi jumlah produk yang terjadi. Penentuan Neraca Energi Neraca energi untuk proses kimia disebut sistem non alir (non flow system). Sistem ini dianggap terjadi di dalam alat-alat proses seperti reaktor, alat penukar panas (heat exchanger), dan alat-alat transfer massa lainnya. Pada sistem ini nilai Energi Potensial (EP) dan Energi Kinetik (EK) lebih kecil daripada Panas (Q) dan kerja (W), sehingga EP dan EK dapat diabaikan sehingga neraca energinya seperti pada Persamaan 2: H2 – H1 = Q – W

(2)

Untuk proses – proses dalam tangki tidak ada kerja (W = 0), sehingga persamaan sederhananya seperti Persamaan 3: H2 – H1 = Q = ∆H

(3)

Dimana nilai H1 adalah entalpi masukan dan H2 adalah entalpi keluaran. Hasil reaksi FT dapat dihitung kesetimbangannya berdasarkan kesetimbangan reaksi antara hidrokarbon dan oksigen, dengan mengetahui nilai enthalpi dari senyawa yang diketahui seperti oksigen (O2), karbon dioksida (CO2), dan uap air (H2O), dan senyawa – senyawa hidrokarbon pada kondisi standar, temperatur 25 °C dan tekanan 100 kPa (Borgnakke dan Sonntag 2009). Berikut reaksi senyawa hidrokarbon dan oksigen berdasarkan jenis hidrokarbonnya: 1 Reaksi n-parafin dan oksigen: ( [( ) ]) ( ) 2 Reaksi 1-olefin dan oksigen: ) ]) ( [( ( ) ( ) 3 Reaksi 1-alkohol dan oksigen: ( [( ) ]) ( ) ( ) 4 Reaksi asam karboksilat dan oksigen: ( [( ) ]) ( ) ( )

10

Jumlah entalpi O2 pada reaksi bernilai nol karena sudah setimbang, sehingga hanya nilai entalpi dari CO2 dan H2O yang dikalikan dengan jumlah atomnya saja yang digunakan untuk mencari nilai entalpi dari senyawa hidrokarbon tersebut.

METODE PENELITIAN Waktu dan Tempat Penelitian Penelitian dilaksanakan selama empat bulan dari bulan April – Juli 2014. Tempat pelaksanaan penelitian ini adalah kampus IPB. Skema penelitian dapat dilihat pada Gambar 5.

Gambar 5 Tahap – tahap perancangan Alat dan Bahan Bahan yang digunakan untuk simulasi reaktor WGS dan FT adalah data fraksi mol, temperatur, dan tekanan dari hasil gasifikasi, serta data nilai kinetik dari reaksi yang terjadi. Alat yang digunakan ialah laptop Intel Core I3-2350M,

11

2.3Ghz RAM 6GB yang dilengkapi software Aspen Plus 23.0 dan AutoCAD 2010. Metode Simulasi Aspen Plus 23.0 Simulasi Aspen Plus 23.0 digunakan untuk memodelkan reaksi kimia yang terjadi dam menentukan model yang tepat untuk simulasi yang terjadi. 1. Reaksi WGS Karena syngas hasil gasifikasi memiliki rasio H2 : CO lebih kecil dari 2.1 : 1 atau sekitar 1 : 2.6 (Abdul et al. 2010) maka dibutuhkan reaksi WGS untuk meningkatkan kandungan gas H2. Tahapan simulasi untuk pemilihan model reaksi WGS seperti pada Gambar 6.

Gambar 6 Tahapan simulasi reaksi WGS Data syngas yang digunakan didapat dari Abdul et al. (2010) dengan komposisi seperti pada Tabel 6, temperatur gas sekitar 80 ˚C, laju alir gas 240 m3 jam-1, rata – rata kalor 4 500 kJ m-3, dan konsumsi gabah 85 kg jam-1.

12

Tabel 6 Komposisi senyawa syngas (Abdul et al. 2010) Komponen gas CO H2 CH4 CO2 N2 Fraksi mol (%) 14.45 5.57 3.03 15.98 59.34 Syngas tersebut di masukkan kedalam reaktor bersama uap air dengan kondisi temperatur sekitar 130 ˚C, tekanan 1 atm, dengan jumlah aliran yang disesuaikan sampai hasil komposisi H2 sesuai dengan yang diinginkan. Kondisi reaktor yang digunakan sesuai dengan Yaedelin (2010) seperti pada Tabel 1. Model reaktor yang digunakan ada tiga, yaitu dua reaktor kinetik (reaktor CSTR dan reaktor plug flow) dan satu reaktor non kinetik (reaktor gibbs). Ketiga model reaktor ini digunakan untuk membandingkan perbedaan produk yang terbentuk dan jumlah reaksi yang terjadi pada masing – masing reaktor. Reaktor gibbs dipilih karena hanya membutuhkan kondisi temperatur, tekanan, prediksi gas yang dihasilkan dan gas yang tidak bereaksi berdasarkan perubahan energi bebas gibbs (gibbs free energy) tanpa memperhatikan kinetik reaksi, dan dimensi reaktor. Reaktor CSTR dan reaktor plug flow dipilih karena membutuhkan data kinetik, dan absorption term sesuai dengan Tabel 7, serta volume dan dimensi dari desain reaktor CSTR dan reaktor plug flow. 2. Reaksi FT Input komposisi dan kondisi gas untuk reaksi FT adalah hasil dari reaksi WGS dengan model reaktor yang paling cocok dan memiliki memiliki rasio H2 : CO 2.1 : 1.

Gambar 7 Tahapan simulasi reaksi FT

13

Kondisi gas hasil reaksi WGS kemudian disesuaikan dengan kondisi reaksi FT sesuai dengan Breijer et al. (2004) seperti pada Tabel 5. Gas keluaran dari WGS ditingkatkan tekanannya dengan kompresor dan temperaturnya diturunkan dengan heat exchanger. Tahapan simulasi untuk reaksi FT berdasarkan Ruangsri (2007) dengan perbedaan pada kondisi data input dan kondisi, langkah – langkahnya seperti pada Gambar 7. Pemilihan model untuk reaksi FT menggunakan dua reaktor non kinetik yaitu reaktor gibbs dan reaktor stokiometri. Alasan pemilihan reaktor gibbs pada simulasi reaksi FT sama dengan pemilihan reaktor gibbs pada simulasi reaksi WGS, sedangkan reaktor stokiometri dipilih karena hanya membutuhkan jumlah atom komponen dan sebaran fraksi massa berdasarkan kesetimbangan reaksi yang terjadi. Sebaran fraksi massa untuk reaksi FT berdasarkan Persamaan 1. Reaktor kinetik tidak digunakan pada simulasi reaktor FT karena produk reaksi FT yang banyak dan kompleks sehingga tidak ada kinetik reaksi yang mendetil untuk setiap reaksi. 3. Pemisahan Katalis Pemisah katalis membutuhkan senyawa padatan dalam reaksi untuk disimulasikan. Input yang dibutuhkan adalah dimensi hydrocyclone hasil rancangan berdasarkan perhitungan dimensi hydrocyclone. Sehingga efisiensi pemisahan dapat ditentukan. Konsep Desain Secara umum dalam desain proses FT terdapat tiga bagian utama, yaitu reaktor WGS, reaktor FT, dan hydrocyclone. Dalam konsep desain reaktor WGS dan FT dibutuhkan perhitungan laju reaksi reaktan (CO dan H2) untuk menentukan volume dan dimensi reaktor yang dibutuhkan. Untuk konsep desain hydrocyclone dibutuhkan diameter katalis yang ingin dipisahkan (Arteburn 1976). 1. Penentuan Dimensi Reaktor WGS Penentuan dimensi reaktor diawali dengan mengetahui data kinetik dari penelitian yang sudah dilakukan sebelumnya dan menghitung konstanta laju reaksi berdasarkan data kinetik tersebut. Data kinetik reaksi WGS tergolong lengkap sehingga dibuat konstanta laju reaksi dengan pengaruh temperatur dan katalis menggunakan metode Langmuir Hinselwood Hougen Watson (LHHW) seperti pada Persamaan 4 (Levenspiel 1999): Laju reaksi (r) =

(

) ( (

) )

(4)

Dimana n adalah nilai permukaan aktif yang dimasukkan dalam menentukan jumlah laju reaksi. Berdasarkan penelitian Mendes et al. (2010) dengan metode LHHW laju reaksi gas CO dengan katalis CuO/ZnO/Al2O3 dapat dicari dengan nilai-nilai parameter dan persamaan pada Tabel 7. Konsumsi mol gas CO didapat dari Persamaan 5 dengan konsumsi massa gas CO dari simulasi Aspen Plus 23.0. Nilai laju reaksi dari Tabel 7 digunakan untuk menghitung volume katalis seperti pada Persamaan 6. Jumlah massa katalis didapat dengan Persamaan 7. Kecepatan alir syngas didapat dengan mengasumsikan diameter reaktor dan menghitung luas alas seperti Persamaan 8.

14

Tabel 7

Parameter yang digunakan untuk laju reaksi WGS dengan katalis CuO/ZnO/Al2O3 (Mendes et al. 2010) Langmuir-Hinselwood-Hougen-Watson (

-rCO =

)

(

)

453 K < Temperatur reaktor < 488 K )[

]

K

= 1.188

exp (

KCO

= 2.283

10-24

exp (

)[

]

= 1.957

10-28

exp (

)[

]

= 2.349

10-4

exp (

)[

]

= 5.419

10-4

exp (

)[

]

= exp (

)

Konsumsi mol gas CO =

(5)

Vkatalis =

(6) ρkatalis

(7)

Kecepatan alir syngas =

(8)

Mkatalis = Vkatalis

Volume reaktor pada reaktor WGS sama dengan volume katalis yang ada di dalam reaktor, dengan penambahan ruang 10% untuk ruang gas melewati reaktor seperti Persamaan 9 dan tinggi reaktor didapat dengan dengan membagi volume reaktor WGS dengan luas alas reaktor seperti pada Persamaan 10, dimana nilai volume dan tinggi reaktor ini digunakan sebagai input simulasi reaktor kinetik. VreaktorWGS = HreaktorWGS =

1.1

(9) (10)

2. Penentuan Dimensi Reaktor FT Penentuan reaktor FT mirip dengan penentuan reaktor WGS, hanya saja karena reaksi FT yang kompleks maka tidak ada data kinetik yang mendetil sehingga laju reaksi gas H2 tidak dapat dicari dengan metode LHHW, tetapi dapat dicari laju reaksi gas H2 dengan metode Power Law seperti Persamaan 11.

15

= A х exp (

)х

(11)

Untuk tipe reaktor slurry bed, volume reaktor ditentukan oleh jumlah katalis dan wax yang digunakan untuk dijadikan cairan slurry di dalam reaktor. Perhitungan volume katalis seperti Persamaan 6, menggunakan konsumsi mol gas H2 dan laju reaksi gas H2 dari Persamaan 11. Massa katalis reaktor FT dihitung seperti Persamaan 7 dengan ρkatalis FT. Dengan menentukan perbandingan massa antara katalis dan wax, dapat dihitung massa wax dengan Persamaan 12 dan volume wax dengan Persamaan 13. (

mwax =

)

(12)

=

(13)

Kondisi wax didalam reaktor tidak menempel dengan katalis tetapi berada di luar pori – pori katalis, untuk itu volume wax didalam reaktor harus dikurangi dengan volume pori – pori katalis seperti Persamaan 15 dan volume pori – pori katalis didapat dengan mengalikan massa jenis pori – pori katalis dengan massa katalis seperti pada Persamaan 14. Vpore = Vporikatalis

mkatalis

(14)

Vwaxbebas = Vwax - Vpore

(15)

Untuk menghitung volume slurry pada reaktor, volume katalis ditambahkan dengan volume wax bebas seperti pada Persamaan 16. Vslurry = Vkatalis + Vwaxbebas

(16)

Kecepatan alir gas hasil WGS didapat dengan mengasumsikan diameter reaktor FT dan menghitung luas alas reaktor FT dibagi dengan laju alir volume gas hasil WGS seperti Persamaan 8. Pada reaktor slurry kecepatan alir syngas digunakan untuk menghitung gas holdup pada reaktor dengan Persamaan 17 (Hughmark 1967), dan gas holdup FT digunakan untuk menghitung volume reaktor seperti Persamaan 18. ɛGFT

=(

(

)

(

) )

VreaktorFT = Reaktor FT membutuhkan pendingin sehingga volumenya ditambahkan dengan volume pipa pendingin seperti Persamaan 19. Vtotalreaktor FT = Vkoilpendingin + VreaktorFT

