KP/TK/2017/111 i
PRO CESS E NGI NEE RI NG S E CTI ON E NGI NEE RI NG AND DE VE LOPM E NT F UNCT I ON PT. PERTAMINA (PERSERO) REF I NERY U NI T V BALIKPAPAN LAPORAN KERJA PRAKTEK Diajukan Sebagai Salah Satu Syarat Untuk Memperoleh Gelar Sarjana Teknik Kimia Konsentrasi Teknik Kimia
Diusulkan Oleh :
Nama NIM
: Fachri Fachrul Qashmal : 14521279
Nama NIM
: Deddy Rizaldy : 14521328
KONSENTRASI TEKNIK KIMIA PROGRAM STUDI TEKNIK KIMIA FAKULTAS TEKNOLOGI INDUSTRI UNIVERSITAS ISLAM INDONESIA YOGYAKARTA 2017
ii
LEMBAR PENGESAHAN EVALUASI KINERJA PEMBAKARAN STEAM REFORMER F-8-01A PT. PERTAMINA (PERSERO) REFINERY UNIT V BALIKPAPAN KALIMANTAN TIMUR LAPORAN KERJA PRAKTEK
Oleh:
Nama NIM
: Fachri Fachrul Qashmal : 14521279
Nama NIM
: Deddy Rizaldy : 14521328
Yogyakarta, Juni 2017
Menyetujui, Pembimbing Kerja Praktek
(Lilis Kistriyani, S.T., M.Eng) NIK: 155211303
Mengetahui: Ketua Program Studi Teknik Kimia Fakultas Teknologi Industri Universitas Islam Indonesia
(Drs. Ir. Faisal RM, MSIE., Ph.D) NIP: 845210101
iii
KATA PENGANTAR Puji syukur penulis selalu panjatkan kehadirat Allah SWT yang telah melimpahkan rahmat dan karunia-Nya, sehingga penulis dapat melaksanakan Kerja Praktek di PT. PERTAMINA (Persero) Refinery Unit V – Balikpapan dan dapat menyusun laporan Kerja Praktek ini hingga selesai. Kerja praktek ini berlangsung selama dua bulan, terhitung mulai dari tanggal 01 Agustus – 03 Oktober 2017. Pelaksanaan Kerja Praktek ini terdiri dari orientasi umum dan studi literatur guna mendalami materi dalam pengerjaan tugas khusus yang diberikan oleh pembimbing. Laporan Kerja Praktek ini disusun berdasarkan orientasi-orientasi di berbagai unit dengan ditunjang oleh data-data dari literatur dan petunjuk serta penjelasan dari operator dan pembimbing. Kerja Praktek ini merupakan salah satu syarat yang wajib ditempuh untuk menyelesaikan program Strata-1 di Jurusan Teknik Kimia, Fakultas Teknologi Industri, Universitas Islam Indonesia, Yogyakarta. Besar harapan penulis agar nantinya hasil studi kerja praktik ini membawa hasil dan manfaat kepada siapa saja yang membutuhkannya. Penulis juga menyadari bahwa selama pelaksanaan Kerja Praktek dan penyusunan laporan, tidak lepas dari bantuan dan dukungan dari berbagai pihak. Maka dalam kesempatan ini penulis ingin mengucapkan terima kasih kepada: 1. Allah SWT yang telah menyertai dan meridhai setiap jalan yang dilalui dan memberikan kemudahan kepada penulis. 2. Kedua orangtua dan seluruh keluarga yang selalu mendukung dan mendoakan, sehingga Kerja Praktek ini dapat berjalan dengan lancar.
iv
3. Bapak Djatmiko Dharmo Saputro, S.T. Selaku Process Engineer (PE) Section Head RU V Balikpapan beserta seluruh staff. 4. Ibu Febriar Cahyaratri, S.T. selaku pembimbing kerja praktek di PT. PERTAMINA (PERSERO) RU V Balikpapan atas bimbingannya yang sangat keren dan arahannya selama penulis melaksanakan kerja praktek. 5. Bapak Yono yang telah membantu administrasi selama kami melaksanakan kerja praktek. 6. Bapak Ir. Drs. Faisal RM, MSIE., Ph.D. selaku Ketua Jurusan Teknik Kimia,
Fakultas
Teknologi
Industri,
Universitas
Islam
Indonesia
Yogyakarta. 7. Lilis Kistriyani, S.T., M.Eng selaku Dosen Pembimbing Kerja Praktek dari Jurusan Teknik Kimia, Fakultas Teknologi Industri, Universitas Islam Indonesia Yogyakarta. 8. Deddy Rizaldy selaku Partner Kerja Praktek saya yang telah berkenan untuk direpotkan. 9. Seluruh staff Process Engineering, operator panel, dan operator lapangan (khususnya Bapak Husaini operator hydrogen plant 8 yang dengan semangat penuh ikhlas) atas kesediaannya berbagi ilmu selama penulis melakukan kerja praktek. 10. Serta semua pihak yang tidak dapat disebutkan satu per satu yang telah membantu penulis menyelesaikan laporan Kerja Praktek ini.
v
Penulis menyadari bahwa laporan ini jauh dari sempurna dan masih banyak kekurangan mengingat keterbatasan pengalaman dan kemampuan penulis, oleh karena itu kritik dan saran yang membangun sangat diharapkan penulis demi hasil yang lebih baik di masa mendatang. Balikpapan, September 2017
Penulis
vi
DAFTAR ISI HALAMAN JUDUL ................................................................................................ i LEMBAR PENGESAHAN .................................................................................... ii KATA PENGANTAR ........................................................................................... iii DAFTAR ISI .......................................................................................................... vi DAFTAR TABEL ................................................................................................ viii DAFTAR GAMBAR ............................................................................................. xi ABSTRAK .............................................................................................................. 1 BAB I ...................................................................................................................... 3 PENDAHULUAN .................................................................................................. 3 1.1 Sejarah Singkat PT. PERTAMINA RU V Balikpapan ................................. 3 1.2 Tata Letak Pabrik .......................................................................................... 5 1.3 Unit-Unit Produksi ........................................................................................ 6 1.4 Bahan Baku dan Bahan Pendukung Utama ................................................ 10 1.4.1 Bahan Baku ............................................................................... 10 1.4.2 Bahan Pendukung Utama .......................................................... 11 1.5 Bahan Baku Sistem Utilitas ........................................................................ 14 BAB II ................................................................................................................... 16 PROSES PRODUKSI ........................................................................................... 16 2.1
Kilang Balikpapan I ........................................................................... 17 2.1.1 Dehydration Plant (DHP) .......................................................... 17 2.1.2 Crude Distillation Unit V (CDU V) .......................................... 19 2.1.3 High Vacum Unit III (HVU III) ................................................ 23 2.1.4 Effluent Water Treatment Plant (EWTP) .................................. 26
2.2
Kilang Balikpapan II .......................................................................... 29 2.2.1Hydroskimming Complex (HSC)............................................... 30 2.2.1.1 Crude Distillation Unit IV (CDU IV) ............................. 30 2.2.1.2 Naphtha Hydrotreating Unit ............................................ 38 2.2.1.3 Platforming Unit ............................................................. 44 2.2.1.4 LPG Recovery Unit ......................................................... 49
vii
2.2.1.5 Sour Water Stripper Unit (SWS) .................................... 51 2.2.1.6 LPG Treating Unit .......................................................... 53 2.2.2 Hydrocracking Complex (HCC) ............................................... 54 2.2.2.1 High Vacum Unit II (HVU II) ........................................ 54 2.2.2.2 Hydrocracker Unibon (HCU).......................................... 56 2.2.2.3 Hydrogen Plant ............................................................... 61 2.2.2.4 Flare Gas Recovery Plant dan Flare Stack ...................... 64 2.2.2.5 Hydrogen Recovery Plant ............................................... 65 BAB III ................................................................................................................. 67 3.1 Kesimpulan ................................................................................................. 67 3.2 Saran ............................................................................................................ 70 DAFTAR PUSTAKA ........................................................................................... 71 LAMPIRAN TUGAS KHUSUS .......................................................................... 72 LAMPIRAN A .................................................................................................... 202 LAMPIRAN B .................................................................................................... 205 LAMPIRAN C .................................................................................................... 208
viii
DAFTAR TABEL Tabel 1. 1 Jenis crude oil yang digunakan berdasarkan daerah asalnya. .............. 10 Tabel 1. 2 Bahan-bahan pendukung yang digunakan pada proses pengolahan beserta kegunaannya ............................................................................. 12 Tabel 2. 3 Kondisi Operasi Reaktor untuk Desulfurisasi ..................................... 40 Tabel 2. 4 Kondisi Operasi HVU II ...................................................................... 55 Tabel 3. 5 Neraca Massa Unit Reformer Aktual ................................................. 104 Tabel 3. 6 Neraca Energi Unit Reformer Aktual ................................................ 105 Tabel 3. 7 Delta Reaksi Unit Reformer Aktual ................................................... 106 Tabel 3. 8 Hasil Perhitungan Efisiensi Panas Steam Reformer F-8-01A pada tanggal 22 Agustus 2017 .................................................................... 107
xi
DAFTAR GAMBAR Gambar 1. 1 Susunan organisasi PT Pertamina (Persero) RU V Balikpapan ....... 15 Gambar 2. 2 Blockflow diagram RU V Balikpapan ............................................. 16 Gambar 2. 3 Block flow diagram kilang Balikpapan I ......................................... 17 Gambar 2. 4 Proses Pemisahan Heavy Naphtha dan Light Naphtha CDU IV ..... 23 Gambar 2. 5 Diagram Alir proses EWTP ............................................................. 26 Gambar 2. 6 Diagram Alir Proses Kilang Balikpapan II ...................................... 30 Gambar 2. 7 Diagram Alir CDU IV. ..................................................................... 33 Gambar 2. 8 Proses di stabilizer unit CDU V ....................................................... 37 Gambar 2. 9 Diagram Alir Proses Naphtha Hydrotreating Unit .......................... 38 Gambar 2. 10 Diagram Alir Sederhana Platforming Unit..................................... 44 Gambar 2. 11 Diagram Alir Unit Regenerasi (CCR) ........................................... 48 Gambar 2. 12 Diagram Blok Proses LPG Recovery Unit .................................... 49 Gambar 2. 13 Diagram Blok Proses SWS Unit .................................................... 51 Gambar 2. 14 Diagram Alir Sederhana Hydrocracker Unit ................................ 57 Gambar 2. 15 Diagram Alir Hydrogen Plant..................... .................................. 62 Gambar 3. 16 Bagan Furnace ............................................................................... 78 Gambar 3. 17 Tipe Cabinfurnace ......................................................................... 83 Gambar 3. 18 Tipe Vertical Cylindrical Furnace .......... ...................................... 84 Gambar 3. 19 Kondisi aktual Peep Hole .................... ........................................ 109
1
ABSTRAK Kilang minyak PT. PERTAMINA RU V Balikpapan terletak di tepi pantai Teluk Balikpapan dengan luas areal sekitar 2.5 km 2. PT.PERTAMINA (Persero) RU V Balikpapan memiliki kapasitas 260 Million Barrel Steam per Day (MBSD), yang merupakan kapasitas terbesar kedua setelah. PT.PERTAMINA (Persero) RU IV CILACAP. PT.PERTAMINA (Persero) RU V Balikpapan terdiri dari dua daerah kilang, yaitu kilang Balikpapan I dan kilang Balikpapan II. Kilang Balikpapan I memiliki kapasitas 60 MBSD dan mengolah minyak yang bersifat parafinik. Kilang Balikpapan II memiliki kapasitas 200 MBSD dan mengolah cocktail crude. Kilang Pertamina RU V Balikpapan adalah kilang yang dikhususkan untuk memenuhi kebutuhan BBM di Indonesia bagian timur. Pada awalnya, kilang Balikpapan di desain untuk mengolah minyak mentah yang berasal dari sumber minyak lokal, namun ketika cadangan minyak mentah di tempat tersebut mulai menipis, maka pada saat ini kilang Balikpapan juga mengolah minyak mentah dari domestik maupun luar negeri. Kilang ini mengolah minyak mentah menjadi produk-produk yang meliputi Bahan Bakar Minyak (BBM), seperti : Pertamax, Premium, Kerosene, Avtur dan Solar. Selain itu, kilang Balikpapan juga menghasilkan produk non bahan bakar minyak (NBBM), seperti: Heavy Naphtha, LPG, LSWR, NBF, MGO-05, SF-05,
LAWS-05.
Kata kunci: Minyak Mentah, HSC, HCC, HVU, CDU, HSE, Utilitas, Oil Movement.
2
ABSTRACT Oil Refinery PT. PERTAMINA RU V Balikpapan is located on the shores of Balikpapan Bay with an area of about 2.5 km 2. PT.PERTAMINA (Persero) RU V Balikpapan has a capacity of 260 Million Barrel Steam per Day (MBSD), which is the second largest capacity after. PT.PERTAMINA (Persero) RU IV CILACAP. PT.PERTAMINA (Persero) RU V Balikpapan consists of two refinery areas, namely Balikpapan I refinery and Balikpapan II refinery. Balikpapan I refinery has a capacity of 60 MBSD and oil processing which is paraffinic. Balikpapan II refinery has a capacity of 200 MBSD and cocktail crude processing. Pertamina Refinery RU V Balikpapan is a refinery that is devoted to meet the needs of fuel in eastern Indonesia. Initially, the Balikpapan refinery was designed to process crude oil srcinating from local oil sources, but when the crude oil reserves at the site were running low, the Balikpapan refinery also processed crude oil from domestic and overseas. This refinery processes crude oil into products that include Fuel (BBM), such as: Pertamax, Premium, Kerosene, Avtur and Solar. In addition, the Balikpapan refinery also produces non-fuel oil products (NBBM), such as: Heavy Naphtha, LPG, LSWR, NBF, MGO-05, SF-05, LAWS-05.
Keywords: Crude Oil, HSC, HCC, HVU, CDU, HSE, Utility, Oil Movement.