(17) (18) harus

(19)

16

Tinggi reaktor FT dihitung seperti Persamaan 10 dengan menggunakan volume total reaktor FT dan luas alas reaktor FT. Tinggi sebenarnya reaktor didapat dengan menambahkan 10% tinggi untuk bagian bubble seperti Persamaan 20. Hsebenarnya = HreaktorFT

1.1

(20)

Perhitungan volume koil pendingin pada Persamaan 19 didapat dengan menghitung laju alir massa air melalui koil seperti Persamaan 21, laju alir volume air seperti Persamaan 22, dan laju alir air dengan Persamaan 23. Laju alir massa air malalui koil =

(21)

Laju alir volume air yang melalui koil =

(22)

Laju alir air =

(23)

Kemudian aliran air didalam pipa pendingin harus ditentukan apakah laminer atau turbulen, untuk itu dihitung terlebih dahulu konduktivitas panas air dengan Persamaan 24, kemudian dicari nilai Reynolds dengan Persamaan 25, dan nilai Prandtl dengan Persamaan 26. kf =

(

)

(24)

Re =

(25)

Pr =

(26)

Nilai Reynolds menentukan aliran tersebut laminer atau turbulen, sehingga dapat dihitung nilai Nusselt. Apabila nilai Reynolds > 2 000, maka aliran turbulen yang terjadi, sehingga nilai Nusselt dicari dengan menggunakan Persamaan 27. Nilai Nusselt digunakan untuk menentukan koefisien pindah panas antara fluida dan padatan di dalam pipa dengan menggunakan Persamaan 28. Nu =

(27)

hi =

(28)

Nilai Reynolds yang didapat, digunakan untuk menentukan persamaan koefisien keseluruhan yang dipakai, apabila aliran turbulen yang terjadi maka digunakan Persamaan 29 untuk menghitung koefisien keseluruhan.

17

(

(

)

)

(29)

Nilai koefisien tersebut digunakan untuk menghitung luas area pipa luar pendingin yang dipanaskan oleh reaktor seperti pada Persamaan 30. Luas area tersebut digunakan untuk menghitung panjang pipa pendingin didalam reaktor dengan Persamaan 31. Volume koil didalam reaktor didapat dengan menghitung panjang koil dan luas alas koil seperti pada Persamaan 32. (30) (31) (

)

(32)

3. Penentuan Tebal Dinding Reaktor Dinding pada reaktor ditentukan oleh kondisi operasi dari reaktor tersebut. Sebelum menentukan tebal dinding reaktor harus ditentukan terlebih dahulu bahan yang akan digunakan untuk reaktor tersebut berdasarkan Tabel 8. Tabel 8 Rekomendasi bahan untuk temperatur operasi yang berbeda (Moss 2004) T rancangan (˚C) Cyrogenic

Bahan

-253 – -196

Stainless steel

-195 – -101 Temperatur rendah -101 – -60 -59 – -46 -45 – -29 -28 – 15.5 -15 – 0 Temperatur sedang 0.5 – 15.5 16 – 412.7 Temperatur tinggi 413 – 468 468 – 537 538 – 593 593 – 815 > 815

Plat

Pipa

9 nikel

SA-240-304, 304L, 347, 316, 316L, SA-353 SA-353

SA-312-304, 304L, 347, 316, 316L SA-333-8

3.5 nikel 3.5 nikel Carbon steel Carbon steel Carbon steel

SA-203-D SA-203-A SA-516-55, 60 to SA-20 SA-516 All SA-285-C

SA-333-3 SA-333-6 Sa-333-1 atau 6 SA-53-b

Carbon steel Carbon steel

SA-516 All SA-515 All, SA-455-11

SA-106-B

C – 0.5Mo 1Cr – 0.5Mo 1.25Cr – 0.5 Mo 1.25Cr – 1Mo Stainless steel Incoloy Inconel

SA-204-B SA-387-12-1 SA-387-11-2 SA-387-22-1 SA-240-347H SB-424 SB-443

SA-335-P1 SA-335-P12 SA-335-P11 SA-335-P22 SA-312-347H SB-423 SB-444

18

Dari bahan yang telah dipilih, didapat allowable stress dari bahan tersebut. Perhitungan tebal dinding dan tutup reaktor mengikuti standar American Society of Mechanical Engineers (ASME) Section VIII Div.1 (2001), dimana tebal dinding reaktor ditentukan oleh tekanan dari dalam reaktor, yaitu tekanan circumferential dan tegangan longitudinal. Perhitungan tebal reaktor untuk menahan tegangan circumferential seperti pada Persamaan 33 dan untuk menahan tegangan longitudinal pada Persamaan 34. (33) (34) (35) Tutup atau kepala reaktor yang digunakan ialah tipe torispherical yang dapat menahan tekanan tinggi. Perhitungan ketebalan kepala reaktor berdasarkan Persamaan 35. Untuk bentuk kepala reaktor tipe torispherical dapat dilihat pada Gambar 8.

Gambar 8 Kepala reaktor tipe torispherical berdasarkan DIN 28011 4. Penentuan Dimensi Hydrocyclone Tahap – tahap penentuan dimensi hydrocyclone yaitu, penentuan diameter hydrocyclone dengan memprediksi efisiensi desain hydrocyclone dan diameter dari partikel yang ingin dipisahkan, kemudian di plotkan pada Gambar 9 untuk mendapatkan rata – rata diameter partikel (D50aplikasi). Nilai D50aplikasi kemudian dihitung dengan faktor koreksi untuk mendapatkan D50base dengan Persamaan 39 dan diameter hydrocyclone dalam satuan inchi dengan Persamaan 40. Koreksi konsentrasi padatan pada slurry dengan Persamaan 36, koreksi penurunan tekanan dengan Persamaan 37, dimana penurunan tekanan yang direkomendasikan adalah 50 – 70 kPa, dan koreksi specific gravity dari katalis dengan Persamaan 38. (Arteburn 1976) C1

=(

C2

= 3.27

) ∆Phydrocyclone-0.28

(36) (37)

19

C3

=(

)

D50base = ( Dh

(38) )

= 0.204 D50base1.675

(39) (40)

Gambar 9 Penentuan d50aplikasi dari pemisahan partikel yang diinginkan (Zenker 1977) Setelah didapat diameter (Dh) dari hydrocyclone dapat dihitung tinggi badan silindris dari hydrocyclone (hcyl) seperti Persamaan 41, panjang hydrocyclone (Lh) dengan Persamaan 42, diameter lubang masukan slurry (Di) dengan Persamaan 43, tinggi lubang keluaran atas (h) dengan Persamaan 44, diameter lubang keluaran cairan (Do) dengan Persamaan 45, dan diameter lubang keluaran padatan (Du) dengan Persamaan 46. (Heiskanen 1993) hcyl

= (0.7 Dh – 2 Dh)

(41)

Lh

= (3 Dh – 8 Dh)

(42)

Di

= (0.14 Dh – 0.33 Dh)

(43)

h

= (0.33 Dh – 1 Dh)

(44)

Do

= 0.35

(45)

Dh

20

Du

= 0.2

Dh

(46)

Angka pada persamaan diatas merupakan sebaran dari setiap dimensi hydrocyclone, angka tersebut digunakan pada aplikasi Aspen Plus 23.0 untuk dilihat efisiensi pemisahannya. Perhitungan Dimensi Reaktor WGS Dimensi reaktor WGS ditentukan oleh beberapa faktor yaitu: laju reaksi, laju konsumsi gas CO, volume katalis, laju volume alir gas dan volume total reaktor. Langkah – langkah perhitungan reaktor WGS dapat dilihat pada Gambar 10. Menghitung laju reaksi gas CO Persamaan pada Tabel 7 Menghitung laju konsumsi gas CO (Persamaan 5) Menghitung volume katalis (Persamaan 6) Menghitung massa katalis (Persamaan 7) Menghitung kecepatan alir syngas (Persamaan 8)

Menghitung volume reaktor WGS (Persamaan 9) Menghitung tinggi reaktor WGS (Persamaan 10) Gambar 10 Langkah – langkah perhitungan reaktor WGS Perhitungan Dimensi Reaktor FT Dimensi reaktor FT ditentukan oleh beberapa faktor yaitu: laju reaksi, laju konsumsi gas H2, volume slurry, volume koil pendingin, laju volume alir gas dan volume total reaktor. Langkah – langkah perhitungan reaktor FT dapat dilihat pada Gambar 11. Menghitung laju reaksi gas H2 Persamaan 11 Menghitung laju konsumsi gas H2 (Persamaan 5, dengan MH2 dan konsumsi massa H2)

Menghitung volume katalis (Persamaan 6, dengan konsumsi mol H2 dan rH2) Menghitung massa katalis (Persamaan 7, dengan Vkatalis dan ρkatalis FT) Menghitung volume pori - pori katalis (Persamaan 14) A Gambar 11 Langkah – langkah perhitungan reaktor FT

21

A Menghitung volume pori - pori katalis (Persamaan 14) Menghitung volume wax bebas (Persamaan 15)

Menghitung volume slurry (Persamaan 16) Menghitung kecepatan alir gas (Persamaan 8, dengan ArFT) Menghitung gas holdup (Persamaan 17) Menghitung volume reaktor FT (Persamaan 18)

Menghitung Vkoilpendingin (Persamaan 21 sampai Persamaan 32) Menghitung VtotalreaktorFT (Persamaan 19) Menghitung HFT (Persamaan 10, dengan VtotalreaktorFT dan ArFT) Menghitung tinggi reaktor sebenarnya (Persamaan 20) Gambar 11 Langkah – langkah perhitungan reaktor FT (lanjutan) Perhitungan Tebal Dinding Reaktor Pemilihan bahan untuk reaktor WGS dan reaktor FT sama, yaitu merujuk pada Tabel 8. Tebal dinding reaktor berbeda-beda untuk setiap kondisi operasi dan senyawa yang digunakan. Untuk tebal reaktor masing – masing berdasarkan kondisi operasi dari reaktor tersebut. Langkah – langkah perhitungan tebal reaktor WGS dan reaktor FT dapat dilihat pada Gambar 12. Menentukan allowable stress dari bahan yang dipilih untuk setiap reaktor

Menghitung tebal reaktor untuk menahan tegangan circumferential (Persamaan 33) Menghitung tebal reaktor untuk menahan tegangan longitudinal (Persamaan 34) Menghitung tebal kepala reaktor untuk menahan tekanan (Persamaan 35) Memilih ketebalan tertinggi sebagai tebal dinding dan kepala reaktor Gambar 12 Langkah – langkah perhitungan tebal reaktor WGS dan reaktor FT Perhitungan Dimensi Hydrocyclone Data yang diperlukan untuk perhitungan dimensi hydrocyclone adalah laju alir volume slurry dari simulasi Aspen Plus 23.0. Langkah – langkah perhitungan tebal reaktor WGS dan reaktor FT dapat dilihat pada Gambar 13.

22

Menentukan efisiensi desain dan diameter partikel Menghitung C1 (Persamaan 36) Menghitung C2 (Persamaan 37) Menghitung C3 (Persamaan 38) Menghitung D50base (Persamaan 39)

Menghitung Dh (Persamaan 40) Menghitung hcyl (Persamaan 41) Menghitung Lh (Persamaan 42) Menghitung Di (Persamaan 43) Menghitung h (Persamaan 44) Menghitung Do (Persamaan 45) Menghitung Du (Persamaan 46) Gambar 13 Langkah – langkah perhitungan dimensi hydrocyclone

HASIL DAN PEMBAHASAN Simulasi Reaksi WGS Salah satu data yang diperlukan dalam reaksi WGS adalah syngas dan uap air. Data syngas berdasarkan Abdul et al. (2010) pada Tabel 6, dikarenakan fraksi mol kurang dari 100% maka diasumsikan sisa gas tersebut adalah gas CO2. Pada Gambar 14 dapat dilihat flowsheet untuk reaksi WGS dengan menggunakan reaktor gibbs, reaktor CSTR dan reaktor plug flow. Syngas dalam flowsheet simulasi dilambangkan dengan 1SYNGAS seperti pada Gambar 14. Air (H2O) dalam bentuk cair dengan temperatur 30 ˚C dan tekanan 1 atm yang digunakan untuk reaksi dilambangkan dengan 2H2OL, dipanaskan menggunakan heat exchanger dengan lambang HEAT pada temperatur 130 ˚C dan tekanan 1 atm menjadi uap air dengan lambang 2H2OV. Kedua komponen tersebut bertemu pada satu titik sebelum masuk kedalam reaktor untuk terjadi pencampuran tanpa reaksi, tempat pertemuan tersebut dilambangkan dengan MIXER. Keluaran MIXER berupa campuran syngas dan uap air yang belum bereaksi dengan lambang 3INPUT pada flowsheet simulasi, stream 3INPUT digunakan sebagai masukan pada tiga reaktor yang produknya akan dibandingkan, untuk itu digunakan duplikat dengan lambang DUPL untuk membuat stream 3INPUT terduplikat menjadi masukan ketiga reaktor, dimana lambang 4GIB untuk masukan reaktor gibbs, 5CSTR untuk masukan reaktor CSTR, dan 6PLUG untuk masukan reaktor plug flow.

23

Gambar 14 Flowsheet reaksi WGS pada aplikasi Aspen Plus 23.0 Pada reaktor gibbs, senyawa hasil reaksi yang terjadi ditentukan, yaitu gas CO, H2O, CO2, dan H2, sedangkan senyawa tidak bereaksi adalah N2 dan CH4. Pada reaktor kinetik, reaktor CSTR dan reaktor plug flow, reaksi WGS ditulis dengan persamaan kinetik seperti pada Tabel 7 dengan mengubah beberapa satuan sehingga sesuai dengan input Aspen Plus 23.0 seperti pada Tabel 9, dimana nilai A dan B digunakan untuk adsorption term. Tabel 9 Input metode LHHW reaksi WGS untuk reaktor kinetik pada Aspen Plus 23.0 Konstanta Konstanta pre-exponential (A) reaksi k 1.188 mol gcat-1 h-1 Pa-2 3.3 х 10-4 kmol kgcat-1 s-1 Pa-2 -24 KCO 2.28 х 10 Pa-1 KH2O 1.96 х 10-28 Pa-1 KH2 2.35 х 10-1 Pa-1 KCO2 5.42 х 10-4 Pa-1

Ea J mol kJ mol-1 -36 658 -36.658

A (ln A) B (

-45 996 -79 963 -13 279 -16 474

-54.436 -63.801 -1.448 -7.520

-1

-45.996 -79.963 -13.279 -16.474

)

5 532.041 9 617.327 1 597.095 1 981.365

Kondisi ketiga reaktor saat terjadi reaksi berdasarkan Yaidelin (2010) pada Tabel 1, yaitu temperatur 80 ˚C dan tekanan 0.12 MPa atau 1.2 bar. Untuk reaktor kinetik dibutuhkan volume dan dimensi reaktor, perkiraan volume reaktor CSTR adalah 0.005 m3, diameter dan panjang reaktor plug flow adalah 10 cm dan 68.8 cm, nilai ini diambil sesuai dengan desain dimensi reaktor WGS pada Lampiran 8. Dengan input data diatas maka simulasi pemilihan model reaktor dapat dilakukan. Data lengkap untuk hasil simulasi WGS dapat dilihat pada Lampiran 2. Dari hasil simulasi dapat dilihat perbedaan reaksi yang berlangsung dari setiap model reaktor yang digunakan. Pada Tabel 10, Tabel 11, dan Tabel 12, dapat dilihat secara berturut – turut hasil reaksi yang terjadi dari reaktor gibbs, reaktor CSTR, dan reaktor plug flow.

24

Tabel 10 Reaksi WGS dengan reaktor gibbs Laju alir mol Laju sebelum reaksi volume (kmol jam-1) air (L jam-1) H2 CO 11.5 11.8 12 12.2 12.5

0.461

1.2

Laju alir mol Laju alir mol H2Ovapour setelah reaksi Rasio (kmol jam-1) (kmol jam-1) H2 : CO Sebelum Setelah H2 CO reaksi reaksi 1.08 0.582 1.86 0.0162 1.09 0.566 1.93 0.017 1.1 0.556 1.98 0.631 0.0176 1.11 0.546 2.03 0.0182 1.13 0.53 2.13 0.0191

Presentase Q reaktor reaksi (kW) H2O (%) 97.43 97.30 97.21 97.11 96.97

2.419 2.256 2.148 2.040 1.879

Tabel 11 Reaksi WGS dengan reaktor CSTR Laju alir mol Laju alir mol Laju alir mol H2Ovapour Laju sebelum reaksi setelah reaksi Rasio (kmol jam-1) volume (kmol jam-1) (kmol jam-1) H2 : air (L CO Sebelum Setelah jam-1) H2 CO H2 CO reaksi reaksi 11.5 1.072 0.587 1.94 0.021 11.8 1.086 0.572 1.90 0.023 12 0.461 1.2 1.096 0.562 1.95 0.63 0.024 12.2 1.106 0.552 2.00 0.025 12.5 1.120 0.538 2.08 0.027

Presentase Q reaktor reaksi (kW) H2O (%) 96.67 96.35 96.20 96.04 95.72

2.472 2.319 2.217 2.116 1.966

Tabel 12 Reaksi WGS dengan reaktor plug flow Laju alir mol Laju alir mol Laju sebelum reaksi setelah reaksi volume (kmol jam-1) (kmol jam-1) air (L jam-1) H2 CO H2 CO 11.5 11.8 12 12.2 12.5

0.461

1.2

1.09 1.11 1.12 1.13 1.15

0.566 0.549 0.537 0.527 0.51

Laju alir mol H2Ovapour Rasio (kmol jam-1) H2 : CO Sebelum Setelah reaksi reaksi 1.926 0 2.022 0 2.086 0.631 0 2.144 3.01 x 10-09 2.255 0

Presentase Q reaktor reaksi (kW) H2O (%)

100 100 100 99.99 100

2.236 2.050 1.877 1.839 1.584

Volume air yang digunakan sengaja dipilih dengan rentang 11.5 – 12.5 karena rentang ini memiliki produk WGS dengan rasio H2 : CO yang paling mendekati target yaitu 2.1 : 1. Ketiga tabel diatas menunjukkan bahwa jumlah volume air yang dimasukkan menentukan peningkatan rasio H2 : CO, peningkatan rasio diantara ketiga reaktor hampir seragam, rata – rata presentase reaksi untuk reaktor gibbs adalah 97%, reaktor CSTR 96.2%, dan reaktor plug flow 100%. Panas reaktor yang dibutuhkan pada setiap kondisi dan jenis reaktor berbanding

25

terbalik dengan kebutuhan volume air yang dibutuhkan untuk reaksi, hal ini dikarenakan temperatur pada uap air lebih tinggi dibandingkan syngas, sehingga panas yang dibutuhkan pada reaktor semakin rendah dengan semakin banyaknya uap air. Nilai panas reaktor yang positif menandakan reaktor WGS membutuhkan panas tambahan dari luar dikarenakan temperatur operasi yang belum tercapai. Dari ketiga tabel diatas dipilih model reaktor plug flow dengan volume air 12.2 L jam-1 sebagai input untuk reaksi FT. Simulasi Reaksi FT Simulasi reaksi FT menggunakan input dari output simulasi WGS yang telah dipilih dari hasil simulasi sebelumnya, yaitu senyawa CO, CO2, H2, H2O, CH4, dan N2 secara berturut – turut 0.53, 2.13, 1.13, 3.01 x 10-9, 0.251, dan 4.92 kmol jam-1 dengan temperatur 200 ˚C, tekanan 1.19 bar, dan laju alir mol total 8.96 kmol jam-1, pada flowsheet dilambangkan dengan 1WGS. Laju alir massa untuk setiap senyawa pada masukan reaksi FT dapat dilihat pada stream 1WGS di Lampiran 3, kondisinya pada stream 1WGS di Lampiran 4. Flowsheet untuk reaksi FT dapat dilihat pada Gambar 15, sebelum masuk kedalam reaktor, syngas ditingkatkan tekanannya sampai 35 bar menggunakan kompresor dengan lambang COMP dan temperaturnya ditemtukan dengan kondisi reaktor yaitu 220 ˚C menggunakan heat exchanger dengan lambang HEAT. Syngas yang tekanan dan temperaturnya telah disesuaikan, di duplikasi menggunakan DUPL agar dapat dibandingkan produk dari kedua model reaksi, menjadi 4GIB1 untuk masukan reaktor gibbs dan 2STOK1 untuk masukan reaktor stokiometri. Pada reaktor slurry terdapat masukan katalis yang dilambangkan dengan KATALIS dan KATALIS2, dan masukan wax yang dilambangkan WAX dan WAX2 dimana kedua kondisi katalis dan wax pada dua stream ini sama. Kedua komponen ini dicampurkan dengan MIX dan MIX2 sebelum masuk kedalam reaktor. Jumlah laju alir massa katalis dan wax yang dialirkan sesuai dengan perhitungan desain reaktor, laju alir massa wax dan katalis sebesar 4.8 dan 2.59 kg jam-1. Hasil reaksi pada reaktor gibbs dan stokiometri dilambangkan dengan 5GIB dan 7STOK, dikarenakan keluaran pada reaktor FT langsung terpisah antara gas dan cairan slurry maka pada flowsheet digunakan separator sebagai pemisah, dimana gas dan slurry yang keluar dari reaktor dilambangkan dengan 8GAS dan 8SLURRY. Stream 8SLURRY masuk kedalam hydrocyclone dengan lambang HYDCYL untuk memisahkan antara slurry tanpa katalis, penjelasan lebih lanjut mengenai simulasi hydrocyclone pada pokok bahasan selanjutnya. Untuk mempersingkat simulasi pemisahan slurry dan katalis maka pada flowsheet digunakan separator dengan lambang SEPA2 dengan keluaran slurry tanpa katalis (10SLURRY) dan katalis untuk digunakan kembali (KATALIREC).

Gambar 15 Flowsheet reaksi FT pada aplikasi Aspen Plus 23.0

26

27

Untuk mempermudah melihat laju alir dari masing – masing komponen maka digunakan separator untuk melihat secara spesifik komponen sesuai dengan sintesisnya, pada Gambar 15 dapat dilihat stream untuk sintesi n-parafin, 1-olefin, 1-alkohol, dan asam karboksilat dilambangkan dengan 10PARAF, 11OLEFIN, 12ALKOHO, dan 13ASAM. Untuk gas gas lain selain hidrokarbon dilambangkan 14LAIN2. Sintesis parafin yang dominan menjadi produk FT, dipisah kembali sesuai rantai hidrokarbon yang terbentuk, untuk rantai C1 (METANA), C2 – C4 (LPG), C5 – C10 (GASOLINE), C11 – C13 (KEROSENE), C14 – C19 (DIESEL), dan C20+ (C20+). Kondisi reaktor gibbs dan stokiometri berdasarkan Breijer et al. (2004) pada Tabel 5, yaitu temperatur 220 ˚C dan tekanan 3.5 MPa atau 35 bar. Pada reaktor gibbs senyawa yang bereaksi ditentukan, yaitu semua seyawa yang masuk ditambah hidrokarbon yang terbentuk, sedangkan senyawa yang tidak bereaksi hanya senyawa N2. Untuk reaktor stokiometri hasil reaksi yang terjadi mengikuti distribusi fraksi massa produk sebaran berdasarkan ASF dengan α = 0.9, nilai ini dipilih karena jenis katalis Co yang digunakan masuk dalam rentang tersebut. Nilai sebaran ASF dan gugus sintesis yang terbentuk pada α = 0.9 secara lengkap dapat dilihat pada Lampiran 1. Rangkuman hasil reaksi antara reaktor gibbs dan reaktor stokiometri dapat dilihat pada Tabel 13. Tabel 13 Hasil reaksi FT dengan reaktor gibbs dan stokiometri Jenis reaktor Gibbs Stokiometri a