3
BAB I PENDAHULUAN 1.1 Sejarah Singkat PT. PERTAMINA RU V Balikpapan
Kilang minyak PT. PERTAMINA RU V Balikpapan terletak di tepi pantai Teluk Balikpapan dengan luas areal sekitar 2.5 km2. Kilang minyak PT. PERTAMINA RU V Balikpapan terbagi menjadi dua bagian yaitu kilang Balikpapan I dan Kilang Balikpapan II dengan kapasitas produksi masing-masing sebesar 60 MBSD dan 200 MBSD. 1. Visi
Menjadi kilang kebanggaan nasional yang mampu bersaing dan menguntungkan. 2. Misi
a. Mengelola operasional kilang secara aman, handal, efisien dan ramah lingkungan untuk menyediakan kebutuhan energi yang berkelanjutan. b. Mengoptimalkan fleksibilitas pengolahan untuk memaksimalkan
valuable product. c. Memberikan manfaat kepada stakeholder.
Latar belakang pendirian kilang minyak PT PERTAMINA RU V Balikpapan adalah penemuan sumber minyak mentah ( crude oil) di daerah sanga-sanga pada tahun 1897, Sumber-sumber crude oil lain kemudian ditemukan di daerah Tarakan (1899), Samboja (1911) dan Banyu (1922).
4
Kegiatan perminyakan di Balikpapan diawali dengan pengeboran minyak yang merupakan realisasi kerjasama antara J.H Menten dengan Firma Samuel & Co. Kilang Pertaminaa RU V Balikpapan adalah kilang yang dikhususkan untuk memenuhi kebutuhan BBM di Indonesia bagian timur. Namun pada kasus-kasus insidental, produksi BBM dari kilang Pertamina RU V Balikpapan
juga
didistribusikan
ke
daerah-daerah
lain
yang
membutuhkan. Pada awalnya, kilang Balikpapan di desain untuk mengolah minyak mentah yang berasal dari sumber minyak lokal yaitu minyak Attaka, Badak, Bekapai, Handil, Sepinggan dan Tanjung. Namun ketika cadangan minyak mentah di tempat tersebut mulai menipis, maka pada saat ini kilang Balikpapan juga mengolah minyak mentah dari sumber minyak lain baik domestik maupun luar negeri. Minyak mentah domestik berasal dari Arjuna, Belinda, Duri, Minas, Widuri, Sangata, Tarakan, Sanga-sanga, Senipah, Bunyu, Memburungan, Wurukin, Rantau/Kutupa, Arbei, Lalang, Minas, Kerapu, Sembilang, Belinda, Langsa dan Jatibarang. Kemudian untuk minyak impor berasal dari Arabian Light Crude (Saudi Arabia), Bach Ho (Vietnam), Jabiru (Australia), Sarir (Libya), Tapis (Malaysia), Pattani
(Thailand),
Champion
(Brunei),
Xijiang
(China),
Azeri
(Azerbaijan), dan lain sebagainya. Pada awalnya, kilang ini dirancang untuk mengolah campuran minyak Handil (60%) dan Bekapai (40%). Namun dengan terbatasnya cadangan
5
minyak-minyak tersebut, saat ini kilang Balikpapan mengolah berbagai macam campuran minyak yang spesifikasinya mendekati minyak Handil dan Bekapai. Kilang ini mengolah minyak mentah menjadi produk-produk yang meliputi Bahan Bakar Minyak (BBM), seperti : Pertamax, Solar plus,
motor gasoline (Premium), Kerosine (Minyak Tanah), Avtur, Solar (Minyak Diesel) dan Fuel Oil (Minyak Bakar). Selain itu, kilang Balikpapan juga menghasilkan produk non bahan bakar minyak (NBBM), seperti: Heavy Naphtha, LPG dan LSWR. 1.2 Tata Letak Pabrik
Kilang minyak PT.PERTAMINA (Persero) RU V Balikpapan berdiri tahun 1922, beberapa tahun setelah ditemukan cadangan minyak yang cukup besar di Kalimantan. Kilang Balikpapan I dan II terletak di kota Balikpapan Propinsi Kalimantan Timur, tepatnya di tepi teluk Balikpapan. Lokasi kilang Balikpapan yang berdekatan dengan perairan laut mempermudah transportasi produk dan bahan baku keluar maupun menuju kilang. Selain itu, sumber air laut sebagai air proses ataupun utilitas dapat dengan mudah diperoleh.
6
Kilang Pertamina RU V terletak di Teluk Balikpapan dengan luas 2,5 km2. Pemilihan Teluk Balikpapan sebagai kawasan kilang dilakukan atas dasar : a. Tersedianya pasokan minyak mentah yang cukup banyak dari kawasan sekitarnya. b. Lokasinya strategis untuk pendistribusian hasil produksi terutama ke kawasan Indonesia Bagian Timur. c. Tersedianya areal yang cukup luas untuk pendirian kilang. d. Tersedianya sarana pelabuhan untuk kepentingan distribusi minyak mentah dan hasil produksi. 1.3
Unit-Unit Produksi
Primary Processing Merupakan pemisahan fraksi-fraksi dan treating berdasarkan perbedaan sifat fisik. Proses pengolahan utama adalah distilasi atmosferik dan distilasi vakum. Operasi ini didasarkan atas volatilitas dan perbedaan titik didih komponen minyak bumi. Tekanan operasi pada proses distilasi atmosferik adalah tekanan atmosferik dengan temperature operasi berkisar antara 340-350 °C. Fraksi minyak yang memiliki titik didih paling rendah akan keluar pada bagian atas dan fraksi minyak yang memiliki titik didih paling tinggi akan keluar pada bagian bawah. Produk yang dihasilkan oleh suatu unit distilasi atmosferik adalah gas, straight run naphta yang dapat dipisahkan mejadi LPG maupun bahan pembuat premium, kerosin, light gas oil da heavy gas
7
oil yang merupakan bahan campuran pembuatan solar, dan long residue yang dapat dipisahkan lebih lanjut pada unit distilasi vakum sehingga akan didapat produk yang memiliki nilai lebih. Tiap-tiap produk memiliki rentang temperatur masing-masing. Sementara distilasi vakum digunakan untuk memisahkan fraksi-fraksi minyak bumi yang memiliki titik didih diatas 350°C keluaran dari distilasi atmosferik. Tekanan vakum bertujuan menurunkan titik didih umpan karena pada temperatur tinggi, sebagian minyak bumi mengalami perekahan. Tekanan vakum yang digunaan adalah berkisar 30-80 mmHg absolut yang dihasilkan oleh sistem ejektor yang menggunakan steam sebagai media penurun tekanan. Produk yang dihasilkan pada unit iniadalah LVGO (Light Vaccum Gas Oil ), MVGO (Medium Vaccum Gas
Oil), dan vakum residu. HVGO akan diolah pada unit perekahan dengan injeksi hidrogen atau hydrocracking. LVGO dapat langsung digunakan sebagai bahan campuran ADO ( Automatic Diesel Oil) dan IDO (Industrial
Diesel Oil). Vakum residu akan diolah melalui unit perekahan katalitik atau catalitic cracking.
Secondary Processing Proses pengolahan lanjut yang utama adalah perekahan termis, perekahan
katalitis
(thermal/catalytic
cracking),
hydrocracking,
perekahan katalis (catalytic reforming), polimerisasi, dan alkilasi.
8
Pada proses catalytic reforming digunakan katalis khusus (logam platinum ter-support pada silica atau silica base alumina) untuk merekonstruksi fraksi nafta (C 6-C10) menjadi senyawa aromatik dan isoparafin. Nafta reformat yang terproduksi memiliki angka oktan yang sangat tinggi. Reformat digunakan dalam formulasi gasoline dan dapat digunakan sebagai umpan untuk produksi senyawa aromatic (benzenetoluene-xylene, BTX). Saat ini penggunaan thermal cracking sudah diganti menggunakan
catalytic cracking karena biaya yang murah dan penggunaan yang praktis karena tidak memerlukan energi yang besar. Catalytic cracking adalah perekahan dengan bantuan katalis. Catalytic cracking secara umum sama seperti perekahan termal. Akan tetapi, catalytic cracking lebih umum digunakan pada refinery minyak. Hal ini dilakukan untuk meningkatkan efisiensi proses. Catalytic cracking dapat menghasilkan nafta dua kali lebih banyak dari satu barel minyak bumi. Proses catalytic cracking diantaranya adalah catalytic hydrocracking, catalytic reforing, alkilasi, dan polimerisasi.
Treating Processing
Sulfuric Acid Treatment, perlakuan dengan asam sulfat dilakukan untuk menghilangkan pengotor-pengotor berupa substansi resin dan asphaltik. Asam kuat (>93%) dapat menghilangkan merkaptan, namun diperlukan sweetening untuk menetralkan asam yang tersisa. Sweetening
9
Treatment Process digunakan untuk menghilangkan senyawa sulfur, merkaptan, dan H2S, Merkaptan memberikan bau tidak seap dan menurunkan angka oktan dngan menurunkkan susceptubility terhadap TEL. Senyawa belerang dapat menyebabkan korosi. Ada tigas cara utama dalam proses sweetening, yaitu sebagai berikut : 1.
Proses oksidasi merkaptan menjadi sulfida.
2.
Proses yang menghilangkan merkaptan ( Mercaptan Dissolving
Process). 3.
UOP merox process.
Proses desulfurasi adalah proses yang merusak dan mengkilahngkan senyawa belerang lain bersama merkaptan H 2S. Proses desulfurisasi dapat dilakukan dengan dua cara, yaitu ekstraksi senyawa belerang dengan mengguakan pelarut dan dekomposisi senyawa belerang secara katalitik menghasilkan H2S.
Treating dapat dilakukan dengan adsorpsi maupun katalitik. Adsorpsi dilakukan untuk menghilangkan pengotor dan warna minyak. Proses ini terdiri dari perkolasi, kontak pada temperatur tinggi, dan kontak dalam fasa uap. Treating
dengan menggunakan kalatik sering disebut
hydrotreating dengan tahapan perpindahan dari molekul minyak, difusi reaktan dan adsorpsi.
10
1.4
Bahan Baku dan Bahan Pendukung Utama
1.4.1
Bahan Baku
Bahan Baku yang digunakan pada PT Pertamina (Persero) Refinery
Unit V Balikpapan adalah minyak mentah atau crude oil. Crude oil yng digunakan berasal dari dalam negeri (domestik) maupun luar negeri (impor). PT Pertamina (Persero) Refinery Unit V memiliki dua kilang, yaitu Kilang Balikpapan I dan Kilang Balikpapan II dengan kapasitas berturut-turut sebesar 60 dan 200 MBSD (ribu Barrel Steam per Day). Minyak mentah yang diperoleh dari luar negeri (impor) sebesar 55,5%, dari dalam negeri (domestik) luar Kalimantan Timur sebesar 28% dan dari domestik Kaimantan Timur sebesar 17,5%. Tabel 1.1 menunjukkan jenis crude oil yang digunakan berdasarkan daerah asalnya. Tabel 1. 1 Jenis crude oil yang digunakan berdasarkan daerah asalnya. Domestik
Domestik Luar
Kalimantan Timur
Kalimantan Timur
Mamburungan
Arbei (Rantau)
Azeri
Bunyu
Rantau/Katapa (Rantau)
Qua Iboe
Badak
Lalang (Riau)
Bonny Light
Bekapai
Belida (Natuna)
Elsharara
Sepingan
Karapu (Natuna)
Saharan
Handil
Sembilang (Natuna)
Sokol
Senipah
Widuri (Laut Jawa)
Espo
Luar negeri
11
Sangatta
Jatibarang (Jawa Barat)
Nemba
Tarakan
Kaji (Sumatera Selatan)
Champion
Tarakan
Kaji (Sumatera Selatan)
Kitina
Tanjung
Cinta (Laut Jawa)
Amna
Anoa (Sulawesi) Arjuna (Laut Jawa) Belanak (Sumatera) Langsa (Sumatera Utara) Mudi (Jawa Timur) Banyu Urip (Jawa Timur) Ujung Pangkah (Jawa Timur) Madura (Madura) Duri (Riau)
1.4.2 Bahan Pendukung Utama Dalam mengolah bahan baku menjadi produk-produk yang diinginkan, PT Pertamina (Persero) RU V Balikpapan menggunakan berbagai bahan pendukung. Bahan-bahan pendukung yang digunakan ditunjukkan pada Tabel 1.2.
12
Tabel 1. 2 Bahan-bahan pendukung yang digunakan pada proses
pengolahan beserta kegunaannya No
1
Bahan Pendukung
Kegunaan
Asam Sulfat 98%
Menghilangkan senyawa tak jenuh dalam proses pembuatan lilin
2
Activated Clay
Menghilangkan warna dan bau dalam proses penghilangan liin (clay sebagai absorber)
3
Kapur
Menjaga kestabilan pH dalam proses treating dalam pembuatan lilin
4
Polietilen
Mengeraskan produk lilin
5
High Octane Number Mogas
Meningkatkan bilangan oktan
Component (HOMC)
produk dengan cara blending
Deemulsifier
Mempercepat pemecahan emulsi
6
sebelum umpan masuk ke dalam CDU 7
Corrosion inhibitor
Menghambat terjadinya korosi pada peralatan
8
Amonia
Menjaga kestabilan pH dalam proses treating
9
Metil merkaptan
Aditif untuk memberikan bau pada LPG (indikator kebocoran)
13
10
Static dissipator aditif
Menaikkan konduktivitas elektrik kasur
11
Dietanolamin
Absorben untuk mengabsorbsi H2S
12
Gas LNG
Bahan baku pembuatan hidrogen di
hydrocracker 13
Gravel
Resin penukar ion
14
Air sungai dan air laut
Sumber air proses, air baku, steam
15
Fuel oil, fuel gas
Bahan bakar furnace
16
HMP
Meningkatkan titik leleh lilin
17
Sulfiding agent
Mengaktifkan base meyal katalis
18
Polipropilen
Meningkatkan elastisitas wax
19
Larutan fosfat
Untuk water treatment dan air
boiler 20
Soda kaustik
Menyerap SO2, CO, emngurangi kandungan Cl
21
Absorben
Mengabsorbsi CO2 sebelum masuk metanator
22
Helamin/adonamine
Menjaga kestabilan Ph pada BFW
23
Antifoam
Menambahkan air ke ultilitas agar busa berkurang
24
Katalis
Mempercepat laju reaksi
14
1.5
Bahan Baku Sistem Utilitas
Bahan baku Utilitas adalah bahan baku yang dibutuhkan di unit utilitas sebagai sarana penunjang proses. Dalam proses, utilitas bahan baku yang dibutuhkan adalah air dan udara. Air berasal dari Teluk Balikpapan yang berjarak 450 m dari unit ini menggunakan pipa 84 inch yang sedalam 30 m dari permukaan laut. Air ini sebelum digunakan diolah terlebih dahulu sehingga bebas dari pengotor dan mineral. Air ini digunakan sebagai pendingin, pemasok listrik umpan, pembangkit kukus, pemadam kebakaran, serta keperluan kantor dan perumahan karyawan. Penggunaan air di RU V Balikpapan disertai dengan proses treatment air sisa proses. Hal ini bertujuan untuk mengolah air sisa proses seperti sour water menjadi air proses kembali. Udara digunakan sebagai udara tekan serta untuk pembakaran dan penyedia nitrogen. Udara tekan juga dapat digunakan untuk sistem kontrol pabrik dan sebagai bahan pada unit penyedia nitogen. 1.1 Struktur Organisasi
Pemimpin PT Pertamina (Persero) RU V Balikpapan adalah General
Manager (GM). GM bertanggungjawab langsung pada Direktur Pengolahan Pusat. GM membawahi manager dan senior manager.