Laju alir massa (kg jam-1) CO

H2 Metana

0.003 0.003 0 0.07

11.5 4.09

LPG

Gasoline -4a

2.91 x 10 0.628a

3.37 x 10-15a 1.635a

Q reaktor Kerosen Diesel C20+ (kW) 0 0 0 -25.389 0.842 1.449 2.961 -23.32

campuran sintesis n-parafin, 1-olefin, 1-alkohol, dan asam karboksilat

Model reaktor menggunakan reaktor gibbs menghasilkan banyak rantai metana atau CH4 sebanyak 11.5 kg jam-1, dengan sintesis n-parafin LPG sebesar 2.9 x 10-4 dengan sintesis lain 5.7 x 10-8 kg jam-1, sintesis n-parafin gasoline sebesar 3.4 x 10-15 dengan sintesis lain 2.8 x 10-19 kg jam-1, dengan ini menandakan senyawa H2 dan CO yang masuk kedalam reaktor lebih dominan bereaksi menjadi senyawa CH4 dan produk n-parafin. Pada reaktor stokiometri senyawa yang bereaksi dan hasil dari reaksi sesuai dengan sebaran ASF, tetapi senyawa CH4 tetap produk yang dominan sebesar 4.09 kg jam-1, senyawa C20+ sebesar 2.961 kg jam-1, sintesis n-parafin gasoline sebesar 1.572 dengan sintesis lain 0.063 kg jam-1, sintesis n-parafin LPG sebesar 0.282 dengan sintesis lain 0.346 kg jam-1. Dari kedua model reaktor tersebut didapat bahwa model reaktor stokiometri lebih cocok digunakan untuk simulasi reaksi FT. Desain Reaktor WGS Desain reaktor WGS yang dipilih sesuai hasil simulasi dengan rasio H2 : CO sebesar 2.1 : 1 yaitu tipe reaktor plug flow. Dengan bantuan Aspen Plus 23.0 dapat diketahui konsentrasi gas CO, H2, H2O dan CO2 pada syngas secara berturut – turut seperti pada Tabel 14. Laju reaksi senyawa CO pada reaktor adalah 36.09

28

mol mkat-3 s-1 (Tabel 14), dengan konsumsi massa 0.18 mol s-1 (Tabel 15) dan jumlah katalis didalam reaktor sebanyak 10.31 kg (Tabel 16). Dengan mengasumsikan diameter reaktor WGS sebesar 10 cm maka didapat tinggi reaktor sebesar 68.8 cm dengan volume 0.0054 m3 (Tabel 18). Tabel 14 Perhitungan data kinetik dan laju reaksi Satuan J mol-1 K-1 C K molCO m-3 molH2 m-3 molH2O m-3 molCO2 m-3 mol gcat-1 jam-1 Pa-2 Pa-1 Pa-1 Pa-1 Pa-1

Keterangan

cCO cH2 cH2O cCO2 K KCO KH2O KCO2 KH2 Kp

Nilai 8.314 200 473.15 18.1 18.1 32.07 18.76 1.07 x 10-4 1.91 x 10-29 2.91 x 10-37 8.23 x 10-6 8.03 x 10-6 15 912.875

rCO

0.062

mol gcat-1 jam-1

Persamaan pada Tabel 7

36.09

mol mkat-3 s-1

R T

Temperatur reaktor Dari Aspen Plus 23.0 Dari Aspen Plus 23.0 Dari Aspen Plus 23.0 Dari Aspen Plus 23.0

Tabel 15 Perhitungan laju konsumsi gas CO konsumsi massa CO MCO konsumsi mol CO

Nilai 4.96 x 10-3 0.028 0.177

Satuan kg s-1 kg mol-1 mol s-1

Keterangan Dari Aspen Plus 23.0 Persamaan 5

Tabel 16 Perhitungan katalis CuO/ZnO/Al2O3 ρkat Vkat mkat

Nilai 2 100 0.005 10.313

Satuan kg m-3 m3 kg

Keterangan Persamaan 6 Persamaan 7

Tabel 17 Prediksi kecepatan alir syngas dari diameter reaktor Nilai Diameter reaktor 10 ArWGS 0.008 Laju alir volume syngas 0.07 Kecepatan alir syngas 8.917

Satuan cm m2 m3 s-1 m s-1

Keterangan Diameter diasumsikan π d2 Dari Aspen Plus 23.0 Persamaan 8

29

Tabel 18 Perhitungan volume dan tinggi reaktor VreaktorWGS HreaktorWGS

Nilai 0.005 68.82

Satuan m3 cm

Keterangan Persamaan 9 Persamaan 10

Kondisi syngas dan uap air yang masuk kedalam reaktor masih dibawah kondisi operasi dari reaktor sehingga membutuhkan panas dari luar reaktor sebesar 1.839 kW, panas ini bisa didapat dengan penambahan heater pada dinding reaktor. Bahan reaktor yang cocok untuk kondisi reaktor yang beroperasi pada temperatur 220 ˚C dan tekanan 1 atm berdasarkan Tabel 8 adalah bahan dengan ketahanan temperatur sedang yaitu plat carbon steel dengan tipe SA-515 All, dipilih karbon hot rolled dengan kandungan 0.6% karbon dan tension strength 415 MPa. Dengan bahan dinding reaktor tersebut didapat tebal circumferemtial, longitudinal, dan tutup reaktor berturut – turut sebesar 0.03 mm, 0.01 mm, dan 0.06 mm. Dari ketiga tebal tersebut dipilih tebal tertinggi yaitu 0.06 mm dibulatkan menjadi 0.1 mm. Perhitungan tebal reaktor dan dimensi tutup reaktor dapat dilihat pada Lampiran 5 dan gambar tekniknya pada Lampiran 8. Dari Aspen Plus 23.0 dapat menunjukkan pengaruh volume reaktor CSTR terhadap reaksi H2O yang terjadi, pengaruh tersebut dapat dilihat pada Gambar 16.

Gambar 16 Pengaruh volume reaktor terhadap reaksi H2O yang terjadi Dengan desain diameter reaktor 10 cm, panjang 68.8 cm, volume 0.005 m3 katalis sebanyak 10.3 kg dan laju volume air yang digunakann 12.2 L jam-1, ternyata senyawa H2O pada reaktor sudah pada rentang hasil reaksi yang tinggi sebesar 96.04%. Sehingga volume reaktor yang digunakan sudah baik. Desain Reaktor FT Desain reaktor FT yang dipilih sesuai dengan jumlah produk dari hasil simulasi yaitu reaktor stokiometri, dari simulasi Aspen Plus 23.0 didapat

30

konsentrasi H2 untuk input reaksi FT sebesar 38 mol m-3 dan laju reaksi senyawa H2 dalam reaktor sebesar 3.12 mol mkat-3 s-1 dari Tabel 19. Konsumsi massa H2 sebesar 1.9 x 10-5 kg s-1 dari Tabel 20. Laju alir massa katalis pada reaktor adalah 2.59 kg jam-1 dan laju alir massa wax 4.8 kg jam-1, sehingga volume slurry pada reaktor sebesar 0.007 m3 seperti pada Tabel 21. Diameter reaktor disumsikan 12 cm sehingga didapat gas holdup sebesar 0.22 pada Tabel 22. Reaksi exotermik yang terjadi di dalam reaktor, menyebabkan panas yang ada didalam reaktor harus dikeluarkan agar temperatur dari reaktor tetap terjaga konstan, dari model reaktor stokiometri didapat panas yang harus dikeluarkan sebesar 23.32 kW untuk itu dibutuhkan koil pendingin. Bahan koil pendingin yang digunakan adalah stainless steel, menggunakan air dengan laju alir massa 4.8 x 10-3 kg s-1 atau 17.28 kg jam -1 seperti pada Tabel 23. Tabel 19 Perhitungan data kinetik dan laju reaksi Nilai 5.20 x 1010 1.18 x 105 5.095 38 8.314 220 493.15 3.120

A Ea m cH2 R T rH2

Satuan m3 mkat-3 J mol-1 mol mol-1 molH2 m-3 J mol-1 K-1 C K molH2 mkat-3 s-1

Keterangan

Dari Aspen Plus 23.0 Temperatur reaktor Persamaan 11

Tabel 20 Perhitungan laju konsumsi gas H2 konsumsi massa H2 MH2 konsumsi mol H2

Nilai 1.9 x 10-5 0.002 0.009

Satuan kg s-1 kg mol-1 mol s-1

Keterangan Dari Aspen Plus 23.0 Persamaan 5

Tabel 21 Perhitungan katalis Co/MgO/SiO2, wax, dan slurry Fraksi massa katalis ρkatalis Vkatalis mkatalis ρwax mwax Vwax Vporikatalis Vpori Vwaxbebas Vslurry

Nilai 0.35 850 3.04 x 10-4 2.588 700 4.806 6.86 x 10-3 1.05 x 10-3 2.72 x 10-3 4.15 x 10-3 7.19 x 10-3

Satuan kg m-3 m3 kg kg m-3 kg m3 m3 kg-1 m3 m3 m3

Keterangan

Persamaan 6 Persamaan 7 Persamaan 12 Persamaan 13 Persamaan 14 Persamaan 15 Persamaan 16

31

Tabel 22 Perhitungan kecepatan alir syngas dan gas holdup Diameter reaktor

Nilai 12

Satuan cm

ArFT

0.011

m2

0.004

m3 s-1

Laju alir volume syngas Kecepatan alir syngas εGFT

0.375 0.22

ms

Keterangan Diameter diasumsikan π x d2

-1

Dari Aspen Plus 23.0 Persamaan 8 Persamaan 17

Tabel 23 Perhitungan koil pendingin Nilai

Satuan

Keterangan Koefisien pindah panas air perkotaan Koefisien pindah panas hidrokarbon berat Bahan stainless steel , berdasarkan rule of thumb

hod

2 000

W m-2 K-1

hid

4 000

W m-2 K-1

Kw

16

W m-1 K-1

Dp

0.004

m

Dw Do De Q ρair Mair Cp dHv dTw Laju alir massa air melalui koil Laju alir volume air melalui koil Laju alir air

0.005 0.014 0.004 23.32 995 18 4 200 2.161 x 106 98

m m m kW kg m-3 g mol-1 J kg-1 K-1 J kg-1 K

0.009

kg s-1

Persamaan 21

9.11 x 10-6

m3 s-1

Persamaan 22

0.725

m s-1

Persamaan 23

Dp + 2

Dw

Dari Aspen Plus 23.0

Dari nilai Reynold yang dihitung diketahui aliran pada pipa pendingin adalah aliran turbulen, untuk itu dibutuhkan dimensi pipa pendingin dengan diameter dalam 0.4 mm, diameter luar 1.4 mm, panjang koil 1159.5 cm dengan diameter gulungan sebesar 10 cm maka didapat jumlah gulungan pipa pendingin sebanyak 37 putaran seperti pada Tabel 24. Dengan menghitung volume reaktor dari volume slurry dan pipa pendingin, tinggi keseluruhan reaktor FT 107 cm seperti pada Tabel 25.

32

Tabel 24 Perhitungan aliran laminer atau turbulen dalam pipa

Akoilluar Lkoil Keliling koil

Nilai 8 x 10-4 0.567 3 608.68 5.93 29.02 4 111.25 5 000 336.202 136 0.51 1159.5 31.4

Nkoil

37

Vkoilpendingin

0.002

μ kf Re Pr Nu hi ho Uo

Satuan N s m-2 W m-1 K-1

W m-2 K-1 W m-2 K-1 W m-2 K-1 K m2 cm cm m3

Keterangan Persamaan 24 Persamaan 25 Persamaan 26 Persamaan 27 Persamaan 28 Asumsi Persamaan 29 Persamaan 30 Persamaan 31 Diameter putaran x π

Persamaan 32

Tabel 25 Perhitungan volume dan tinggi reaktor VreaktorFT VtotalreaktorFT HreaktorFT Hsebenarnya

Nilai 0.009 0.011 97.36 107

Satuan m3 m3 cm cm

Keterangan Persamaan 18 Persamaan 19 Persamaan 10 Persamaan 20

Bahan reaktor yang cocok untuk kondisi reaktor yang beroperasi pada temperatur 220 ˚C dan tekanan 35 bar berdasarkan Tabel 8 adalah bahan dengan ketahanan temperatur sedang yaitu plat carbon steel dengan tipe SA-515 All, sama seperti reaktor WGS. Dengan bahan dinding reaktor tersebut didapat tebal circumferemtial, longitudinal, dan tutup reaktor berturut – turut sebesar 1.321 mm, 0.652 mm, dan 2.31 mm. Dari ketiga tebal tersebut dipilih tebal tertinggi yaitu 2.31 mm. Perhitungan tebal reaktor dan dimensi tutup reaktor dapat dilihat pada Lampiran 6, gambar teknik reaktor FT keseluruhan pada Lampiran 9, dan pipa pendingin reaktor pada Lampiran 10. Desain Hydrocyclone Perhitungan desain hydrocyclone dilakukan dengan beberapa asumsi yaitu: fraksi massa dari katalis dalam slurry 35%, pressure drop hydrocyclone 70 kPa, efisiensi hydrocyclone 95%, diameter partikel 50 μm, dan ρkatalis sebesar 850 kg m-3. Dengan menarik garis pada Gambar 9 antara efisiensi hydrocyclone dan diameter partikel yang akan di pisahkan, didapat D50aplikasi sebesar 31 μm. Nilai koreksi untuk C1, C2, dan C1 berturut – turut sebesar: 4.68, 0.99, dan 1.43. D50base sebesar 4.67 μm (Persamaan 39), diameter hydrocylone sebesar 2.7 inchi atau 68.7 mm (Persamaan 40) seperti pada Tabel 26.