Manager dan senior manager selanjutnya membawahu section head. Susunan organisasi PT Pertamina (Persero) RU V Balikpapan ditunjukkan oleh Gambar 1.1
15
n a p a p ik l a B V U R ) o r e sr e (P a n i m a tr e P T P is sia n a g r o n a n u s u S 1 . 1 r a b m a G
16
BAB II PROSES PRODUKSI PT PERTAMINA (Persero) RU V Balikpapan memiliki kapasitas 260 MBSD, yang merupakan kapasitas kedua terbesar setelah Cilacap. PT PERTAMINA (Persero) RU V Balikpapan terdiri dari dua area kilang, yaitu kilang Balikpapan I dan kilang Balikpapan II. Kilang Balikpapan I memiliki kapasitas 60 MBSD dan mengolah minyak yang bersifat parafinik. Kilang Balikpapan II memiliki kapasita 200 MBSD dan mengolah cocktail crude. Berikut Gambar proses sederhana dari kilang Balikpapan.
Gambar 2. 2 Blockflow diagram RU V Balikpapan
17
2.1 Kilang Balikpapan I
Kilang Balikpapan I merupakan kilang lama yang telah di-upgrade ada tahun 1997. Kilang Balikpapan I memiliki kapasitas produksi sebesar 60 MBSD, yang terdiri dari lima unit operasi, antara lain 1.
Dehydration Plant (DHP)
2.
Crude Distillation Unit V (CDU V)
3.
High Vacuum Unit III (HVU III)
4.
Effluent Water Treatment Plant (EWTP) Gas/ LPG Light Naphtha HeavyNaphtha Wax Plant
CDU V
Dehydration
Lilin
Minyak mentah Plant Kerosin LVG Long Residue
HVU III
Gas
HVGO
Short residue
Gambar 2. 3 Block flow diagram kilang Balikpapan I 2.1.1
Dehydration Plant(DHP) Minyak mentah (crude) dari Tanjung merupakan minyak yang parafinik dan memiliki viskositas yang tinggi, sehingga dikhawatirkan akan terjadi pembekuan di dalam pipa pada waktu pengiriman ke Balikpapan (melalui pipa sepanjang 240km). Dehydration Plant berfungsi
18
sebagai unit penghilangan air yang terkandung dalam minyak mentah hingga kurang dari 0,5% berat. Dalam pengiriman minyak mentah (crude) yang mempunyai viskositas cukup tinggi, akan dilakukan untuk menghindari pembekuan dengan air hingga kompisisinya 37% air dan 63% minyak. Hal ini dilakukan untuk menghindari pembekuan yang bisa terjadi pada saat pengiriman karena viskositasnya yang tinggi. Proses kapasitas unit DHP adalah 9000 ton/hari. Pada awalnya crude yang berupa suspensi dilewatkan pada main line berupa pipa 20 inch kemudian ditambahkan demulsifier pada main line tersebut melalui pipa ½ inch. Crude tersebut dipanaskan hingga temperature mencapai 50-60°C dengan Heat Exchanger E-1-01A/B. Sebelum dimasukkan ke dalam tangki T-1-01A/B, crude dilewatkan Wear
Demister untuk mengeluarkan gas yang terkandung dalam minyak ke flare. Di dalam Ware Demister tersebut terdapat saringan yang berfungsi untuk menahan minyak supaya tidak terikut menuju Flare. Di atas tangki terdapat Brading Valve, dan Sringkler Water. Brading Valve berfungsi untuk menyemprotkan air jika terjadi kebakaran pada tangki. Crude ini kemudian ditampung dalam tangki T-1-01A/B untuk dipisahkan antara airnya secara gravitasi. Di dala tangki tersebut terdapat tray coke yang berfungsi untuk mengontrol ketinggian air dan minyak dalam tangki tersebut. Selain itu, di dalam tangki juga terdapat piringan yang berfungsi untuk menahan air agar tidak naik ke atas dan bercampur dengan minyak. Setelah itu, crude dimasukkan ke dalam stabilizer untuk memisahkan gas
19
yang masih terkandung dalam crude. Gas tersebut dilewatkan pada Knock
Out Down untuk dibuang ke flare. Di atas stabilizer terdapat Pressure Safety Valve yang berfungsi untuk menjaga tekanan dalam s tabilizer dengan cara mengeluarkan gas yang terdapat di dalamnya jika tekanan dalam stabilizer terlalu besar, kemudian di transfer ke tangki yang ada di TBL. 2.1.2
Crude Distillation Unit V (CDU V) CDU V memiliki kapasitas 60 MBSD (60000 barrel/hari). Unit ini merupakan suatu unit destilasi atmosferik yang bertujuan untuk memisahkan crude oil berdasarkan perbedaan titik didihnya. Produkproduk yang dihasilkan adaah LPG, Light Naphtha, Heavy Naphtha,
Kerosene, LGO, HGO, dan Log Residue (Atmospheric Residue). CDU V didesain untuk mengolah minyak mentah dari Minas, akan tetapi karena kurangnya pasokan, maka umpan CDU V juga dapat berupa campuran berbagai minyak yang berasal dari Indonesia. Minyak mentah dipompa ke CDU V melalui pompa G-220A/B/C/D. Untuk mixed crudecase, minyak dipanaskan menjadi 78°C melalui
Heat Exchanger E-201-01A/B. Sementara Minas crude
dipanaskan menjadi 60°C. Aliran crude kemudian dipanaskan kembali sampai 147°C dan dibagi menjadi dua aliran dengan rasio 57:43 untuk
Mixed Crude dan 43:57 untuk Minas Crude. Kedua aliran dipanaskan menjadi 147°C untuk Mixed Crude dan 143°C untuk Minas Crude. Minyak mentah kemudian menuju desalter untuk dikurang kandungan
20
garamnya. Desalter berfungi untuk mengurangi kandungan garam hingga 3 ptb (pound/1000 barrel). Air yang digunakan untuk desalter adalah air dari overhead section fraksinator dan juga air ultilitas. Air yang berasal dari desalter water surge
drum C-201-11 kemudian dialirkan dengan pompa G-01-02A/B dan dipanaskan hingga temperaturenya sama dengan minyak mentah yang masuk sebelum diinjeksikan ke minyak mentah. Demulsifier ditambahkan ke dalam crude yang bertujuan untuk mempermudah operasi pemisahan dengan menipiskan emulsi yang terjadi antara crude dengan air agar sedikit kandungan air dalam minyak bumi dan sedikit kandungan minyak bumi dalam air. Jika banyak air yang terikut dalam crude maka akan mengganggu proses distilasi. Begitu pula sebaliknya, jika banyak crude yang terikut dalam air yag terbuang maka akan mencemari lingkungan. Kemudian air, pengotor, dan garam akan turun mengendap. Desalter crude mengalir keluar melalui bagian atas vessel danair terkumpul di dasar
vessel. Desalter didesain untuk mengeluarkan tidak kurang dari 95% kandungan garam dalam crude oil, hingga kandungan garamnya sekitar 60 hingga 127 bbl.
Crude dari desalter akan dipecah menjadi dua aliran dengan perbandingan 50:50 dan dipanaskan dalam beberapa HE hingga 230°C (Mixed Crude) atau 243°C (Minas Crude). Aliran ini akan dibagi lagi menjadi empat aliran sebelum masuk ke dalam furnace F-201-01A/B. Umpan dalam furnace akan dipanaskan hingga 328°C (Mixed Crude) atau
21
341°C (Minas Crude) sebelum masuk kolom fraksinator untuk dipisahkan berdasarkan titik didihnya. Kolom fraksinator terdiri atas 47 tray dengan tiga stripper, yaitu kerosene, LGO, dan HGO stripper berjumlah 6 valve
tray. Kerosin dapat dialirkan ke tangki penyimpanan setelah didinginkan sampai 38°C di heat exchanger E-201-03 dan E-201-21. LGO dapat dialirkan setelah didinginkan di heat exchanger E-201-06, E-201-22, dan E-201-23. HGO juga demikian setelah didinginkan di heat exchanger E201-07, E-201-02 dan E-201-24. Residu didinginkan hingga 159°C (Mixed) atau 169°C (Minas) lalu dialirkan ke surge drum untuk HVU III. Residu juga dialirkan ke tangki penyimpanan setelah didinginkan sampai 38°C.
Uap dari fraksinator di kondensasi di fin-fan cooler Ea-201-01 dan dialirkan ke accumulator C-201-08 untuk memisahkan uap dan minyak. Tekanan dipertahankan pada 0,32 kg/cm 2g. Uap dari accumulator dialirkan ke kompresor K-201-01 via konock-out drum C-201-09. Minyak yang terkondensasi di knock-out drum dialirkan ke recontact drum dialirkan kembali kembali ke accumulator dengan pompa. Uap bertekanan didinginkan
dan
dialirkan
ke
recontact
drum
E-201-12
untuk
meningkatkan kadar hidrokarbon ringan. Minyak dari a ccumulator diinginkan dan dikontakkan desalter surge drum. Gas NH3 diinjeksikan ke uap fraksinator untuk untuk menetralisir suasana asam di air a ccumulator (pH 7-9). Zat anti korosi ( Unicor-LHS) juga diinjeksikan untuk mencagah korosi pada bejana overhead.
22
Nafta dari Recontact Cooler akan ditampung dalam Stabilizer Feed
Surge Drum dan akan dialirkan ke Stabilizer Overhead Accumulator atau membuang kelebihan gas ke flare. Stabilizer berfungsi untuk memisahkan nafta dengan fraksi-fraksi yang lebih ringan. LGO digunakan sebagai media pemanas bagi Stabilizer Reboiler.
Stabilizer memiliki tray sebanyak 40 buah. Uap yang terbentuk Stabilizer akan dialirkan ke Stabilizer Overhead Condenser untuk mengalami kondensasi dan selanjutnya ditampung di Stabilizer Overhead
Accumlator. Pada operasi Minas Crude, uap yang dikondensasikan hanya sebagian, sementara Mixed Crude akan dikondensasikan secara total. Hasil kondensasi produk atas akan dialirkan ke LPG Recovery Unit. Naphtha pada produk bawah Stabilizer akan didinginkan hingga 142°C ( Mixed
Crude) atau 152°C (Minas Crude) dan dialirkan ke tray 12 dari Naphtha Splitter. Pada Naphtha Splitter terjadi pemisahan antara nafta ringan dan nafta berat. Residu fraksinator digunakan sebagai media pemanas pada
Splitter Reboiler. Naphtha Splitter memiliki 20 buah tray. Produk atas akan dikondensasikan dan direfluks sebagian dan sebagiannya ditampung untuk dikirim ke tangki penyimpanan. Produk nafta berat dari bagian bawah akan dialirkan ke tangki penyimpanan setelah mengalami pendinginan hingga 38°C.
23
80oC
stabilizer bottom
fin fan
light naphtha splitter receiver
light naphtha product cooler
naphtha splitter 1,41 kg/cm2 156oC
145oC
tangki heavy naphtha product reboiler
heavy naphtha trim cooler
penyimpanan hydrotreater
Gambar 2. 4 Proses Pemisahan Heavy Naphtha dan Light Naphtha CDU
IV 2.1.3
H igh Vacum Unit III (HVU III) High Vacuum Unit III didesain untuk memproses reduced crude dari CDU V dan tangki penyimpanan long residu. Unit ini memiliki kapasitas 25000 BPSD untuk hot charge (umpan dari CDU V) dan 20000PBSD untuk cold charge (umpan dari export oil existing). Unit ini berfungsi untuk mengolah long residue menjadi beberapa produk seperti slop oil, off
gas, LVGO, HVGO, dan Short Residue. Proses yang terjadi pada HVU III ini adalah pemisahan secara vakum. Jika distilasi dilakukan pada tekanan atmosferi seperti pada CDU, diperlukan suhu operasi yang cukup tinggi dan hal ini tidak menguntungkan dalam proses pengilangan karena akan terjadi cracking yang tidak diharapkan. Hal tersebut akan merusak komposisi minyak, sehingga pemisahan dilakukan pada tekanan 10 mmHg untuk menurunkan titik didihnya. Selain itu, hal ini dilakukan karena long
residue akan terdekomposisi secara tidak terkontrol dan menghasilkan
tangki penyimpanan
24
produk yang tidak diharapkan jika umpan LPG dipanaskan hingga mendekati titik didihnya.
Long residue yang telah sesuai dengan spesifikasi masuk ke dalam 2
vacuum feed surge drum yang bertekanan 1,7 Kg/cm . Kemudian masuk ke preheat, yaitu berupa tungku berapi ( furnace) untuk menaikkan temperatur umpan hingga mencapai 341°C. Setelah itu, dimasukkan ke
Vacuum Heater dan selanjutnya dimasukkan ke Vacuum Column, Vaccum Heater didesain untuk dapat menggunakanfuel gas dan fuel oil. Dalam kolom vakum, pertama-tama residu memasuki Flash Zone yang memiliki tekanan 40 mmHg absolut. Gas hasil Flash Zone akan terpisah menjadi
slop oil, HVGO, POD, LVGO dan offgas. Produk LVGO ditampung dalam akumulator. LVGO tersebut dipompa dan didinginkan hingga 55°C oleh fin-fan cooler dan ditampung pada tangki sebagai IDO/ADO. Sebagian produk LVGO akan dikembalikan ke kolom bagian LVGO sebagai reflux. POD diambil dari akumulator dan dipompa oleh POD pump kemudian didinginkan. Aliran POD Pump Around (POD yang akan digunakan untuk reflux) dipisahkan di keluaran Reduced Crude/POD
Exchanger dan didinginkan sampai 118°C di dalam POD PA Cooler. Refluks POD akan memasuki kolom ke bagian POD. HVGo diambil dari akumulator dan dipompa oleh HVGO pump dan didininkan sampai 70°C dalam rangkaian alat penukar panas yaitu Reduced Crude/HVGO
Exchanger (E-202-01A/B), HVGO/LP Steam Generator (E-202-07),
25
HVGO/LLP Steam Generator (E-202-08) dan HVGO Cooler (Ea-20203). Aliran HVGO Pump Around dipisahkan di keluaran HVGO/LP Steam
Generator dan didinginkan sampai 150°C dalam HVGO PA Cooler kemudian dikembalikan lagi ke kolom dan dialirkan ke tangki LSWR setelah didinginkan sampai 90°C dengan menggunakan rangkaian alat penukar panas. Kevakuman pada kolom vakum dipertahankan oleh steam ejector yang terdiri dari tiga tahap. Column Overhead gas dimasukkan ke ejektor pertama, sebagian gas yang keluar didinginkan di First Condensor dan sebagian dimasukkan kembali ke inlet ejektor untuk menjaga tekanan di atas kolom. Gas yang terkondensasi di First Condenser dialirkan ke
Vacuum Overhead Accumulator secara gravitasi. Kondisi operasi Vacuum Column Overhead Accumulator adalah 900 mmHg abs dan 59°C. Offgas dari First Condenser dimasukkan ke ejektor kedua dan gas keluarannya didinginkan di Second Condenser. Gas yang terkondensasi dialirkan ke
Vacuum Overhead Accumulator secara gravitasi. Offgas dari Second Condenser masuk ke ejektor ketiga dan gas keluarannya didinginkan di Third Condenser. Semua keluaran Third Condenser dialirkan ke Vacuum Column Overhead Accumulator dan gas yang tidak terkondensasi dialirkan ke Vacuum Heater untuk pembakaran. Kondensat dipisahkan menjadi foul. Water dan light vacuum slop, foul water dipompa dan dimasukkan ke Desalter Water Surge Drum. Light Vacuum Slop dipompa dan dimasukkan ke Heavy Slop Oil Header.
26
2.1.4
E ffluent Water Treatment Plant(EWTP) Air buangan dari Kilang Balikpapan I dan limbah cair yang dihasilkan unit-unit proses Kilang Balikpapan I, serta buangan air hujan dari area tangki yang mengandung minyak diolah pada EWTP. Air yang akan dibuang ke Teluk Balikpapan harus diolah agar sesuai dengan baku mutu limbah yang ditetapkan pemerintah daerah.
Recover slop sump
Air limbah
Stilling zone
Gravity
Sludge
Tawas anion primer minyak
Equalizatio n basin
Udara tekan
DAF scump
DAF
Bioaerati on basin
Biologica l sludge clarifier
removal pipe
Gambar 2. 5 Diagram Alir proses EWTP
Pada EWTP terdapat dua proses pengolahan limbah, yaitu Refinery
Water dan Strom Water
Refinery Water pada Refinery Process Wastes Treatment terdapat tiga macam proses, yaitu proses fisik, kimia, dan biologi. Air buangan yang mengandung minyak dipompakan masuk ke Refinery Waste
Stilling Zone (RWSZ) yang bertujuan untuk menyediakan zona pengendapan sebagai tahap awal pemisahan minyak. Air keluaran RWSZ dimasukkan ke dalam Gravity Sparator (GS) dimana pada unit ini terjadi lagi pemisahan fisik secara gravitasi. Sludge akan berada
Air
Biological sludge
27
pada bagian bawah GS dan minyak pada bagian atas. Sekitar 85-92% minyak akan terpisah pada bagian ini. Minyak akan dibawa ke Oil
Skimmer, sedangkan sludge akan ditampung pada Sludge Hopper Bottom. Skimmed Oil akan dialirkan ke Recovery Slop Pump. Waktu tinggal yang cukup pada Recovered Slop Sump akan mengakumulasi dan memisahkan minyak. Air dari GS akan dialirkan ke dalam
Equalization Basin (EB). Setengah bagian pada EB dilengkapi dengan alat pengaduk, seperti
air diffuser, air piping dan agitation blower, sementara setengah bagian lagi tanpa dilengkapi dengan pengaduk. Pada EB, angin pengaduk digunakan untuk membuat campuran dari bahan-bahan pencemar yang terdapat dalam air menjadi merata untuk mempermudah proses koagulasi. Pencampuran udara juga digunakan untuk meyakinkan tidak ada proses anaerobik yang berlangsung. Keluaran dari EB akan masuk ke Coagulation Tank. Pada proses koagulasi ini digunakan alumunium sulfat dan anion polimer untuk membantu proses koagulasi. Asam klorida dan kaustik soda digunakan untuk mengontrol pH. Proses selanjutnya adalah Dissolved Air Flotator (DAF). Di dalam DAF, flok dari partikel-partikel tersuspensi diapungkan ke permukaan dengan injeksi angin. Dengan adanya injeksi ini akan terbentuk lapisan buih pada permukaan air yang secara terus menerus akan dipisahkan oleh skimmer. Lalu keluaran akan dialirkan secara biologis. Temperatur optimum untuk mikroba yang bekerja pada unti ini antara 36-38°C. Air
28
limbah kemudian dimasukkan ke Biolgical Sludge Clarifier dimana lumpur yang terbentuk selama proses BioAeration diendapkan agar dapat diambil untuk dialirkan ke BAB. Kelebihan sludge akan diproses oleh proses perlakuan sludge. Air jernih yang dihasilkan kemudian seccara overflow dialirkan ke Grafity Head Discharge Chamber.
Pada proses Storm Water hanya terdiri dari proses fisika, dimana air hujan mula-mula dimasukkan ke Storm Water Stilling Zone (SWSZ) untuk memisahkan minyak dengan lumpurnya, dimana lumpurdialirkan ke °C-104 dan °C-106, sedangkan air dialirkan ke Storm Water Basin (SWB) yang dirancang agar butiran minyak yang masih tersisa dalam keluaran dapat naik mengapung akibat gravitasi dan retention time yang
cukup lama. Untuk mengalirkan air dari SWB ke TPI Separator 28, digunakan pompa jenis screw pump dengan maksud agar tidak terjadi turbulensi yang mengakibatkan butiran minyak teraduk kembali. Setelah itu air dialirkan ke Tilted Plate Interceptor Separator 28 untuk memisahkan minyak yang biasanya berdiameter cukup kecil (<60
)
dengan plat lamela. Butiran-butiran minyak yang sudah terpisahkan ditangkap oleh skimmer dan dimasukkan ke Recovered Slop Sump II, dan dipompakan ke V16/17. Air dialirkan menuju Gravity Head
Discharge Chamber dan bergabung dengan air dari Clarifier. Pada Sludge Treatment, Sludge yang berasal dari DAF Scum Pump,
Surplus Sludge Sump, dan Off-site Oily Sludge Sump akan dialirkan ke Sludge Coagulator untuk mengendapkan sludge. Pada unit ini, sludge
29
dicampur dengan polimer kation dan mengalir secara gravitasi ke
Sludge Dewatering Centrifuges. Pada SDC, sludge yang tidak berair akan berada pada bagian bawah dan dialirkan ke Centrifuge Cake
Hooper. Chemical Dosing System terdiri atas Caustic Soda Dosing Unit yang menginjeksikan soda kaustik pada Coagulation Tank dan Gravity
Head Discharge Chamber untuk mengontrol pH, HCl, Dosing Unit yang menginjeksikan asam klorida pada Coagulation Tank dan Gravity
Head Discharge Chamber untuk mengontrol pH, HPO3 Dosing Unit yng menginjeksikan HPO3 ke BAB sebagai nutrien, Urea Dosing Unit yang menginjeksikan urea ke BAB sebagai nutrien, Alum Dosing Unit yang menginjeksikan anion polimer ke Coagulation Tank sebagai flokulan, dan Kation Polymer Dosing Unit yang menginjeksikan polimer kation ke Sludge Coagulator sebagai koagulan untuk memisahkan sludge dengan air. 2.2 Kilang Balikpapan II
Kilang Balikpapan II memiliki kapasitas 200 MBSD dan terdiri dari dua kompleks operasi, yaitu HSC ( Hydroskimming Complex) dan HCC (Hydrocracking Complex).
30
Gambar 2. 6 Diagram Alir Proses Kilang Balikpapan II 2.2.1
H ydroskimming Complex (HSC) Enam pabrik yang termasuk dalam hydroskimming complex yaitu: 1.
Plant 1 : Crude distillation Unit IV
2.
Plant 4 : Naphtha Hydrotreating Unit
3.
Plant 5 : Platforming
4.
Plant 6 : LPG Recovery Unit
5.
Plant 7 : Sour Water Stripping Unit (SWS) #07
6.
Plant 9 : LPG Treater Unit
2.2.1.1 Crude Distillation Unit IV (CDU IV)
Dengan kapasitas 200 MBSD berfungsi untuk memisahkan fraksifaksi berdasarkan titik didihnya. Karena adanya keterbatasan pasokan
31
crude dari Handil dan Bekapai yaitu Handil 60% dan Bekapai 40%. CDU IV juga mengolah crude dari lapangan minyak lainnya baik dari dalam maupun luar negeri. Karena crude yang diolah di CDU IV berasal dari berbagai sumber, crude umpan CDU IV disebut Cocktail Crude. CDU IV dirancang untuk mendistilasi minyak bumi menjadi tujuh macam fraksi produk yang masing-masing memiliki rentang titik didih yang spesifik. Sebelum memasuki kolom distilasi, crude akan dipersiapkan terlebih dahulu dalam beberapa tahap. Minyak
mentah
dipindahkan
dari
Terminal
Lawe-Lawe
mengunakan pipa dan disimpan dalam tangki penyimpanan minyak mentah kemudian dipompa dan dibagi menjadi dua aliran pararel dan dipanaskan melalui tiga rangkaian heat exchanger. Minyak dipanaskan dari 32°C menjadi 49°C pada Crude/Circculating Naphtha Exchanger,
Circulating Naphtha yang diinginkan kembali ke kolom sebagai top refluks, dan dilanjutkan lagi sampai 81°C dengan Crude/Kero product dengan circulating kerosene, kerosene yang diinginkan dimasukkan sebagai refluks pada tray kolom ke 16. Di dalam desalter, minyak mentah akan ditambahkan dengan air dan
diemulsifier. Air bertuuan untuk melarutkan impuritis yang terkandung pada minyak dan diemulsifier bertujuan untuk memecah emulsi minyak dan air, sehingga minyak akan berada di bagian bawah desalter. Desalter beroperasi pada tekanan 8,8 kg/cm2g dan temperatur 124°C. Pencampuran antara air dengan minyak dikendalikan oleh mixing valve. Pada desalter,
32
minyak dikenakan medan elektrik yang bertegangan tinggi sehingga air menggumpal dan mengendap pada bagian dasar tangki, sedangkan minyak berada pada bagian atas tangki. Ketinggian air pada tangki diatur dengan sistem pengendali ketinggian. Desalter dirancang untuk menghilangkan lebih dari 95% garam yang terkandung dalam minyak. Minyak keluaran desalter dipompa dan mengalami preheating sebelum memasuki Fired
Charge Heater. Setelah mengalami pemanasan awal, minyak akan memasuki
furnace F-101A/B untuk dipanaskan lebih lanjut sebelum memasuki kolom fraksionasi. Masing-masing furnace terdiri atas dua boks api yang dilengkapi dengan 18 burner dengan bahan bakar fuel gas dan fuel oil.
Crude dari desalter akan dipecah menjadi dua aliran dengan perbandingan 50:50 dan dipanaskan dalam beberapa HE hingga 230°C (Mixed Crude) atau 243°C (Minas Crude). Aliran ini dibagi lagi menjadi empat aliran sebelum masuk furnace. Umpan dalam furnace akan dipanaskan hingga 328°C (Mixed Crude) atau 341°C (Minas Crude). Pemanasan tersebut dilakukan sebelum memasuki Flash Zone CDU dimana 66% minyak teruapkan. Minyak mentah yang tidak teruapkan adalah residu yang dikirim ke HVU. Tekanan Flash Zone sekitar 1,44 kg/cm2 gauge.
LPG
stabiliz
Light Heavy Na htha
R A
umpa
33
Splitt
F
Kerosene Stripper
K
Kerose S I
LGO
LGO
HGO
HG
N A T
Long Residue
Gambar 2. 7 Diagram Alir CDU IV.