33

Diameter hydrocyclone yang didapat, digunakan untuk menghitung dimensi – dimensi lainnya dari hydrocyclone. Beberapa dimensi hydrocyclone yang didapat dapat dilihat pada Tabel 27 serta gambar tekniknya pada Lampiran 11. Tabel 26 Perhitungan nilai koreksi Fraksi massa katalis ∆Phydrocyclone ρkatalis Efisiensi hydrocyclone Diameter partikel D50aplikasi C1 C2 C3 D50base

Nilai 0.35 70 0.8 95 50 31 4.68 0.99 1.43 4.679

Satuan kPa g cm-3 % μm μm

μm

Keterangan

Gambar 9 Persamaan 36 Persamaan 37 Persamaan 38 Persamaan 39

Tabel 27 Dimensi hydrocyclone Dh hcyl Lh Di h Do Du

Nilai 2.7 68.7 96 377 14 34 24 13.7

Satuan Inchi mm mm mm mm mm mm mm

Keterangan Persamaan 40 Persamaan 41 Persamaan 42 Persamaan 43 Persamaan 44 Persamaan 45 Persamaan 46

Uji simulasi untuk desain hydrocyclone yang dibuat, dapat dilihat pada flowsheet reaksi FT dari stream 8SLURRY, 9SLURRY, dan 9KAT pada Gambar 15. Rangkuman dari simulasi tersebut dapat dilihat pada Tabel 28 dimana dalam satu hydrocyclone pemisahan wax dan katalis pada bagian atas yang terjadi sebesar 40.09% dan 1.54%, dan pemisahan bagian bawah sebesar 60.01% dan 98.46%, hal ini menandakan wax pada hydrocycone masih banyak terbawa ke bagian bawah hydrocyclone sehingga jumlah hydrocylone harus ditambah sekitar dua atau tiga hydrocylone, agar wax yang terpisah dari katalis lebih dominan melalui bagian atas hydrocyclone. Pemisahan katalis pada hydrocyclone sudah sangat baik, hanya saja masih ada sedikit katalis yang terbawa bersama wax. Kemungkinan besar katalis yang terbawa ini adalah katalis halus yang memiliki ukuran berada dibawah kategori desain sehingga dibutuhkan unit pemisah tambahan untuk memisahkan katalis halus tersebut.

34

Tabel 28 Efisiensi pemisahan katalis hydrocyclone Stream 8SLURRYa 9SLURRYb 9KATc Efisiensi pemisahan bagian atas (%) Efisiensi pemisahan bagian bawah (%) a

input hydrocyclone.; d Persamaan ( )

Laju alir massa (kg jam-1) Wax Katalis 11.44 2.59 4.58 0.04 6.86 2.55 40.09d 1.54 e 60.01 98.46

b

keluaran atas hydrocyclone.; .; ePersamaan ( )

c

keluaran

bawah

hydrocyclone.;

Gambar teknik untuk assembly dari reaktor WGS, reaktor FT, dan hydrocyclone yang telah didesain, ditambah dengan kompresor dapat dilihat pada Lampiran 12, Lampiran 13, dan Lampiran 14. Neraca Energi Pada Sistem Reaksi FT Energi dari setiap konversi pasti akan mengalami penurunan, dalam kasus ini sekam dalam wujud padatan dibakar menjadi wujud gas dengan gasifikasi dan diubah menjadi wujud cairan dengan reaksi FT. Sekam yang digunakan sebanyak 85 kg jam-1 dengan High Heating Value (HHV) sebesar 15 223 kJ kg-1, gas yang dihasilkan sebanyak 240 m3 jam-1 dengan panas rata – rata 4 500 kJ m-3, dan hidrokarbon hasil reaksi FT yang dihasilkan sebanyak 0.34 kmol jam-1 dengan sebaran yang bervarisi seperti pada Lampiran 7. Rangkuman energi yang dihasilkan dapat dilihat pada Tabel 29. Tabel 29 Hubungan proses dan jumlah energi yang dihasilkan Bahan Sekam (input gasifikasi) Syngas (produk gasifikasi) Hidrokarbon (produk reaksi FT) a

Konsumsi total 85 kg jam-1a 240 m3 jam-1a 0.34 kmol jam-1

Q (kW) 395.432 300 153.05

sumber (Abdul et al. 2010)

Dari setiap proses yang dilakukan akan terjadi penurunan jumlah energi dimana energi tersebut hilang ke lingkungan, meskipun energi keseluruhan yang didapat lebih rendah tetapi proses ini menghasilkan bahan bakar dengan kualitas (nilai kalor, mudah terbakar, dsb) lebih tinggi.

SIMPULAN Berdasarkan simulasi Aspen Plus 23.0 model reaksi WGS yang tepat menggunakan reaktor plug flow dengan input volume air 12.2 L jam-1. Dari perhitungan desain reaktor didapat panjang 68.8 cm, diameter reaktor 10 cm, dan volume reaktor 0.005 m3. Efisiensi reaksi dari reaktor ini sangat bagus yaitu

35

99.99%. Reaktor WGS membutuhkan panas tambahan dari luar sebesar 1.839 kW, tambahan panas ini bisa dilakukan dengan heater. Permodelan reaksi FT yang tepat menggunakan reaktor stokiometri. Hasil dari reaksi FT yaitu 4.09 kg jam-1 metana, 0.628 kg jam-1 LPG, 1.635 kg jam-1 gasoline, 0.842 kg jam-1 kerosene, 1.449 kg jam-1 diesel, dan 2.961 kg jam-1 C20+. Dari perhitungan desain reaktor didapat panjang 1.07 m dan diameter 12 cm. Reaktor FT menghasilkan panas berlebih sebesar 23.32 kW, untuk itu harus dikeluarkan dengan menggunakan koil pendingin. Koil pendingin yang digunakan berdiameter dalam 0.4 cm, diameter luar 1.4 cm, panjang 1159.5 cm, dan jumlah gulungan 37. Berdasarkan perhitungan dimensi hydrocyclone didapat Dh 68.7 mm, hcyl 96 mm, Lh 377 mm, Di 14 mm, h 34 mm, Do 24 mm, Du 13.7 mm. Efisiensi pemisahan katalis sebesar 98.41% dengan wax yang terbawa 61.39%, dengan demikian dibutuhkan jumlah hydrocyclone sebanyak tiga sampai empat buah dan penambahan unit pemisah lainnya untuk mendapatkan wax yang benar –benar tidak mengandung katalis.

SARAN Saran untuk penelitian berikutnya adalah perlu penelitian lebih lanjut pada simulasi Aspen Plus 23.0 untuk reaksi FT, dengan metode kinetik sehingga dapat diketahui pengaruh kondisi operasi, jumlah katalis, dan ukuran reaktor terhadap jumlah produk. Simulasi lebih lanjut mengenai unit pemisah kedua pada sistem, sehingga wax yang didapat tidak mengandung katalis. Penambahan unit operasi lain berupa hydrocracker untuk memecah karbon C20+ menjadi produk utama (diesel), sehingga jumlah produk lebih banyak dan gas H2 yang tidak terkonversi dapat dimanfaatkan.

DAFTAR PUSTAKA Abdul SP, Kumar S, Manjula S. 2010. The Status of Biomass Gasification in Thailand and Cambodia [report]. Mekong(TH): Asian Institute of Technology. Arteburn RA. 1976. The Sizing of Hydrocyclone. Krebs Engineers. Menlo Park ASME Section VIII Div.I. 2001. Rules for Construction of Pressure Vessel. Boiler and Pressure Vessel, Edition 1 Bayron, Loganathan, Shanta. 2010. A Review of the Water Gas Shift Reaction Kinetics. The Berkeley Electronic. Bo-Tao T, Jie C, Zhang CH, Cao DB, Jun Y, Liu Y, Guo XH, Xiang HW, Li YW. 2006. A Comprehensive Kinetics Model of Fischer-Tropsch Synthesis Over an Industrial Fe-Mn Catalyst. Elsivier Applied Catalysis A: General. 301(1): 3950. Borgnakke C, Sonntag RE. 2009. Fundamentals of Thermodynamics, 7th ed. John Wiley & Sons. USA

36

Breijer AAJ, Ganswijk VJWW, Greidanus AJ, Oudshoorn ML, Pannebakker MW. 2004. Design of a plant in Brunei producing 500 000 tonnes/annum synthetic oil products from natural gas, using Fischer-Tropsch technology [report]. Delft(NL): Applied Sciences Delft University of Technology. Dry ME. 1990. The Fischer-Tropsch Process - Commercial Aspects. Catalysis Today. 6: 183. Dry ME. 2003. Fischer-Tropsch Synthesis - Industrial. In Encyclopedia of Catalysis. John Wiley & Sons. New Jersey. Gavin T, Ray S. 2013. Chemical Engineering Design: Principal, Practice and Economics of Plant and Process Design, 2nd ed. Elsevier. USA Gerard PVDL, Antonie ACM, Beenackers. 1999. Multicomponent Reaction Fischer-Tropsch Synthesis in Commercial Scale Slurry Bubble Column Reactors. Elsevier Chemical Engineering Science. 54(21): 5013-5019. Habiburrohman M. 2012. Perancangan Pabrik Gas Sintesis Menggunakan Proses Gasifikasi Batubara Sebagai Bahan Baku Pembuatan Bahan Bakar Cair [skripsi]. Depok(ID): FT UI. Hamelinck CN, Faaij APC, Den UH, Boerrigter H. 2003. Production of FT Transportation Fuels from Biomass; Technical Options, Process Analysis And Optimization, and Development Potential. Netherland Energy Research Foundation ECN and Utrecht University/Science Technology and Society. Heiskanen K. 1993. Particle Classification. Chapman & Hall Hughmark GA. 1967. Holdup and Mass Transfer in Bubble Columns. Engineering Chemical Process. 6: 218. Kroschwitz I, Howe GM. 1996. Kirk-Othmer Encyclopedia of Chemical Technology, 4th ed. John Wiley & Sons. New York. Ladebeck JR, Wang JP. 2003. Handbook of Fuel Cells. John Wiley & Sons. England. Laurent S. 2012. Modeling, Scaleup And Optimization Of Slurry Bubble Column Reactors for Fischer-Tropsch Synthesis [tesis]. Pittsburgh (FR): Chemical Engineering and Chemistry University of Pittsbugh. Ledakowicz S, Hubert N, Ryoji K, Wolf DD. 1985. Kinetics of the FischerTropsch Synthesis in the Slurry Phase on a Potassium-Promoted Iron Catalyst. Industrial & Engineering Chemistry Process Design and Development. 24(4): 1043-1049. Levenspiel O. 1999. Chemical Reaction Engineering, 3rd ed. John Wiley & Sons. New York. Logdberg S. 2007. Development of Fischer-Tropsch Catalyst for Gasified Biomass [tesis]. Stockholm (SE): KTH-Royal Institute of Technology. Maretto C, Krishna R. 1999. Modelling Of Bubble Column Slurry Reactor for Fischer- Tropsch Synthesis. Elsevier Catalysis today. 52: 279–289. Mendes D, Mendes A, Madeira LM, IulianelliA, Sousa JM, Basile A. 2010. The water-gas shift reaction: from conventionalcatalytic systems to Pd-based membrane reactors. Asia-Pacific Journal of Chemical Engineering. 5(1): 111137. Menteri Negara Riset Dan Teknologi Republik Indonesia (Menristek). 2006. Buku Putih Penelitian, Pengambangan Dan Penerapan Ilmu Pengetahuan Dan Teknologi Energi Baru Dan Terbarukan Untuk Mendukung Keamanan

37

Ketersediaan Energi Tahun 2005-2025. Kementrian Negara Riset dan Teknologi Republik Indonesia. Moss D. 2004. Pressure Vessel Design Manual, 3rd ed. Gulf Publishing. Hoston Panitia Teknis Sumber Energi (PTE). 2007. Blueprint Energi Nasional 2005-2025. Kementrian Energi dan Sumber Daya Mineral. Ruangsri. 2007. Production of Liquid Fuels Via Fischer-Tropsch Reaction in Packed-Bed Reactor [tesis]. Bangkok (TH): King Mongkut’s University of Technology North Bangkok. Spath PL, Dayton DC. 2003. Preliminary Screening — Technical and Economic Assessment of Synthesis Gas to Fuels and Chemicals with Emphasis on the Potential for Biomass-Derived Syngas. Department of Energy, National Renewable Energy Laboratory. USA. Tiefeng W, Jinfu W, Yong J. 2007. Slurry Reactors for Gas to Liquid Processes. A Review Ind. Eng. Chem. Res. 46: 5824-5847. Van SE, Claeys M. 2008. Fischer-Tropsch Catalysts for the Biomass To Liquid (BTL) Process. Chemical Engineering & Technology. 31(5): 655–666. Yaidelin JAM. 2010. Modeling and Simulation of Water-Gas Shift Reactors: from Conventional Packed-Bed to Membrane Reactors [tesis]. Porto(PT): Universidade do Porto Yue L, Qi F, Maria FS. 2010. Low-temperature water-gas shift reaction over Cuand Ni- loaded cerium oxide catalysts. Elsevier applied catalysis B: Environmental. 27:179-191. Zimmerman WH, Bukur DB. 1990. Reaction kinetics over iron catalysts used for the Fischer-Tropsch synthesis. Canadian Journal of Chemical Engineering. 68(2): 292-301.