Pada proses distilasi, kolom distilasi terdiri dari 53 valve tray dengan 3 sidecut stripper. Tekanan kolom adalah 0,97 kg/cm2. Produk pada kolom distilasi akan dikondensasikan menjadi nafta, HGO, LGO, dan kerosin pada tray yang berbeda-beda berdasarkan titik didih. Minyak mentah memasuki distilasi C-1-01 dimana 66% dari minyak akan menguap dan menuju bagian atas kolom. Stripping steam diinjeksikan ke dalam kolom sebagai pelucut.Steam digunakan untuk mengurangi tekanan uap parsial dari hidrokarbon sehingga fraksi ringan dapat terbawa oleh steam tersebut. Residu keluar pada temperatur 338°C dari tray 50. Residu akan memanaskan minyak sebelum masuk kolom dan temperatur turun menjadi 253°C lalu masuk ke Vacuum Unit (HVU II). Uap yang berada pada bagian atas kolom distilasi terdiri atas semua jenis hidrokarbon. Uap bagian atas akan dinginkan dan dikondensasikan oleh Main Fractionator Overhead Condensor, kemudian dialirkan ke
Main Fractionator Overhead Accumulator. Uap, air dan hidrokarbon akan dipisahkan pada unit ini. Tekanan gas pada akumulator dikontrol pada 0,32 kg/cm2 dengan mengalirkan gas ke fuel gas system atau membuang
34
kelebihan gas ke flare. Uap dari akumulator akan dialirkan ke KO Dru
long residue dan dikompresi untuk selanjutnya dibawa ke Recontact Cooler dan Stabilizer Feed Surge Drum , sedangkan gas pada cairan yang terdapat pada KO Drum akan dikembalikan ke Main Fractionator
Overhead Condnser. Hidrokarbon cair dari akumulator dialirkan ke Recontact Cooler untuk berkontaj dengan aliran uap dari KO Drum dan dikembalikan ke kolom untuk mencegah terjadinya kondensasi steam yang terbawa pada uap produk atas. Air pada akumulator digunakan untuk melarutkan garam-garam pada minyak sebelum masuk desalter. Amonia (NH3) akan dinjeksian untuk menetralisir air yang terkondensasi pada akumulator serta menjaga pH berkisar 7-9. Inhibitor korosi juga diinjeksikan untuk melindungi sistem produk atas dari korosi dengan membentuk lapisan film tipis pada dinding bagian dalam pipa. Uap yang tidak terkondnsasi pada temperatur 49°C dan tekanan 0,7 kg/cm2g akan dikompresi menjadi tekanan 4,2 kg/cm 2g oleh Crude
Overhead Vapour Compressors. Uap yang telah terkompresi dicampurkan dengan cairan dari produk atas pada Recontact Drum. Cairan tersebut akan mengabsorbsi propana sampai butana yang terkandung pada uap tersebut. Cairan yang terkondensasi telah mengandung produk light naphtha, heavy
naphtha, dan stripping steam. Stripping steam akan dikirim ke Sour Water Stripper. Hidrokarbon yang telah terkondensasi akan dikirim sebagai produk sebanyak 85% dan diembalikan ke kolom sebagai refluks sebanyak
35
15%. Produk hidrokarbon tersebut selanjutnya masuk ke Stabilizer
Column dan Naphtha Splitter. Produk samping bagian atas berupa kerosin akan keluar pada tray 18 dan 19 dengan temperatur 193°C. Refluks kerosin akan dikembalikan ke tray 19 tanpa mengalami pendinginan. Produk kerosin akan melalui
stripper yang dipanaskan oleh HGO sirkulasi sehingga fraksi ringan akan menguap dan dikembalikan ke kolom. Produk kerosin yang keluar dari
stripper bersuhu 212°C akan memanaskan minyak mentah dan melalui pendingin udara serta pendingin air sehingga suhunya menjadi 38°C. Produk kerosin kemudian masuk ke tangki penyimpanan. LGO diambil dari tray 32 dan 33. Sebanyak 30% cairan bersuhu 260°C dikembalikan di tray 32 langsung tanpa pendinginan dan 60% cairan didinginkan sampai 200°C dan dikembalikan ke tray 30. LGO sirkulasi digunakan untuk memanaskan minyak dan menyediakan panas penguapan pada Naphtha Splitter Reboiler. Produk LGO akan melalui LGO Stripper sehingga fraksi ri ngan yang menguap akan dikembalikan ke kolom. Produk LGO yang keluar dari stripper akan memanaskan minyak mentah dan melalui pendinginan pada fin-fan sehingga temperaturnya menjadi 55°C. LGO kemudian dicampur dengan kerosin dan didinginkan menjadi 38°C. HGO diambil dari tray 43 dan 44. Sebanyak 45% cairan bersuhu 299°C dikembalikan ke tray 44 langsung tanpa pendinginan dan 40%
36
cairan didinginkan sampai 231°C dan dikembalikan ke tray 41. HGO yang disirkulasi digunakan untuk menyediakan panas penguapan pada Kerosene
Stripper dan Stabilizer Column. Produk HGO akan memasuki HGO Stripper dengan Superheated Stripping Steam 10 kg/cm2g dengan jumlah 22 kg/m3 HGO untuk menghilangkan fraksi ringan. HGO kemudian akan memanaskan minyak mentah dan didinginkan hingga 55°C. Residu dialirkan ke Vacuum Feed Surge Drum setelah didinginkan hingga 159°C (Mixed Crude) atau 169°C (Minas Crude). Residu dapat dikirim ke tangki
Fuel Oil atau LSWR setelah didinginkan hingga 85°C. Low Pressure Superheated Steam (LPSS) dengan tekanan 10 kg/cm 2g diinjeksikan pada bagian dasar yang berfungsi untuk mengurangi tekanan parsial hidrokarbon sehingga fraksi-fraksi ringan yang masih terdapat pada bagian
bottom dapat teruapkan. Selanjutnya
masuk
ke
recontact
drum.
Berfungsi
untuk
mengontakkan produk atas gas yang telah dikompresi dengan produk atas cairan yang terkondensasi sehingga cairan tersebut akan mengabsorbsi propana dan butana. Produk cairan akan dialirkan ke Stabilizer. Tekanan pada alat ini adalah 4,2 kg/cm2g.
Stabilizer berfungsi untuk memisahkan nafta dengan fraksi-fraksi yang lebih ringan. Stabilizer terdiri dari 35 sieve tray dimana tray umpan berada pada tray ke 18. Tekanan operasi sekitar 10,1 kg/cm 2 gauge, temperatur atas kolom 53°C serta perbandingan refluks terhadap umpan yaitu 0,6:1. Umpan stabilizer dipanaskan dari 59°C ke 130°C dengan
37
fluida pemanas adalah produk bawah kolom yang didinginkan dari 200°C ke 130°C. Stabilizer memiliki reboiler yang menggunakan circulating HGO sebagai pemanas sehingga temperatur bawah kolom sektar 200°C. Uap overhead yang merupakan produk atas yang didinginkan dengan air laut dari temperatur 43°C menjadi 38°C kemudian dimasukkan kedalam
Receiver. Sebanyak 18% cairan hasil kondensasi digunakan sebagai produk,
sedangkan
sisanya
digunakan
sebagai
refluks.
Refluks
dikendalikan oleh ketinggian cairan pada Stabilizer Receiver. Sour Water dari Stabilizer Receiver akan dikirim ke Sour Water Stripper Unit . Produk atas yang telah terkondensasi di top condenser akan dikirimkan ke LPG
Recovery Unit. Nafta pada produk bawah Stabilizer akan didinginkan hingga 142°C (Mixed Crude) atau 152°C (Minas Crude) dan dialirkan ke
Splitter. Amoniak berfungsi untuk menetrralisir air yang terkondensasi pada accumulator boot dan untuk mempertahankan pH over head system pada
rentang
7-9.
Sedangkan
UNICOR-LHS
berfungsi
sebagai
penghambat korosi (corrocion inhibitor), yaitu untuk melindungi sistem
overhead dari korosi.
NH3 UNICOR-LHS
column overhead
sea water cooled overhead condenser
stabilizer overhead receiver
stabilizer stabilizer reboiler naphtha splitter Gambar 2. 8 Proses di stabilizer unit CDU V
LPG recovery
38
2.2.1.2 Naphtha Hydrotreating Unit Memiliki kapasitas 20 MBSD, merupakan unit proses katalitis dengan menggunakan gas hidrogen untuk mendekomposisi sulfur organik, senyawa nitrogen dan oksigen yang terkandung pada hidrokarbon. Proses ini juga mendekomposisi senyawa organo-metalik dan senyawa olefinik jenuh. Naphtha Hydrotreater Unit bertujuan untuk mengilangkan racun katalis pada nafta yang akan memasuki Platformer Unit. Naphtha
Hydrotreater Unit merupakan unit yang menentukan keberhasilan proses pada Platformer. Kondisi operasinya adalah 368°C dan 27,5 kg/cm2. Kompresor
ke Fuel gas
H2
Make up H2
Stripper Receiver
Air Nafta Reaktor
Product separator
Kolom Stripper
Furnace Feed Drum
Nafta + hasil reaksi
Furnace
Penukar panas
Sulfida
Nafta Penukar panas
Sweet Naphtha Sour water
Gambar 2. 9 Diagram Alir Proses Naphtha Hydrotreating Unit
Naphtha Hydrotreating Unit (plant 4), menerima umpan dari CDU IV (plant 1), dan dari UOP HC Unibon (plant 3) dengan komposisi campuran 25,1% nafta dari HCU (plant 3), dan74,9% nafta dari CDU IV (plant 1). Produk dari Naphtha Hydrotreating Unit digunakan sebagai umpan dari CDU IV dan HCU. Umpan campuran terakumulasi dalam Feed Surge
39
Drum dan dipompa ke dalam reaktor via Reactor Charge Heater F-4-01 yang akan menguapkan umpan. Hidrogen akan dicampurkan dengan umpan nafta sebelum teruapkan dan kemudian pemanasan dilakukan sampai mencapai temperatur reaksi. Reaktor untuk hydrotreating hanya berjumlah satu yang kemudian diikuti dengan sebuah alat exchanger yang mempertukarkan panas antara
effluent reaktor dengan umpan reaktor. Pada reaktor terdapat katalis pendesulfurisasi, yaitu cobalt-molybdenum (UOPS-120), dengan volume katalis sekitar 13,25 m 3. Reaktor hydrotrating sendiri beroperasi pada temperatur 368°C dan tekanan 28,6 kg/cm 2g. Reaksi-reaksi yang terjadi di
hydrotreating unit adalah reaksi penghilangan pengotor-pengotor pada heavy naphtha sebelum masuk platformer. Adapun reaksi-reaksi yang terjadi pada Naphtha Hydrotreating Unit antara lain: a. Desulfurisasi
Penghilangan sulfur dengan bantuan H 2 dan sulfur terpisah dalam bentuk H2S. Untuk katalis platforming, umpan nafta harus mengandung maksimal 0,5 ppm untuk mengoptimalkan selektivitas dan stabilitas. Temperatur inlet reaktor yaitu 315-340°C dan tekanan 20-35 kg/cm 2g untuk mencegah rekombinasi olefin dengan Hidrogen Sulfida. Rekombinasi ini terjadi jika temperatur operasi terlalu tinggi, selain itu juga tergantung pada komposisi impan, tekanan operasi dan LHSV.
40
Tabel 2. 3 Kondisi Operasi Reaktor untuk Desulfurisasi (sampai <0,5
ppm) 28,6 kg/cm2g
Tekanan Masuk Reaktor Temperatur Reaktor Rata-rata Awal operasi
315°C
Akhir operasi
395°C
LHSV (m3umpan/m3katalis)
10
H2/Hidrokarbon (Nm3/m umpan) 3
71
b. Denitrifikasi
Proses penghilangan nitrogen pada umpan platformer. Kandungan nitrogen maksimum adalah 0,5 ppm, kelebihan kandungan nitrogen akan mengganggu recycle gas dan kestabilan aliran pada overhead akibat membentukan NH4Cl. Kecepatan reaksi dinitrifikasi hanya seperlima
dari
kecepanan
desulfurisasi,
ini
menyebabkan
penghilangkan senyawa nitrogen lebih sulit. c. Hidrigenasi Olefin
Reaksi penjenuhan olefin (hidrogenasi) memiliki laju reaksi hampir sama dengan desulfurisasi. Kebanyakan straight run nafta mengandung sedikit sekali olefin, tetapi nafta hasil perekahan termis dan katalitis mengandung lebih banyak olefin. Reaksi ini bersifat eksotermis. Olefin dapat terpolimerisasi dan mempercepat laju pembentukan coke pada
41
katalis. Selain itu, olefin terpolimerisasi dapat menyebabkan fouling dalam reaktor dan unit HE serta senyawa ini akan menimbulkan endapan karbon pada katalis. Pada kilang Balikpapan, olefin diabaikan karena heavy naphtha hasil Hydrocracker terjenuhkan pada proses
Hydrocracking. d. Penghilangan Senyawa Oksigen
Oksigen yang berada dalam bentuk fenol dapat menyebabkan
fouling pada reaktor dan Unit HE. Senyawa organik yang berikatan dengan oksigen, seperti fenol, dapat disingkirkan dengan cara hidrogenasi ikatan-ikatan karbon hidroksil membentuk air dan molekul aromatik. e. Dekomposisi Halida
Dekomposisi senyawa halida jauh lebih sulit dibanding dekomposisi sulfur. Senyawa halida yang dapt dihilangkan maksimum hanya mancapai 90%. Namun hal ini sulit tercapai pada kondisi reaksi desulfurisasi. f. Dekomposisi Senyawa Organo Metalik
Logam merupakan racun bagi katalis di reaktor platforming. Biasanya logam dalam nafta hanya mencapai level ppb dan katalis
hydrotreating mampu menyingkirkan senyawa logam ini sampai 5 ppm atau lebih. Pengotor ini akan terdeposit pada permukaan katalis
hydrotreating dan berakibat turunnya keaktifan katalis pada saat reaksi
42
desulfurisasi. Pengotor logam yang biasanya ditemukan berupa arsenik, besi, kalsium, magnesium, fosfor, timbal, silikon, tembaga, dan natrium. Reaksi dekomposisi logam berlangsung sempurna pada temperatur diatas 315°C dengan deposit yang didapat sekitar 2-3% berat dari katalis. Hidrogen yang tersisa dari reaksi penghilangan senyawa halida dikembalikan lagi ke umpan dengan bantuan kompresor yang menghisap
hidrogen
dari
Reactor
Product
Separator,
yang
memisahkan produk dengan hidrogen dan pengotor lainnya. Make-up hidrogen dimasukkan dari Platforming Unit karena hidrogen telah terkonsumsi sebagian pada reaksi dengan senyawa belerang untuk membentuk hidrogen sulfida (H2S). Cairan yang terpisah dari Reactor Product Separator dialirkan ke kolom stripper yang memiliki 20 tray, dan juga terdapat reboiler F-402 yang digunakan untuk membangkitkan uap pelucut di bottom. Uap ini melucuti H2S, air, hidrokarbon ringan, dan hidrogen dari nafta. Uap ini lewat di bagian atas stripper dan dikondensasi di fin-fan (Ea-4-05) dan disimpan di Overhead Receiver (C-4-06). Semua H 2S, air, hidrokarbon ringan dan hidrogen dibuang sebagai fuel gas. Produk bawah kolom stripper adalah sweet naphtha yang akan menjadi umpan
unit platformer. Hidrogen yang terkonsumsi pada reaksi diperkirakan sekitar 6,2 Nm3 per 1 m 3 umpan nafta. Karena itu, aliran make-up hidrogen yang telah masuk Net Gas Wash Column dari Platforming
43
Unit haruslah berkisar 882 Nm3/h di saat Naphtha Hydrotreater beroperasi sesuai rancangan umpannya.