Lampiran 1 Distribusi fraksi massa produk reaksi FT berdasarkan persamaan ASF Berdasarkan Breijer et al. (2004) pembagian gugus untuk α 0.9 – 0.95 dengan katalis Co/MgO/SiO2 untuk rentang hidrokarbon berbeda sebagai berikut: 1 Untuk C6+ : 100% parafin 2 Untuk C5 : 80% parafin, 10% olefin, 5% alkohol, 5% asam 3 Untuk C4 and C3 : 50% parafin, 25% olefin, 12.5% alkohol, 12.5% asam 4 Untuk C2 : 80% parafin, 10% olefin, 5% alkohol, 5% asam Fraksi massa hidrokarbon dari n 1 – 9 α 0 0.1 0.2 0.3 0.4 0.5 0.6 0.7 0.8 0.9 0.999

38

n 1 1 8.10 x 10-1 6.40 x 10-1 4.90 x 10-1 3.60 x 10-1 2.50 x 10-1 1.60 x 10-1 9.00 x 10-2 4.00 x 10-2 1.00 x 10-2 1.00 x 10-6

2 0 1.62 x 10-1 2.56 x 10-1 2.94 x 10-1 2.88 x 10-1 2.50 x 10-1 1.92 x 10-1 1.26 x 10-1 6.40 x 10-2 1.80 x 10-2 2 x 10-6

3 0 2.43 x 10-2 7.68 x 10-2 1.32 x 10-1 1.73 x 10-1 1.88 x 10-1 1.73 x 10-1 1.32 x 10-1 7.68 x 10-2 2.43 x 10-2 2.99 x 10-6

4 0 3.24 x 10-3 2.05 x 10-2 5.29 x 10-2 9.22 x 10-2 1.25 x 10-1 1.38 x 10-1 1.23 x 10-1 8.19 x 10-2 2.92 x 10-2 3.99 x 10-6

5 0 4.05 x 10-4 5.12 x 10-3 1.98 x 10-2 4.61 x 10-2 7.81 x 10-2 1.04 x 10-1 1.08 x 10-1 8.19 x 10-2 3.28 x 10-2 4.98 x 10-6

6 0 4.86 x 10-5 1.23 x 10-3 7.14 x 10-3 2.21 x 10-2 4.69 x 10-2 7.46 x 10-2 9.08 x 10-2 7.86 x 10-2 3.54 x 10-2 5.97 x 10-6

7 0 5.67 x 10-6 2.87 x 10-4 2.50 x 10-3 1.03 x 10-2 2.73 x 10-2 5.23 x 10-2 7.41 x 10-2 7.34 x 10-2 3.72 x 10-2 6.96 x 10-6

8 0 6.48 x 10-7 6.55 x 10-5 8.57 x 10-4 4.72 x 10-3 1.56 x 10-2 3.58 x 10-2 5.93 x 10-2 6.71 x 10-2 3.83 x 10-2 7.94 x 10-6

9 0 7.29 x 10-8 1.47 x 10-5 2.89 x 10-4 2.12 x 10-3 8.79 x 10-3 2.42 x 10-2 4.67 x 10-2 6.04 x 10-2 3.87 x 10-2 8.93 x 10-6

Fraksi massa hidrokarbon dari n 10 – 18 (lanjutan) α 0 0.1 0.2 0.3 0.4 0.5 0.6 0.7 0.8 0.9 0.999

n 10 0 8.10 x 10-9 3.28 x 10-6 9.64 x 10-5 9.44 x 10-4 4.88 x 10-3 1.61 x 10-2 3.63 x 10-2 5.37 x 10-2 3.87 x 10-2 9.91 x 10-6

11 0 8.91 x 10-10 7.21 x 10-7 3.18 x 10-5 4.15 x 10-4 2.69 x 10-3 1.06 x 10-2 2.80 x 10-2 4.72 x 10-2 3.84 x 10-2 1.09 x 10-5

12 0 9.72 x 10-11 1.57 x 10-7 1.04 x 10-5 1.81 x 10-4 1.46 x 10-3 6.97 x 10-3 2.14 x 10-2 4.12 x 10-2 3.77 x 10-2 1.19 x 10-5

13 0 1.05 x 10-11 3.41 x 10-8 3.39 x 10-6 7.85 x 10-5 7.93 x 10-4 4.53 x 10-3 1.62 x 10-2 3.57 x 10-2 3.67 x 10-2 1.28 x 10-5

14 0 1.13 x 10-12 7.34 x 10-9 1.09 x 10-6 3.38 x 10-5 4.27 x 10-4 2.93 x 10-3 1.22 x 10-2 3.08 x 10-2 3.56 x 10-2 1.38 x 10-5

15 0 1.22 x 10-13 1.57 x 10-9 3.52 x 10-7 1.45 x 10-5 2.29 x 10-4 1.88 x 10-3 9.16 x 10-3 2.64 x 10-2 3.43 x 10-2 1.48 x 10-5

16 0 1.30 x 10-14 3.36 x 10-10 1.12 x 10-7 6.18 x 10-6 1.22 x 10-4 1.20 x 10-3 6.84 x 10-3 2.25 x 10-2 3.29 x 10-2 1.58 x 10-5

17 0 1.38 x 10-15 7.13 x 10-11 3.59 x 10-8 2.63 x 10-6 6.48 x 10-5 7.67 x 10-4 5.08 x 10-3 1.91 x 10-2 3.15 x 10-2 1.67 x 10-5

18 0 1.46 x 10-16 1.51 x 10-11 1.14 x 10-8 1.11 x 10-6 3.43 x 10-5 4.87 x 10-4 3.77 x 10-3 1.62 x 10-2 3.00 x 10-2 1.77 x 10-5

Fraksi massa hidrokarbon dari n 19 – 24+ (lanjutan) α 0 0.1 0.2 0.3 0.4 0.5 0.6 0.7 0.8 0.9 0.999

n 19 0 1.54 x 10-17 3.19 x 10-12 3.61 x 10-9 4.70 x 10-7 1.81 x 10-5 3.09 x 10-4 2.78 x 10-3 1.37 x 10-2 2.85 x 10-2 1.87 x 10-5

20 0 1.62 x 10-18 6.71 x 10-13 1.14 x 10-9 1.98 x 10-7 9.54 x 10-6 1.95 x 10-4 2.05 x 10-3 1.15 x 10-2 2.70 x 10-2 1.96 x 10-5

21 0 1.70 x 10-19 1.41 x 10-13 3.59 x 10-10 8.31 x 10-8 5.01 x 10-6 1.23 x 10-4 1.51 x 10-3 9.68 x 10-3 2.55 x 10-2 2.06 x 10-5

22 0 1.78 x 10-20 2.95 x 10-14 1.13 x 10-10 3.48 x 10-8 2.62 x 10-6 7.72 x 10-5 1.11 x 10-3 8.12 x 10-3 2.41 x 10-2 2.15 x 10-5

23 0 1.86 x 10-21 6.17 x 10-15 3.54 x 10-11 1.46 x 10-8 1.37 x 10-6 4.84 x 10-5 8.09 x 10-4 6.79 x 10-3 2.26 x 10-2 2.25 x 10-5

24 0 1.94 x 10-22 1.29 x 10-15 1.11 x 10-11 6.08 x 10-9 7.15 x 10-7 3.03 x 10-5 5.91 x 10-4 5.67 x 10-3 2.13 x 10-2 2.35 x 10-5

24+ 0 0 0 5.03 x 10-12 4.33 x 10-9 7.75 x 10-7 5.02 x 10-5 1.57 x 10-3 2.74 x 10-2 2.71 x 10-1 0.9997

39

40

Fraksi massa hidrokarbon dari gugus berbeda untuk α = 0.9 dari n 2 – 5 (lanjutan) α

Gugus

0.9

Parafin Olefin Alkohol Asam

n 2 1.44 x 10-2 1.80 x 10-3 9.00 x 10-4 9.00 x 10-4

3 1.22 x 10-2 6.08 x 10-3 3.04 x 10-3 3.04 x 10-3

4 1.46 x 10-2 7.29 x 10-3 3.65 x 10-3 3.65 x 10-3

5 2.62 x 10-2 3.28 x 10-3 1.64 x 10-3 1.64 x 10-3

Lampiran 2 Data hasil simulasi reaksi WGS Stream Phase: Hasil (laju alir mol) CO CO2 H2 H2O CH4 N2 Laju alir mol total Laju alir massa Laju alir volume Temperatur Tekanan

kmol jam-1 kmol jam-1 kmol jam-1 kmol jam-1 kmol jam-1 kmol jam-1 kmol jam-1 kg jam-1 m3 jam-1 C atm

1SYNGAS Gas

2H2OL Cairan

2H2OV Gas

3INPUT Gas

7PROGIBB Gas

8PROCSTR 9PROPLUG Gas Gas

1.2 1.46 0.461 0 0.251 4.92 8.29 240 240 80 1

0 0 0 0.67 0 0 0.67 12.2 0.012 30 1

0 0 0 0.67 0 0 0.67 12.2 22 130 1

1.2 1.46 0.461 0.67 0.251 4.92 8.95 252 262 84 1

0.546 2.11 1.11 0.018 0.251 4.92 8.95 252 294 200 1.18

0.528 2.13 1.13 5.79 x 10-4 0.251 4.92 8.95 252 294 200 1.18

0.527 2.13 1.13 3.01 x 10-9 0.251 4.92 8.95 252 296 200 1.17

41

42

Lampiran 3 Data hasil simulasi reaksi FT Stream Hasil (laju alir massa) CO kg jam-1 H2 kg jam-1 CO2 kg jam-1 H2 O kg jam-1 N2 kg jam-1 CH4 kg jam-1 C2H6 kg jam-1 C3H8 kg jam-1 C4H10 kg jam-1 C5H12 kg jam-1 C6H14 kg jam-1 C7H16 kg jam-1 C8H18 kg jam-1 C9H20 kg jam-1 C10H22 kg jam-1 C11H24 kg jam-1 C12H26 kg jam-1 C13H28 kg jam-1 C14H30 kg jam-1 C15H32 kg jam-1 C16H34 kg jam-1 C17H36 kg jam-1 C18H38 kg jam-1 C19H40 kg jam-1 C20H42 kg jam-1 C21H44 kg jam-1 C22H46 kg jam-1 C23H48 kg jam-1 C24H50 kg jam-1 C25H52 kg jam-1 C2H6O kg jam-1 C3H8O kg jam-1 C4H10O kg jam-1 C5H12O kg jam-1 C2H4 kg jam-1 C3H6 kg jam-1 C4H8 kg jam-1 C5H10 kg jam-1 C2H4O2 kg jam-1 C3H6O2 kg jam-1 C4H8O2 kg jam-1 C5H10O2 kg jam-1 WAX kg jam-1 KATALIS kg jam-1

1WGS

2COMP

3DUPL

5GIB

6STOK1

14.8 2.28 93.7 5.42 x 10-8 138 4.03 0 0 0 0 0 0 0 0 0 0 0 0 0 0 0 0 0 0 0 0 0 0 0 0 0 0 0 0 0 0 0 0 0 0 0 0 0 0

14.8 2.28 93.7 5.42 x 10-8 138 4.03 0 0 0 0 0 0 0 0 0 0 0 0 0 0 0 0 0 0 0 0 0 0 0 0 0 0 0 0 0 0 0 0 0 0 0 0 0 0