Stripper off-gas dibebaskan ke sistem fuel juga untuk menjaga tekanan stabil pada kolom stripper. Pada kondisi operasi rancangan, diharapkan off-gas akan diproduksi pada laju 3,9 Nm 3 untuk setiap 1 m3 umpan nafta cair. Komposisi gas kurang lebih 76% hidrogen, 11% hidrogen sulfida dan sisanya hidrokarbon ringan. Pada bagian overhead dari stripper, zat anti korosi UOP Unicor-LHS diinjeksikan ke sistem untuk mencegah korosi. Hasil bottom dari Stripper berupa sweet naptha dialirkan ke Platforming Unit sebagai umpan dengan pompa.
Naphta Hydrotreating Unit mengkonsusi hidrogen sebanuak 3,6 Nm3 untuk setiap 1 m3 umpan heavy naphta (rancangan). Sementara hidrogen yang tidak bereaksi berkisar 2,6 Nm 3 per 1 m3 umpan. Gas kaya hidrogen di suplay ke proses Platforming Unit, yang tak lain adalah produsen dari hidrogen. Pada dasarnya Naphta Hydrotreater
Unit hanya membutuhkan 3% dari total hidrogen yang terbentuk dari Platforming Unit. Hidrogen untuk Naphta Hydrotreater juga dapat disuplay dari Hydrogen Unit, plant 8 bila Platformer sedang tidak beroperasi. Dari Reactor Product Separator, dihasilkan sour water yang kemudian dikirim ke Degassing Drum dari Sour Water Treating,
plant 7. Sour water juga akan bertumpuk pelan di Stripper Receiver dan dikuras berkala menuju Sour Water Treating Unit.
44
2.2.1.3 Platforming Unit Plaforming Procesing Unit, plant 5 dirancang untuk membentuk molekul hidrokarbon tertentu yang dapat digunakan untuk bahan bakar mesin secara katalitik dalam rentang titik didih nafta dan menghasilkan komponen blending bahan bakar dengan nilai oktan yang lebih tinggi. Unit ini dirancang untuk memproses 20000 barrel per hari dean menghasilkan 16638 barrel C 5+ platformat per harinya dengan nilai oktan tidak kurang dari 96. Katalis yang digunakan adalah axens CR-607. Umpan yang digunakan adalah sweet naphta , yaitu umpan yang telah dihilangkan dari pengotor (terutama sulfur) dengan menggunakan Plant 4 (Naphta
Hydrotreating Unit) yang kemudian dimasukkan ke reaktor. Platforming Unit dirancang untuk mengubah Heavy Naphta bernilai oktan rendah menjadi bernilai oktan tinggi. Produk dari Platformer adalah komponen bahan bakar mesin yang telah didebutanasi dan bernilai oktan tinggi, disebut reformat. Reformat adalah komponen utama blending dari bensin.
Gas hidrogen Sweet Naphtha
ke fuel gas ke LPG Recovery
Kompresor Separator Regenerasi
Reaktor
Recontact drum
r e z i n a h t u e b D
katalis Heater
Spent Catalyst
Flash Drum
Produk reaktor Penukar panas
Gambar 2. 10 Diagram Alir Sederhana Platforming Unit
Reformat
45
Umpan nafta dicampur dengan recycle gas hidrogen sebelum memasuki Combined Feed/Effluent Exchanger E-5-01A/B. Umpan dingin dicampur dengan hidrogen, dipanaskan dan diuapkan semuanya sebelum memasuki charge heater F-5-01A. Umpan campuran ini kemudian dipanaskan sampai 543°C dan masuk ke dalam reaktor dimana reaksi utama berlangung. Effluent dari reaktor pertama bertemperatur 438°C, karena adanya kehilangan temperatur reaksi sebesar 105°C di reaktor pertama. Keseimbangan reaksi yang diinginkan belumlah tercapai, sehingga diperlukan pemanasan ulan dari umpan. Umpan dicampurkan kemudian dipanaskan kembali di No.1 Interhead F-5-01B dimana temperatur dikembalikan ke temperatur reaksi 543°C.
Reaktor menerima umpan pada 543°C dan proses upgrading terus berlanjut pada laju yang lebih lambat dibandingkan reaktor pertama. Kehilangan temperatur di reaktor kedua kurang lebih 82°C. Konversi total kesetimbangan kembali belum tercapai di reaktor kedua sehingga umpan kembali dipanaskan menjadi temperatur reaksi 543°C pada Interheater. Reaksi kembali berjalan di reaktor terakhir, dimana kehilangan temperatur karena clean-up reactions hanya 38°C. Effluent dari reaktor ketiga bertukar panas dengan umpan campuran, sehingga temperaturnya menutun menjadi 124°C. Produk reaktor kemudian didinginkan lagi dan dikondensasikan dalam air coolerd Reactor Product Condensor. Kemudian dalam Reactor Product Trim Cooler , effluent reaktor kembali
46
didinginkan ke 38°C dengan air laut sebagai media pendingin sebelum aliran berfasa campuran ini memasuki Product Separator.
Product Separator dirancang untuk menyediakan waktu tinggal yang cukup untuk fasa gas dalam produk reaktor untuk lepas dan mencapai keadaan setimbang dalam kaitannya dengan separator liquid. Recycle Gas
Compressor menghisap dari dan mensir kulasi kembali gas hidrogen untuk dicampur dengan umpan hidrokarbon segar yang akan memasuki
Platformer dari Naphta Hydrotreater Unit. Recycle gas Compressor adalah kompresor sentrifugal yang menghisap pada 7,25 kg/cm2g dan melepaskan keluaran pada 11,2 kg/cm 2g. Steam yang menggerakkan turbin penggerak adalah steam
32 kg/ cm 2g. Cairan dari Product
Separator ditransfer ke Recontact Drum dan bercampur dengan aliran net gas dalam Recontact Drum Cooler . Campuran net gas-cairan produk ini didinginkan menjadi 38°C. Pengontakan antara cairan produk dan net gas ini berfungsi untuk mengabsorbsi propana dan butana ke fasa cair sehingga kemurnian hidrogen dalam gas yang menuju plant 3 dan plant 4 meningkat. Terabsorbsinya propana dan butana dalam cairan produk, kedua komponen ini nantinya dapat di recovery sebagai produk LPG.
Net gas dari i C-5-04 menuju Net Gas Wash Column dimana gas tersebut akan dikontakkan dengan larutan soda kaustik . Net Gas Wash
Column berisi tumpukan 50mm porcelain intalox saddle yang telah dibasahi larutan soda kaustik. Substansi asam, terutama asam klorida (HCl) dihilangkan dari aliran gas sebelum ditransfer ke unit lain. Larutan
47
soda kaustik disirkulasi secara kontinyu dengan pompa sirkulasi sementara sebagian aliran dialihkan untuk pembuangan, sebagaian aliran di make-up. Cairan dari Recontact Drum pada 39,9 kg/cm2g dialirkan menuju 2
Flash Drum yang berusaha beroperasi pada tekanan 17,4 kg/cm g. Karena penurunan tekanan tiba-tiba, hidrogen dan hidrokarbon ringan teruapkan dan dilepaskan ke sistem fuel gas. Cairan dari flash drum dipompa ke
Debutanizer via Debutan bizer Feed/Bottoms Exchanger dimana umpan menuju debutanizer dipanaskan menjadi 191°C. Kolom debutanizer terdiri dari 30 tray yang beroperasi pada tekanan 18,3 kg/cm2g. Kolom dipanaskan oleh cairan bottom yang disirkulasi lewat Debutanizer
Reboiler Heater. Debutanizer sendiri berfungsi untuk memisahkan fraksifraksi ringan (produk atas) berupa propana dan butana serta sekitar 20% adalah etana dan fraksi ringan lainnya. Produk atas ini kemudian dipompa menuju LPG Recovery Unit, plant 6. Produk bawah kolom debutanizer adalah produk akhir Platforming Unit, atau disebut Reformat dengan oktane number 95-96. Reformat menginggalkan kolom debutanizer pada temperatur 251°C dan bertukar panas dengan umpan debutanizer sehingga bertemperatur 106°C. Reformat kembali didinginkan menjadi 38°C dan bertekanan uap sekitar 0,8 kg/cm2g sebelum akhirnya dibawa menuju tangki penimpanan sebagai komponen gasoline. Pada Platformer Unit di Pertamina RU V terdapat unit peregenerasi katalis Platformer, yaitu Continuous Catalyst Regeneration Unit (RRC). Katalis yang sudah terpakai dibawa via Lock Hopper No.1 ke unit CCR
48
dengan bantuan gas nitrogen yang mengangkut katalis ke Disengaging
Hopper. Dari Disengaging Hopper, katalis masuk ke Regeneration Tower, dimana katalis diontakkan dengan udara panas untuk melepaskan karbon yang terdeposit pada permukaan katalis selama proses reaksi. Katalis kemudian melewati zona klorinasi dari regeneration tower dan masuk ke zona pemanasan berisi udara panas. Klorinasi bertujuan untuk menjaga kandungan klorida tetap pada katalis. Senyawa yang digunakan untuk klorinasi adalah propilen klorida. Katalis setelah melewati tiga zona kemudian masuk ke Surge
Hopper dimana katalis tersebut didinginkan ke 40°C dengan air sirkulasi. Katalis baru di make-up via Catalys Addition Lock Hopper karena adanya kehilangan katalis akibat (i). Katalis yang sudah diregenerasi dibawa ke reaktor No.1 dari Lift Engager dengan menggunakan gas dari Recontact Drum sebagai gas pengangkut.
Dust Collector
Reduction Zone Disengaging Hopper
r to k a e R
Catalyst Collector
Lock Hopper 1
Lift Engager 1
Flow Control Hopper
Surge Hopper
Lock Hopper 2
Nitrogen (lift gas) Lift Engager 2
Hidrogen (lift gas)
Gambar 2. 11 Diagram Alir Unit Regenerasi (CCR)
49
2.2.1.4 LPG Recovery Unit
Umpan bagi LPG Recovery Unit berdasarkan desain merupakan campuran 7,9% berat debuthanizer platformer; 12,8% berat debuthanizer
hydrocracker dan 79,3% berat CDU. Dengan kapasitas 6,3 MBSD feed, unit ini digunakan untuk memproses campuran aliran LPG yang diproduksi CDU, Hydrocracker, dan Platformer. LPG Recovery Unit memproduksi aliran LPG yang terutama terdiri dari C 3 dan C4, yang kemudian dikirim ke tangki penyimpanan LPG sebagai produk siap jual. Unit ini jga memproduksi aliran gas campuran yang kemudian dikirim ke sistem fuel gas untuk dicampur dengan aliran off-gas dari berbagai macam unit di kilang sebelum digunakan sebagai fuel gas. LPG Recovery Unit dirancang untuk memproduksi 242 metric ton per satu hari operasi. Unit ini akan merecovery 88% wt dari hidrokarbon C3 dan C4 sebagai LPG.
Corrosion inhibitor
LPG murni Umpan LPG
Fuel gas Overhead receiver SWS
HE
Deethanizer Steam Reboiler
Gambar 2. 12 Diagram Blok Proses LPG Recovery Unit
Umpan umpan untuk LPG Recovery Unit berasal dari CDU,
Platformer dan Hydrocracker. Ketiga aliran ini digabungkan kemudian dipanaskan sebelum memasuki deethanizer dari suhu 38°C sampai 87°C.
50
Deethanizer berfungsi untuk memisahkan fraksi yang lebih ringan dari propana. Unit ini diharapkan dapat memisahkan 88% hidrokarbon C 3 dan C4 dari umpan. Kolom deethanizer mempunyai 40 tray dengan ketinggian 33,15 m. Panas diberikan ke kolom melalui steam 3 kg/cm 2g yang terkondensasi di reboiler agar tekanan dan temperatur tetap pada 32,7 kg/cm2g dan 104 °C. Pendinginan kolom disediakan dengan aliran refluks yang dipompa kembali ke tray 1 pada temperatur 38°C. Umpan dimasukkan di tray 20 dari 40 sieve tray yang berada di kolom deethanizer. Gas overhead meniggalkan kolom pada 52°C dan 32,3 kg/cm 2g kemudian dikondensasi air laut menjadi °C sebelum memasuki Overhead
Receiver. Pada receiver ini, gas, cairan dan air dipisahkan. Cairan yang terpisahkan dimanfaatkan sebagai refluks ke tray 1 deethanizer. Air kemudian dialirkan ke Sour Water Stripper untuk diolah, sedangkan gas dipanaskan dari 38°C ke 54 °C dan dikirim ke Fuel gas KO Drum. Pemanasan dilakukan untuk meng-counteract efek pendinginan yang timbul sepanjang control valve dan dapat menyebabkan korosi yang tidak diinginkan. Karena itu, sebuah inhibitor kimia diinjeksikan untuk bereaksi dengan gas H2S yang terdapat dalam gas. Inhibitor korosi dicampur dengan slipstream dari cairan refluks yang bertindak sebagai carrier dan dipompa ke overhead dan diinjeksikan pada kolom. Inhibitor yang digunakan adalah UNICOR dan dipompa melalui pompa injeksi dari UNICOR Inhibitor Drum.