14.8 2.28 93.7 5.42 x 10-8 138 4.03 0 0 0 0 0 0 0 0 0 0 0 0 0 0 0 0 0 0 0 0 0 0 0 0 0 0 0 0 0 0 0 0 0 0 0 0 0 0

0.003 0.003 99.4 4.82 138 11.5 2.91 x 10-4 8.18 x 10-8 1.93 x 10-11 3.37 x 10-15 4.26 x 10-19 1.06 x 10-22 2.11 x 10-26 2.82 x 10-30 0 0 0 0 0 0 0 0 0 0 0 0 0 0 0 0 9.02 x 10-12 2.27 x 10-15 2.95 x 10-19 4.99 x 10-23 3.51 x 10-10 3.52 x 10-12 7.37 x 10-16 1.50 x 10-19 5.70 x 10-08 1.24 x 10-11 3.32 x 10-15 1.32 x 10-19 3.84 2.59

14.8 2.28 93.7 5.42 x 10-8 138 4.03 0 0 0 0 0 0 0 0 0 0 0 0 0 0 0 0 0 0 0 0 0 0 0 0 0 0 0 0 0 0 0 0 0 0 0 0 0 0

43

Lampiran 3 Data hasil simulasi reaksi FT (lanjutan) Stream Hasil (laju alir massa) CO kg jam-1 H2 kg jam-1 CO2 kg jam-1 H2O kg jam-1 N2 kg jam-1 CH4 kg jam-1 C2H6 kg jam-1 C3H8 kg jam-1 C4H10 kg jam-1 C5H12 kg jam-1 C6H14 kg jam-1 C7H16 kg jam-1 C8H18 kg jam-1 C9H20 kg jam-1 C10H22 kg jam-1 C11H24 kg jam-1 C12H26 kg jam-1 C13H28 kg jam-1 C14H30 kg jam-1 C15H32 kg jam-1 C16H34 kg jam-1 C17H36 kg jam-1 C18H38 kg jam-1 C19H40 kg jam-1 C20H42 kg jam-1 C21H44 kg jam-1 C22H46 kg jam-1 C23H48 kg jam-1 C24H50 kg jam-1 C25H52 kg jam-1 C2H6O kg jam-1 C3H8O kg jam-1 C4H10O kg jam-1 C5H12O kg jam-1 C2H4 kg jam-1 C3H6 kg jam-1 C4H8 kg jam-1 C5H10 kg jam-1 C2H4O2 kg jam-1 C3H6O2 kg jam-1 C4H8O2 kg jam-1 C5H10O2 kg jam-1 WAX kg jam-1 KATALIS kg jam-1

6STOK2

7STOK

8GAS

8SLURRY 9SLURRY

0 0 0 0 0 0 0 0 0 0 0 0 0 0 0 0 0 0 0 0 0 0 0 0 0 0 0 0 0 0 0 0 0 0 0 0 0 0 0 0 0 0 4.8 2.59

0 0.07 93.7 9.39 138 4.09 0.095 0.084 0.103 0.188 0.257 0.272 0.282 0.286 0.287 0.286 0.281 0.275 0.267 0.257 0.247 0.237 0.226 0.215 0.204 0.193 0.182 0.171 0.161 2.05 0.011 0.033 0.037 0.016 0.014 0.047 0.056 0.025 0.030 0.061 0.058 0.022 4.8 2.59

0 0.07 93.7 9.39 138 4.09 0.095 0.084 0.103 0.188 0 0 0 0 0 0 0 0 0 0 0 0 0 0 0 0 0 0 0 0 0.011 0.033 0.037 0.016 0.014 0.047 0.056 0.025 0.030 0.061 0.058 0.022 0 0

0 0 0 0 0 0 0 0 0 0 0.257 0.272 0.282 0.286 0.287 0.286 0.281 0.275 0.267 0.257 0.247 0.237 0.226 0.215 0.204 0.193 0.182 0.171 0.161 2.05 0 0 0 0 0 0 0 0 0 0 0 0 4.8 2.59

0 0 0 0 0 0 0 0 0 0 0.103 0.109 0.113 0.114 0.115 0.114 0.113 0.11 0.107 0.103 0.0989 0.0948 0.0904 0.086 0.0815 0.077 0.0729 0.0684 0.0645 0.822 0 0 0 0 0 0 0 0 0 0 0 0 1.92 0.04

44

Lampiran 3 Data hasil simulasi reaksi FT (lanjutan) Stream 9KAT Hasil (laju alir massa) CO kg jam-1 0 H2 kg jam-1 0 CO2 kg jam-1 0 H2O kg jam-1 0 N2 kg jam-1 0 CH4 kg jam-1 0 C2H6 kg jam-1 0 C3H8 kg jam-1 0 C4H10 kg jam-1 0 C5H12 kg jam-1 0 C6H14 kg jam-1 0.154 C7H16 kg jam-1 0.163 C8H18 kg jam-1 0.169 C9H20 kg jam-1 0.172 C10H22 kg jam-1 0.172 C11H24 kg jam-1 0.172 C12H26 kg jam-1 0.169 C13H28 kg jam-1 0.165 C14H30 kg jam-1 0.16 C15H32 kg jam-1 0.155 C16H34 kg jam-1 0.148 C17H36 kg jam-1 0.142 C18H38 kg jam-1 0.136 C19H40 kg jam-1 0.129 C20H42 kg jam-1 0.122 C21H44 kg jam-1 0.116 C22H46 kg jam-1 0.109 C23H48 kg jam-1 0.103 C24H50 kg jam-1 0.097 C25H52 kg jam-1 1.23 C2H6O kg jam-1 0 C3H8O kg jam-1 0 C4H10O kg jam-1 0 C5H12O kg jam-1 0 C2H4 kg jam-1 0 C3H6 kg jam-1 0 C4H8 kg jam-1 0 C5H10 kg jam-1 0 C2H4O2 kg jam-1 0 C3H6O2 kg jam-1 0 C4H8O2 kg jam-1 0 C5H10O2 kg jam-1 0 WAX kg jam-1 2.88 KATALIS kg jam-1 2.55

10SLURRY 0 0 0 0 0 0 0 0 0 0 0.257 0.272 0.282 0.286 0.287 0.286 0.281 0.275 0.267 0.257 0.247 0.237 0.226 0.215 0.204 0.193 0.182 0.171 0.161 2.05 0 0 0 0 0 0 0 0 0 0 0 0 4.8 0

10PARAF 11OLEFIN 12ALKOHO 0 0 0 0 0 4.09 0.095 0.084 0.103 0.188 0.257 0.272 0.282 0.286 0.287 0.286 0.281 0.275 0.267 0.257 0.247 0.237 0.226 0.215 0.204 0.193 0.182 0.171 0.161 2.05 0 0 0 0 0 0 0 0 0 0 0 0 4.8 0

0 0 0 0 0 0 0 0 0 0 0 0 0 0 0 0 0 0 0 0 0 0 0 0 0 0 0 0 0 0 0 0 0 0 0.014 0.047 0.056 0.025 0 0 0 0 0 0

0 0 0 0 0 0 0 0 0 0 0 0 0 0 0 0 0 0 0 0 0 0 0 0 0 0 0 0 0 0 0.011 0.033 0.037 0.016 0 0 0 0 0 0 0 0 0 0

45

Lampiran 3 Data hasil simulasi reaksi FT (lanjutan) Stream Hasil (laju alir massa) CO kg jam-1 H2 kg jam-1 CO2 kg jam-1 H2O kg jam-1 N2 kg jam-1 CH4 kg jam-1 C2H6 kg jam-1 C3H8 kg jam-1 C4H10 kg jam-1 C5H12 kg jam-1 C6H14 kg jam-1 C7H16 kg jam-1 C8H18 kg jam-1 C9H20 kg jam-1 C10H22 kg jam-1 C11H24 kg jam-1 C12H26 kg jam-1 C13H28 kg jam-1 C14H30 kg jam-1 C15H32 kg jam-1 C16H34 kg jam-1 C17H36 kg jam-1 C18H38 kg jam-1 C19H40 kg jam-1 C20H42 kg jam-1 C21H44 kg jam-1 C22H46 kg jam-1 C23H48 kg jam-1 C24H50 kg jam-1 C25H52 kg jam-1 C2H6O kg jam-1 C3H8O kg jam-1 C4H10O kg jam-1 C5H12O kg jam-1 C2H4 kg jam-1 C3H6 kg jam-1 C4H8 kg jam-1 C5H10 kg jam-1 C2H4O2 kg jam-1 C3H6O2 kg jam-1 C4H8O2 kg jam-1 C5H10O2 kg jam-1 WAX kg jam-1 KATALIS kg jam-1

13ASAM 14LAIN2 METANA LPG

GASOLINE KEROSENE

0 0 0 0 0 0 0 0 0 0 0 0 0 0 0 0 0 0 0 0 0 0 0 0 0 0 0 0 0 0 0 0 0 0 0 0 0 0 0.030 0.061 0.058 0.022 0 0

0 0 0 0 0 0 0 0 0 0.188 0.257 0.272 0.282 0.286 0.287 0 0 0 0 0 0 0 0 0 0 0 0 0 0 0 0 0 0 0 0 0 0 0 0 0 0 0 0 0

0 0.07 93.7 9.39 138 0 0 0 0 0 0 0 0 0 0 0 0 0 0 0 0 0 0 0 0 0 0 0 0 0 0 0 0 0 0 0 0 0 0 0 0 0 0 0

0 0 0 0 0 4.09 0 0 0 0 0 0 0 0 0 0 0 0 0 0 0 0 0 0 0 0 0 0 0 0 0 0 0 0 0 0 0 0 0 0 0 0 0 0

0 0 0 0 0 0 0.095 0.084 0.103 0 0 0 0 0 0 0 0 0 0 0 0 0 0 0 0 0 0 0 0 0 0 0 0 0 0 0 0 0 0 0 0 0 0 0

0 0 0 0 0 0 0 0 0 0 0 0 0 0 0 0.286 0.281 0.275 0 0 0 0 0 0 0 0 0 0 0 0 0 0 0 0 0 0 0 0 0 0 0 0 0 0

46

Lampiran 3 Data hasil simulasi reaksi FT (lanjutan) Stream Hasil (laju alir massa) CO kg jam-1 H2 kg jam-1 CO2 kg jam-1 H2O kg jam-1 N2 kg jam-1 CH4 kg jam-1 C2H6 kg jam-1 C3H8 kg jam-1 C4H10 kg jam-1 C5H12 kg jam-1 C6H14 kg jam-1 C7H16 kg jam-1 C8H18 kg jam-1 C9H20 kg jam-1 C10H22 kg jam-1 C11H24 kg jam-1 C12H26 kg jam-1 C13H28 kg jam-1 C14H30 kg jam-1 C15H32 kg jam-1 C16H34 kg jam-1 C17H36 kg jam-1 C18H38 kg jam-1 C19H40 kg jam-1 C20H42 kg jam-1 C21H44 kg jam-1 C22H46 kg jam-1 C23H48 kg jam-1 C24H50 kg jam-1 C25H52 kg jam-1 C2H6O kg jam-1 C3H8O kg jam-1 C4H10O kg jam-1 C5H12O kg jam-1 C2H4 kg jam-1 C3H6 kg jam-1 C4H8 kg jam-1 C5H10 kg jam-1 C2H4O2 kg jam-1 C3H6O2 kg jam-1 C4H8O2 kg jam-1 C5H10O2 kg jam-1 WAX kg jam-1 KATALIS kg jam-1

DIESEL C20+

KATALIS KATALREC WAX

0 0 0 0 0 0 0 0 0 0 0 0 0 0 0 0 0 0 0.267 0.257 0.247 0.237 0.226 0.215 0 0 0 0 0 0 0 0 0 0 0 0 0 0 0 0 0 0 0 0

0 0 0 0 0 0 0 0 0 0 0 0 0 0 0 0 0 0 0 0 0 0 0 0 0 0 0 0 0 0 0 0 0 0 0 0 0 0 0 0 0 0 0 2.59

0 0 0 0 0 0 0 0 0 0 0 0 0 0 0 0 0 0 0 0 0 0 0 0 0.204 0.193 0.182 0.171 0.161 2.05 0 0 0 0 0 0 0 0 0 0 0 0 4.8 0

0 0 0 0 0 0 0 0 0 0 0 0 0 0 0 0 0 0 0 0 0 0 0 0 0 0 0 0 0 0 0 0 0 0 0 0 0 0 0 0 0 0 0 2.59