51
Produk bawah deethanizer berupa LPG yang didinginkan dengan aliran umpan sampai 65°C dan selanjutnya didinginkan dengan air laut sampai 38°C sebelum di simpan ke penampungan. Aliran produk LPG mengandung propana, butana, dan sejumlah kecil
iso-pentana. Sebuah
steam reboiler digunakan untuk menyediakan panas pada deethanizer dan menjaga temperatur bottom 104°C pada kondisi operasi normal. Kondensat dari reboiler kemudian dikirim ke condensate recovery 2.2.1.5 Sour Water Stri pper Unit (SWS)
Sour Water Stripper disebut juga Sour Water Treating Unit adalah unit yang menghilangkan hidrogen sulfida (H2S) dan amoniak (NH 3) dari air buangan (sour water) unit CDU IV, HVU II, HC Unibon Unit, Naphta
Hydrotreater, dan LPG Recovery Unit . Air yang sudah dioah akan bebas dari H2S dan amoniak, mempunyai spesifikasi baik sehinga dapat kembali digunakan untuk desalting di CDU IV dan penginjeksian air di HC Unibon
Unit. Produknya digunakan untuk desalter di CDU dan di unit HC Unibon untuk air pencuci yang diinjeksikan untuk mencegah engendapan garam di HE. SWS didesain untuk mengolah 58 kg/jam umpan dan maksimal kandungan H2S sebesar 50 ppm-berat dan NH 3 sebesar 100 ppm-berat. gas
Sour water
Degassing drum H 2 S dan NH
Slop oil tank
minyak
Sour water steam
3
Sour water stripper
Gambar 2. 13 Diagram Blok Proses SWS Unit
Stripped water
52
Aliran Sour Water dari CDU, HVU, UOP HC Unibon Unit, NHT dan Recovery Unit dikumpulkan di Sour Water Degassing Drum yang beroperasi pada tekanan 0,35 kg/cm2g dimana terjadi pemisahan antara gas, minyak dan air. H 2 dan uap Hidrokarbon di-Flash dan dibakar (diinsinerasi) pada Degassing Drum. Flash gas dari Degassing Drum kemudian dibakar pada Incinerator dan dibuang lewat cerobong asap di kompleks hydroskimming. Pada Incinerator dialirkan fuel gas secara kontinyu untuk mengurangi kondensasi di jalur sour gas. Air yang bebas minyak kemudian dipanaskan sebelum memasuki Sour Water Stripper dari suhu 49°C sampai 90°C. Sour Water Stripper merupakan kolom dengan tray, terdiri dari 26 valve tray dan beroperasi pada tekanan 0,77 kg/cm2g. Umpan memasuki fed pada tray ke 7 dimana sebagian besar hidrogen sulfida dan amonia teruapkan. Temperatur bagian atas kolom dikontrol pada 93°Cdengan mengalirkan refluks air pendingin pada tray 1. Air refluks kemudian dikumpulkan pada accumulator tray yang terletak di antara tray 6 dan tray 7 kemudian dipompa ke luar pada laju 190 m 3/h dan didinginkan sampai 57°C dengan udara. Panas yang diperlukan oleh kolom disuplai oleh Sour Water Stripper Reboiler. Kapasitas accumulator
tray adalah 2,4 m3 dengan waktu tinggal 0,75 menit. Gas dari overhead stripper dialirkan ke Incinerator untuk dibakar (atau ke crude unit heater). Aksi pelucutan dilakukan oleh steam 3 kg/cm2g. Soda kaustik 10%-wt diinjeksikan ke kolom untuk membantu menghilangkan NH 3. Hal ini disebabkan karena saat pH air umpan terlalu rendah, sebagian NH 3 tidak
53
dapat dipisahkan. Sebuah steam reboiler digunakan untuk menjaga temperatur air produk bottom stripper tetap pada 121°C, sekaligus memberikan panas untuk memisahkan H 2S dan NH3.
Temperatur bawah kolom sekitar 121°C dan tekanannya sekitar 1,05 kg/cm2g. Air produk bottom stripper dipompa kemudian didinginkan dari 121°C hingga 78°C dan menjadi 45°C oleh fin-fan cooler sebelum dialihkan kembali ke CDU dan HCU. Di saat kebutuhan untuk air produk
stripper ini rendah, kelebihan air dibuang via EWTP. Kapasitas dari tangki ini adalah 4770 m 3. Air yang telah didinginkan dikirim kembali ke CDU dan Hydrocracker untuk kepentingan proses. 2.2.1.6 LPG Treating Unit
Bertujuan untuk menghilangkan kandungan sulfur yang berlebihan pada LPG yang berasal dari LPG Recovery Plant. Proses yang terjadi adalah LPG dilewatkan dalam absorber yang berupa sistem caustic wash process sehingga sulfur dalam LPG akan terlarut. LPG yang dilepaskan dari absorber berupa LPG dengan kandungan sulfur rendah. Kapasitas dari unit ini adalah 6,3 MBSD.
54
2.2.2
H ydrocracking Complex (HCC) Kompleks hydrocracking terdiri dari beberapa plant: 1.
Plant 2
: High Vacuum Unit II (HVU II)
2.
Plant 3
: Hydrocracker Unibon (HCU) Unit
3.
Plant 8
: Hydrogen Plant
4.
Plant 17
: Sour Water Stripper (SWS) #17
5.
Plant 19
: Flare Gas Recovery Plant
6.
Plant 38
: Hydrogen Recovery Unit
2.2.2.1 H igh Vacum Unit II (HVU II)
Umpan yang masuk ke HVU II terdiri dari long residu dari CDU IV dan CDU V. HVU II mempunyai kapasitas sebesar 81 MBSD. LVGO adalah aliran cairan hidrokarbon produk dari vacuum unit dengan rentang titik didih 350-382°C. Sementara HVGO adalah aliran cairan hidrokarbon produk dari vacuum unit dengan rentang titik didih 382-510°C. HVGO adalah umpan bagi HC Unibon Unit. Vacuum residu, yang disebut juga
short residu, atau LSWR (Low Sulphur Wax Residue) adalah produk bottom dari vacuum unit. Umpan long residue dari CDU IV dipompa pada 253°C ke dalam
Charge Surge Drum. Surge Drum ini mempunyai sistem kontrol tekanan untuk menjaga tekanan tetap di kisaran 1 atm. Kontrol ini juga melindungi
surge drum dari tekanan vakum dari kolom. Umpan dari CDU V juga masuk ke dalam HVU II pada 66°C. Dari surge drum, residu dialirkan dengan pompa. Pompa A menggunakan steam dan pompa B menggunakan
55
listrik. Residu kemudian dipanaskan oleh HE sampai 277°C dengan menggunakan HVGO dan bottom dari kolom fraksionasi sebagai sumber panas. Residu kemudian dipanaskan di furnace sampai 400°C. Residu kemudian dikirim ke fraksinator. Kolom HVU II dirancang untuk tekanan vakum sampai 2,1 kg/cm 2g. Kolom ini terdiri dari dua packed sections dan empat tray dua pass. Kolom bagian atas mempunyai diameter lebih kecil. Kondisi operasi normal HVU II : Tabel 2. 4 Kondisi Operasi HVU II
Tekanan Absolut (mmHg)
Top
10
Temperatur (°C) 45
LVGO Draw 15
121
HVGO Draw 20
282
Flash Zone
40
399
Vacuum Residue
40
366
Fraksionasi dilakukan tanpa menggunakan steam sebagai pelucut. Penguapan terjadi di daerah antara LVGO dan HVGO menguap. Hidrokarbon fraksi berat tidak menguap dan turun ke bagian bawah dari kolom. Residu vakum kemudian dialirkan melalui kontrol level. Cairan HVGO sebagian diambil dengan dan dikembalikan sebagai refluks panas di tray pertama. Sebagian lagi ditarik oleh pompa dan didinginkan sampai
56
135°C oleh serangkaian HE. Setelah dingin, HVGO ini sebagian dikembalikan ke kolom sebagai refluks dingin, sebagian lagi dikirim ke HCU dan tangki penyimpanan.
Cairan LVGO ditarik dari kolom dengan pompa. LVGO kemudian didinginkan oleh fin-fan cooler sampai 55°C. Sebagian LVGO keluaran
fin-fan cooler didinginkan kembali dengan air laut sampai 38°C dan dikembalikan sebagai refluks. Sebagian lagi diambil sebagai bahan untuk
blending diesel. Residu vakum ditarik dari bagian bawah kolm dengan suhu 366°C dengan pompa. Residu ini kemudian didinginkan sampai 277°C dengan menggunakan HE. 30% dari residu vakum dingin ini dikembalikan ke kolom sebagai pendingin. Hal ini berguna untuk mengendalikan temperatur bagian bawah kolom. 70% didinginkan lai sampai 149°C dan dikirim ke sistem fuel oil. 2.2.2.2 H ydrocracker Unibon (HCU)
Unit OUP HC Unibon Unit (HCU) merupakan unti perekahan katalitik yang mengolah bahan baku HVGO dari HVU II dan III yang memiliki tujuan untuk memaksimalkan produk kerosin dari HVGO. Proses yang biasa digunakan adalah katalitik dan mengkonsumsi hidrogen ketika mengkonversi konstituen dari crude yang berberat molekul tinggi menjadi produk yang lebih berharga dan berberat molekul rendah, seperti nafta, kerosin, dan solar. HCU di kilang Balikpapan II mempunyai dua train
57
dengan kapasitas masing-masing 27,5 MBSD. Hydrocracker memerlukan 236 Nm3/jam hidrogen untuk setiap m 3 umpan. Gas kaya hidrogen yang digunakan oleh proses Hydrocracking disuplai dari Platforming Unit (25%) dan sisanya dari Hidrogen Plant.
Umpan LPG
HVGO
H2
Surge drum
I r o t k a e R
I I r o t k a e R
r e z i n a th u b e D
r o t a n io s k a r F
Nafta Kerosin Diesel oil
le c y c e r
r o t k a e R
Gambar 2. 14 Diagram Alir Sederhana Hydrocracker Unit
Hidrogen pada HCU selainbereaksi dalam reaksi hydrocracking, juga bereaksi secara simultan dalam penghilangan sulfur, nitrogen, serta oksigen dan berperan dalam penjenuhan olefin. Karena itu, produk dari HCU adalah senyawa parafin, naftem, dan aromatik murni. Reaksi hydrocracking berlangsung dengan kehadiran katalis yang berfungsi ganda, yaitu acid activity dan hydrogenation-dehydrogenation
activity. Katalis DHC merupakan golongan VIII dengan substrat silikaalumina untuk memberikan fungsi denitrifikasi, desulfurisasi, dan
hydrocrackng. Sifat acid activity dari katalis DHC saling berlawanan untuk meng-hydrocrack secara selektif produk-produk pada rentang titik
58
didih kerosene-diesel. Reaksi yang terjadi pad HCU yaitu penyingkiran sulfur, nitrogen, dan oksigen, penjenuhan olefin serta penyingkiran logam. Sebagian besar senyara organometalik yang terkandung dalam umpan akan terdekomposisi dan logamnya akan tertinggal di katalis dengan kombinasi reaksi kimia dan absorpsi. Katalis mempunyai toleransi tertentu terhadap kandungan logam yang tertinggal, bila melebihi toleransi, maka katalis akan terdeaktivasi. Oleh karena itu, kandungan logam dalam umpan harus dibatasi, yaitu sekitar 2 ppm-berat. HVGO
yang
akan
direkah
pertama
kali
disaring
untuk
menghialngkan partikel-partikel padat yang mungkin terbawa, yaitu yang berukuran lebih besar dari 25
m agar tidak mengendap pada unggun
katalis. HVGO yang bebas dari partikel padat besar kemudian dicampur dengan gas hidrogen dan dipanaskan dalam combined feed exchanger, dengan pemanas adalah produk dari reaktor kedua, setelah itu melalui
furmace, sehingga temperatur umpan mencapai temperatur reaksi pada reaktor pertama. Reaktor I terdiri dari dua unggu dan di antara unggun di-
quench dengan H2. Produk reaktor 1 di-quench lagi dengan H2 sebelum masuk ke reaktor 2. Cairan hidrokarbon hasil reaktor kedua dimasukkan dan dalam recycle feed reactor dan mengalami reaksi perekahan kembali.
Reaktor recycle digunakan untuk menjaga semua komponen parafinik yang belum mengalami reaksi perekahan pada dua reaktor sebelumnya dapat direkah.
59
Hal penting yang perlu diperhatikan adalah karena adanya reaksi
cracking
berlangsung pada suhu tinggi, maka sejumlah hidrogen
diinjeksikan ke dalam kolom untuk mendinginkan kolom (quenching), jadi selain sebagai reaktan, hidrogen juga berfungsi sebagai pendingin reaktor. Reaksi hydrocracking adalah pemutusan ikatan-ikatan karbon yang diikuti penjenuhan molekul dengan hidrogen. Reaksi eksotermik, mengkonsumsi hidrogen dan menghasilkan produk dengan berat molekul lebih rendah. Parafin refragmentasi dan terhidrogenasi untuk membentuk dua atau lebih parafin dengan berat molekul lebih rendah. Secara overall, reaksi yang terjadi dalam HCU adalah eksotermis sehingga temperatur meningkat selama reaktan melewati bed katalis. Panas reaksi eksotermis bervariasi dengan komposisi umpan dan dengan
severity dari hydrocracking yang diinginkan. Kenaikan temperatur sepanjang bed katalis dibatasi pada 55°C untuk mengontrol penuh reaksi yang terjadi. Panas yang terbentuk dalam ketiga reaktor digunakan di dalam HE untuk memanaskan umpan segar, umpan campuran, atau
hidrogen
recycle.