0 0 0 0 0 0 0 0 0 0 0 0 0 0 0 0 0 0 0 0 0 0 0 0 0 0 0 0 0 0 0 0 0 0 0 0 0 0 0 0 0 0 4.8 0

Lampiran 4 Data kondisi simulasi reaksi FT Stream Dari Ke Phase: Laju alir mol total Laju alir massa Laju alir volume Temperatur Tekanan Fraksi uap Fraksi cairan Fraksi padatan

1WGS

kmol jam-1 kg jam-1 m3 jam-1 C bar

COMP Gas 8.96 253 297 200 1.19 1 0 0

2COMP COMP HEAT Gas 8.96 253 25.9 974 36.2 1 0 0

Lampiran 4 Data kondisi simulasi reaksi FT (lanjutan) Stream 7STOK 8GAS Dari STO2 SEPA1 Ke SEPA1 SEPA3 Phase: Campuran Campuran -1 Laju alir mol total kmol jam 8.033 7.88 Laju alir massa kg jam-1 260.156 246.130 3 -1 Laju alir volume m jam 9.273 9.240 Temperatur C 220 220 Tekanan bar 35 35 Fraksi uap 0.946 1.000 Fraksi cairan 0.044 0 Fraksi padatan 0.01 0

3DUPL HEAT B3 Gas 8.96 253 10.6 220 35 1 0 0

4GIB1 B3 GIB Gas 8.96 253 10.6 220 35 1 0 0

5GIB GIB Campuran 8.283 257 9.603 220 35 0.975 0.015 0.01

6STOK1 B3 STO2 Gas 8.96 253 10.6 220 35 1 0 0

8SLURRY SEPA1 HYDCYL Campuran 0.157 14.026 0.023 220 35 0 0.815 0.18

9SLURRY HYDCYL SEPA2 Campuran 0.019 4.618 0.008 220 35 0 0.991 0.009

9KAT HYDCYL SEPA2 Campuran 0.137 9.413 0.015 220 35 0 0.729 0.271

10SLURRY SEPA2 SEPA3 Cairan 0.044 11.436 0.021 220 35 0 1 0

6STOK2 MIX STO2 Cairan 0.124 7.39 0.008 97.6 1.01 0 0.65 0.35

10PARAF SEPA3 SEPA4 Campuran 0.308 15.996 0.329 217 35 0.873 0.127 0

47

Lampiran 4 Data kondisi simulasi reaksi FT (lanjutan) Stream 11OLEFIN 12ALKOHO Dari SEPA3 SEPA3 Ke Phase: Gas Cairan -1 Laju alir mol total kmol jam 0.003 0.001 Laju alir massa kg jam-1 0.142 0.096 3 -1 Laju alir volume m jam 0.003 1.77 x 10-4 Temperatur C 217 217 Tekanan bar 35 35 Fraksi uap 1 0 Fraksi cairan 0 1 Fraksi padatan 0 0 Lampiran 4 Data kondisi simulasi reaksi FT (lanjutan) Stream KEROSENE DIESEL Dari SEPA4 SEPA4 Ke Phase: Cairan Cairan Laju alir mol total kmol jam-1 0.005 0.006 -1 Laju alir massa kg jam 0.842 1.449 Laju alir volume m3 jam-1 0.002 0.003 Temperatur C 217 217 Tekanan bar 35 35 Fraksi uap 0 0 Fraksi cairan 1 1 Fraksi padatan 0 0

48

13ASAM SEPA3

14LAIN2 SEPA3

METANA SEPA4

LPG SEPA4

GASOLINE SEPA4

Cairan 0.002 0.171 2.66 x 10-4 217 35 0 1 0

Gas 7.610 241.160 8.870 217 35 1 0 0

Gas 0.255 4.09 0.296 217 35 1 0 0

Gas 0.007 0.2821 0.007 217 35 1 0 0

Cairan 0.015 1.572 0.003 217 35 0 1 0

KATALIS

KATALREC WAX SEPA2 MIX Padatan Cairan 0.11 0.01 2.59 4.8 0 0.01 220 100 35 1.01 0 0 0 1 1 0

C20+ SEPA4 Cairan 0.02 7.761 0.014 217 35 0 1 0

MIX Padatan 0.11 2.59 0 90 1.01 0 0 1

49

Lampiran 5 Perhitungan tebal reaktor dan dimensi kepala reaktor WGS Bahan Carbon steel 0.6% karbon (hot rolled) Nilai Satuan P 0.12 MPa 120 kPa dreaktor

100

mm

rreaktor S

50 415 000

mm kPa

249 000

kPa

ƞ tcir tlong tkepala

0.7 0.034 0.017 0.061

mm mm mm

Tebal reaktor

0.061

mm

Dimensi kepala reaktor Nilai CR 100 KR 10 SF 0.21 DH 19.32 THi 19.53

Satuan mm mm mm mm mm

Keterangan Tekanan dalam reaktor Diameter dalam reaktor Radius dalam reaktor Allowable stress material (60% yield strength) Efisiensi Persamaan 33 Persamaan 34 Persamaan 35 Tebal reaktor yang dipilih

Keterangan Persamaan pada Gambar 8

50

Lampiran 6 Perhitungan tebal reaktor dan dimensi kepala reaktor FT Bahan Carbon steel 0.6% karbon (hot rolled) Nilai Satuan Preaktor 35 Bar 3 500 kPa dreaktor

130

mm

rreaktor S

65 415 000

mm kPa

249 000

kPa

ƞ tcir tlong tkepala

0.7 1.321 0.652 2.31

mm mm mm

Tebal reaktor

2.31

mm

Nilai 130 13 8.08 24.1 32.19

Satuan mm mm mm mm mm

Keterangan Tekanan dalam reaktor Diameter dalam reaktor Radius dalam reaktor Allowable stress material (60% yield strength) Efisiensi Persamaan 33 Persamaan 34 Persamaan 35 Tebal reaktor yang dipilih

Dimensi kepala reaktor CR KR SF DH Thi

Keterangan Persamaan pada Gambar 8

51

Lampiran 7 Perhitungan laju energi komponen hidrokarbon berdasarkan pembakaran lengkap Perhitungan heating value berdasarkan reaksi pada Halaman 9 No Komponen 1 2 3 4 5 6 7 8 9 10 11 12 13 14 15 16 17 18 19 20 21 22 23 24 25 26 27 28 29 30 31 32 33 34 35 36 37 38 a

CH4 C2H6 C3H8 C4H10 C5H12 C6H14 C7H16 C8H18 C9H20 C10H22 C11H24 C12H26 C13H28 C14H30 C15H32 C16H34 C17H36 C18H38 C19H40 C20H42 C21H44 C22H46 C23H48 C24H50 C25H52 C2H6O C3H8O C4H10O C5H12O C2H4 C3H6 C4H8 C5H10 C2H4O2 C3H6O2 C4H8O2 C5H10O2 H2c

hf (kJ kmol-1)a -74 520 -83 820 -104 680 -125 790 -146 760 -166 940 -187 650 -208 750 -228 740 -249 460 -270 430 -290 720 -311 770 -332 440 -353 110 -374 170 -394 450 -415 120 -435 790 -456 460 -477 800 -498 500 -519 200 -540 000 -560 700 -234 950 -254 600 -275 100 -295 700 52 510 20 230 -500 -21 620 -432 800 -453 500 -475 800 -490 100 -

hc (kJ kmol-1)a CO2 -393 522 -787 044 -1 180 566 -1 574 088 -1 967 610 -2 361 132 -2 754 654 -3 148 176 -3 541 698 -3 935 220 -4 328 742 -4 722 264 -5 115 786 -5 509 308 -5 902 830 -6 296 352 -6 689 874 -7 083 396 -7 476 918 -7 870 440 -8 263 962 -8 657 484 -9 051 006 -9 444 528 -9 838 050 -787 044 -1 180 566 -1 574 088 -1 967 610 -787 044 -1 180 566 -1 574 088 -1 967 610 -787 044 -1 180 566 -1 574 088 -1 967 610 -

H2O -483 652 -725 478 -967 304 -1 209 130 -1 450 956 -1 692 782 -1 934 608 -2 176 434 -2 418 260 -2 660 086 -2 901 912 -3 143 738 -3 385 564 -3 627 390 -3 869 216 -4 111 042 -4 352 868 -4 594 694 -4 836 520 -5 078 346 -5 320 172 -5 561 998 -5 803 824 -6 045 650 -6 287 476 -725 478 -967 304 -1 209 130 -1 450 956 -483 652 -725 478 -967 304 -1 209 130 -483 652 -725 478 -967 304 -1 209 130 -483 652

Qc (kJ kmol-1)b 802 654 1 428 702 2 043 190 2 657 428 3 271 806 3 886 974 4 501 612 5 115 860 5 731 218 6 345 846 6 960 224 7 575 282 8 189 580 8 804 258 9 418 936 10 033 224 10 648 292 11 262 970 11 877 648 12 492 326 13 106 334 13 720 982 14 335 630 14 950 178 15 564 826 1 277 572 1 893 270 2 508 118 3 122 866 1 323 206 1 926 274 2 540 892 3 155 120 837 896 1 452 544 2 065 592 2 686 640 483 652

Laju alir mol (kmol jam-1) 0.255 3.16 x 10-3 1.91 x 10-3 1.78 x 10-3 2.61 x 10-3 2.98 x 10-3 2.72 x 10-3 2.47 x 10-3 2.23 x 10-3 2.02 x 10-3 1.83 x 10-3 1.65 x 10-3 1.49 x 10-3 1.34 x 10-3 1.21 x 10-3 1.09 x 10-3 9.86 x 10-4 8.88 x 10-4 8.01 x 10-4 7.21 x 10-4 6.50 x 10-4 5.87 x 10-4 5.27 x 10-4 4.76 x 10-4 5.83 x 10-3 2.46 x 10-4 5.48 x 10-4 4.93 x 10-4 1.75 x 10-4 4.93 x 10-4 1.11 x 10-3 1 x 10-3 3.62 x 10-4 4.93 x 10-4 8.22 x 10-4 6.57 x 10-4 2.19 x 10-4 0.035 Jumlah

Q (kW) 56.85 1.25 1.08 1.31 2.37 3.22 3.40 3.51 3.55 3.56 3.54 3.47 3.39 3.28 3.17 3.04 2.92 2.78 2.64 2.50 2.37 2.24 2.10 1.98 25.21 0.09 0.29 0.34 0.15 0.18 0.59 0.71 0.32 0.11 0.33 0.38 0.16 4.68 153.05

entalpi pembentukan komponen pada kondisi standar, temperatur 25 °C dan tekanan 100 kPa.; bentalpi reaksi.; creaksi yang terjadi: 2H2 + O2  2H2O

Lampiran 8 Gambar reaktor WGS

52

Lampiran 9 Gambar reaktor FT

53

Lampiran 10 Gambar pipa pendingin reaktor FT

54

Lampiran 11 Gambar hydrocyclone

55

Lampiran 12 Tampak atas assembly keseluruhan unit proses

56

Lampiran 13 Tampak depan assembly keseluruhan unit proses

57

Lampiran 14 Tampak samping assembly keseluruhan unit proses

58

59

RIWAYAT HIDUP Penulis dilahirkan di Lhokseumawe pada tanggal 24 Mei 1992 dari ayah H Dadang Dimyati dan Ibu Hj Euis Mulyani. Penulis adalah putra ketiga dari tiga bersaudara. Tahun 2004 penulis lulus dari SD Al-Alaq Kruenggeukueh, tahun 2007 lulus dari SMP Pasundan 2 Cimahi, selanjutnya menempuh sekolah menengah atas di SMAN 1 Sumedang dan lulus pada tahun 2010, di tahun yang sama penulis lulus seleksi masuk Institut Pertanian Bogor (IPB) melalui jalur Undangan Seleksi Masuk IPB (USMI) dan diterima di Departemen Teknik Mesin dan Biosistem, Fakultas Teknologi Pertanian. Kegiatan penulis di luar akademik menjadi anggota beberapa organisasi meliputi anggota UKM panahan (2010 – 2012), anggota organisasi daerah WAPEMALA Sumedang (2010 – sekarang), dan anggota pengurus Engineering Design Club (2012 – 2014). Penulis melakukan kegiatan praktek kerja lapang di PT Geo Dipa Energi (Persero), Unit Dieng pada bulan Juni – Agustus 2013 dengan judul Analisis Perubahan Tekanan Turbin Terhadap Daya Turbin Yang Dihasilkan Di PT Geo Dipa Energi (Persero) Unit Dieng.