Selain
eksotermis,
reaksi
yang
terjadi
juga
mengkonsumsi hidrogen. Karena itu, umpan hidrogen dalam gas yang masuk ke reaktor haruslah murni dan dihaga pada tekanan 70-175 kg/cm 2g agar tidak mempengaruhi umur katalis denga ketidakmurniannya. Sesudah melalui tahap hydrocracking, maka cairan hidrokarbon selanjutnya mengalir kedalam tangki pemisah tekanan tinggi (High
60
Pressure Separator) untuk memisahkan cairan hidrokarbon dengan gas hidrogen yang tidak bereaksi dan gas-gas lain yang tidak terkondensasi pada tekanan di dalam HPS (170kg/cm 2g), cairan hidrokarbon kemudian diturunkan tekanannya mencapai 7kg/cm 2g dan diumpankan ke tangki pemisahan tekanan rendah (Low Pressure Separator). Fraksi gas dari LPS dikirim sebagai duel gas sedangkan cairan hidrokarbon diumpankan ke dalam debuthanizer untuk menghilangkan fraksi ringan (
Heavy kerosene dilucuti di tray 22-23, 21% cairan disimpan sebagai produk, 23% cairan dukembalikan langsung sebagai refluks, sisanya lebih dari 50% cairan didinginkan dengan ditukarkan panas dengan umpan
debuthanizer. Minyak diesel diambil di tray 37-38, 7% diambil sebagai produk dan disimpan pada tangki penyimpanan, 30% dikembalikan langsung ke tray 38 sebagai refluks panas, dan sisanya didinginkan dengan menukar panas dengan air dan dikembalikan sebagai refluks di tray 35.
61
Uap yang keluar di bagian atas terdiri dari butan dan nafta. Uap ini didinginkan dengan fin-fan cooler dan diumpankan ke naphta splitter. Produk cairan dikirim ke platformer untuk ditingkatkan angka oktannya. Produk uap terdiri dari light naphta dan LPG. Uap LPG dikirim ke LPG
Recovery Plant. Sedangkan cairan berupa light naphta digunakan sebagai bahan blending bensin. Sehingga, peroduk dari Hydrocracker adalah LPG,
light naphta, heavy naphta, light kerosene, heavy kerosene , dan diesel fuel. 2.2.2.3 H ydrogen Plant
Hydrogen Plant. Plant 8 adalah plant yang menggunakan proses reformasi kukus (steam/hydrocracking reforming) untuk menghasilkan hidrogen yang akan digunakan dalam proses hydrocracking di HC Unibon
Unit. Hydrogen Plant memproduksi sekitar 80000 Nm3/MR hidrogen murni untuk make-up di HCU. Terdiri atas dua train yang masing-masing mampu membuat 3290 SM3/h (33,4 MMFCFD) hidrogen dengan kemurnian 96,6%. Umpan plant ini terdiri dari gas alam dan LPG (bila diperlukan). Penambahan LPG akan memberikan konsekuensi berupa produksi hidrogen yang menurun sampai 85% kapasitas maksimumnya, kebutuhan steam meningkat dan eningkatan produk karbon dioksida. Pemakaian LPG sebagai umpan dibatasi pada laju 1358 kg/h. Plant ini dapat beroperasi untuk umpan LPG saja, tetapi kapasitas produksi hidrogen akan menurun karena kebutuhan pemakaian steam yang meningkat sementara kapasitas produksi karbon-karbon oksida meningkat karena tingginya rasio C/H.
62
Hydrogen Plant, memproduksi hidrogen make-up untuk HCU dari gas alam, uap LPG, atau campuran keduanya. Hydrogen plant memiliki dua train yang masing-masing unit yang sama, sesuai proses reformasi kukus, yaitu:
1. LPG Vaporization 2. Feed Gas Desulphurization 3. Steam/hydrocarbon Reforming 4. High and Low Temperatur Shift Conversion 5. CO2 Removal by Absorption 6. Methanation of Residual Carbon Oxides 7. Steam Generation
Secara umum, proses yang terjadi pada Hydrogen Plant sebagai berikut
538 oC 19,76 kg/cm2
Sulphur removal
Steam
Low Temp Shift Converter
Umpan Hidrokarbon
High Temp Shift Converter
Steam Reformer
Gas CO2 H2 + CH4
Kondensat
r o t a r a p eS
ro ta n a h et
Benfield Stripper
Benfield CO2 Absorber
M
Gambar 2. 15 Diagram Alir Hydrogen Plant
Pada tahap feed copression, gas alam masuk ke dalam kompresor dengan laju alir 16744 SM/h (15MMSCFD) pada tekanan 3,1 kg/cm 2g dan
63
dikompresi menjadi 9,6 kg/cm2g pada tahap pertama dan dikompresi lagi pada tahap kedua menjadi 24,2 kg/cm2g. Pendinginan antar tahap akan menurunkan suhu discharge dari 124°C menjadi 38°C.
Pada tahap LPG Vaporation, LPG dari tangki penyimpanan ada 38°C dan
25 kg/cm2g diuapkan hingga 93°C dan 23 kg/cm 2g dengan
menggunakan steam bertekanan 3 kg/cm2g. Laju normal penguapan untuk make-up diperkirakan sebesar 1353 kg/h untuk mencapai laju produksi hidrogen sesuai rancangan. Proses reformasi kukus di Hydrogen Plant ini membutuhkan umpan kaya akan metana. Plant ini membutuhkan umpan gas alam dengan 80% metana dan sisanya (secara berurutan) etana, propana, butana. Saat persediaan gas alam tidak mencukupi, LPG digunakan sebagai upan. Tetapi, umpan LPG tidak lebih baik dari gas alam karena mempertimbangkan umur katalis, katalis dirancang untuk memproses gas alam dan bukan operasi dengan campuran propana-butana. Pada tahap Hidrogenasi dan Desulfurisasi, Sulfur dalam bentuk H 2S, merkaptan, atau karbonil silfida harus dihilangkan karena dapat meracuni katalis. Penghilangan sulfur melalui penambahan H 2 sebanyak 3-5% volume pada gas umpan yang melewati cobalt-molybdenum catalyst bed dan zinc oxide bed. Umpan masuk ke desulphurizer akan dipanaskan hingga 399°C dan 20,95 kg/cm 2g oleh produk reformer dan memasuki
desulphurizer dari bagian bawah. Reaksi yang terjadi pada cobaltmolybdenum catalyst bed, dimana sulfur organik akan dihidrogenasi menjadi H2S, dan pada zinc oxide bed, H2S diabsorbsi.
64
Pada tahap reforming umpan yang akan masuk ke reformer dicampur dengan steam 400°C bertekanan 32 kg/cm 2g, kemudian dipanaskan hingga 538°C dalam Feed Preheat Coil. Umpan kemudian dilewatkan ke tabung berisi katalis pada radiant section dimana reaksi terjadi dan produk keluar pada temperatur 849°C. Rentang temperatur masuk umpan adalah 480-540°C dalam kapasitas operasi maksimum.
Radiant section terdiri dari 168 tabung berdiameter 101,6 mm dengan total katalis sebanyak 15,2 m 3. Katalis yang dikunakan adalah Ni-Alumina. Produk reformer didinginkan hingga 357°C dengan tiga HE. Produk reformer mengandung sekitar 25% karbon-karbon okeida yang harus dihilangkan untuk memperoleh hidrogen murni.
2.2.2.4 F lare Gas Recovery Plantdan F lare Stack
Kapasitas pengolahan unit ini adalah 4000 Nm3/jam atau 9726 kg/jam. Produk yang dihasilkan adalah:
Fuel Gas sebesar 1256 Nm3/jam atau 2635 kg/jam yang dialirkan ke Fuel Gas System dan digunakan sebagai fuel gas atau bahan bakar di dapur.
Komponan LPG sebesar 7092 kg/jam. Komponen LPG yang di
Recovery diolah lanjut di Stabilizer untuk menghasilkan LPG.
65
2.2.2.5 H ydrogen Recovery Plant
Memiliki kapasitas sebesar 14467 Nm3/jam. Umpan dari unit ini adalah Low Pressure Separator (LPS) off gas yang berasal dari HCU.
Hydrogen Recovery Plant berfungsi untuk mengolah gas hasil LPS menjadi gas hidrogen dengan kemurnian 98%. Gas LPS diumpankan ke
scrubber untuk dihilangkan kandungan amoniaknya. Air ultilitas digunakan untuk melarutkan amoniak di gas. Gas LPS masuk dari tray paling bawah, sedangkankan air ultilitas masuk dari tray paling atas. Dari scrubber, gas dilewatkan ke H 2S absorber untuk dihilangkan kandungan H2S. Larutan diethanol-amine (DEA) digunakan untuk menyerap H2S. Gas akan masuk di tray paling bawah, dan larutan DEA akan masuk pada tray paling atas. Sebagian larutan DEA yang kaya akan H2S akan dilewatkan ke filter untuk menyaring partikel yang terbentuk dilarutan DEA. Sebagian lagi,akan dilewatkan ke regenerator. Larutan yang turun akan berkontak dengan uap dari reboiler. H2S akan terbawa oleh uap ke atas kolom. Di bagian atas, uap akan dikondensasi. Uap air yang terkondensasi akan dialirkan sebagai refluks di tray 1. Uap H2S akan dibakar di Incenerator. Larutan dari bottom regenerator akan dicampur dengan larutan DEA untuk dikembalikan sebagai umpan scrubber. Larutan DEA dari tangki penyimpanan digunakan sebagai make-ip. Gas dari scrubber kemudian dialirkan ke kompresor 2 tahap. Tahap pertama, gas akan dikompres sampai 17,76 kg/cm2g. Gas kemudian
66
dialirkan ke intercooler untuk didinginkan sampai 42°C. Setelah didinginkan, cairan yang terbentuk akan dipisahkan di interdrum. Gas kemudian dikompres lagi sampai 53,5 kg/cm 2g dan didinginkan dengan aftercooler sampai 40°C. Sweet gas kemudian dialirkan ke KO
drum untuk dipisahkan dari cairan yang terbentuk, Aliran ga bertekanan tinggi kemudian dipanaskan hingga 80°C dan dilewatkan ke bagian membran untuk dipisahkan antara hidrogen 98% dan tail gas. Hidrogen 98% akan didinginkan dan dikirim ke HCU, sedangkan tail gas akan dikirim ke fuel gas header.
67
BAB III 3.1 Kesimpulan
Penarikan kesimpulan oleh praktikan didasarkan pada orientasi umum dan khusus yang diikuti praktikan selama mengikuti kegiatan Kerja Praktek di PT. Pertamina RU V Balikpapan. Maka, kesimpulan yang dapat diambil dari orientasi umum dan khusus adalah: 1. PT. Pertamina (Persero) Unit Pengolahan V berganti nama menjadi PT Pertamina (Persero) Refinery Unit V pada 9 Oktober 2008 2. PT. Pertamina (Persero) memiliki visi menjadi perusahaan energi nasional kelas dunia, sedangkan Pertamina RU-V Balikpapan memiliki visi menjadi kilang kebanggaan nasional yang mampu bersaing dan menguntungkan. 3. PERTAMINA RU V Balikpapan merupakan pabrik pengolahan minyak mentah menjadi produk BBM dan NBM dan bukan merupakan eksplorasi minyak bumi. PERTAMINA Refinery Unit V Balikpapan merupakan unit pengolahan dengan kapasitas 260 MBSD. 4. Kapasitas produksi refinery unit IV sebanyak 260.000 barrel/hari dan merupakan paling besar ke 2 dari unit-unit pengolahan yang dimiliki oleh PT. Pertamina (Persero) . 5. Process Engineering (PE) a. Bersama dengan project dan facility engineering, PE memiliki tanggung jawab dalam proses produksi di semua area kilang dan perlindungan lingkungan.
68
b. Performance alat, spesifikasi bahan, dan penggunaan teknologi yang tepat merupakan parameter yang dimonitor oleh Process Engineering dalam rangka profit perusahaan. 6. Kilang Balikpapan I terdiri dari : a. Crude Distillation Unit V (CDU V) b. High Vacuum Unit III (HVU III)
c. Wax Plant d. Dehydration Plant (DHP) e. Effluent Water Treatment Plant (EWTP) 7. Kilang Balikpapan II terdiri dari dua komplek yaitu :
Hydroskimming Complex (HSC) yang meliputi
a.
Crude Distillation Unit IV (CDU IV), Plant 1
Naphtha Hydrotreater (NHT), Plant 4
Platformer Unit, Plant 5
LPG recovery Unit, Plant 6
Sour Water Stripper Unit (SWS), Plant 7
LPG treater Unit, Plant 9 Hydrocracking Complex (HCC) yang meliputi
b.
High Vacuum Unit II (HVU II), Plant 2
Hydrocracking Unibon (HCU II), Plant 3
Hydrogen Plant, Plant 8
Hydrogen Recovery Unit, Plant 38
Sour Water Stripper Unit (SWS), Plant 17
69
8. PT. Pertamina (PERSERO) RU V Balikpapan menghasilkan produkproduk sebagai berikut: a. Bahan Bakar Minyak (BBM): premium, kerosin, solar ( Industrial
Diesel Oil /IDO dan Automotive Diesel Oil/ADO), dan Industrial Fuel Oil (IFO). b. Bahan Bakar Khusus (BBK): pertamax, Marine Gas Oil dan avtur. c. Non-BBM: LPG, wax (lilin), Low Aromatic White Spirit (LAWS), Low
Sulphur Waxy Residue (LSWR) dan Smooth Fluids 05. 9. Sarana utilitas yang dimiliki PT. Pertamina (Persero) RU-V Balikpapan, antara lain: a. Sea Water Desalination (SWD) b. Fuel System c. Cooling Water System d. Penyediaan Air Utilitas/Air Tawar
e. Air Plant f.
Nitrogen Plant
g. Electrochlorination Plant h. Steam System i. Penyediaan Listrik
70
10. Laboratorium di PT. Pertamina (Persero) RU-V Balikpapan ada tiga, yaitu: a. Laboratorium Evaluasi Crude Oil b. Laboratorium Produksi Cair c. Laboratorium Produksi Gas 3.2 Saran
1. Etos kerja yang ditunjukkan karyawan pada umunya baik, walaupun demikian realitas ini perlu dipertahankan dan ditingkatkan. 2. Pererat jalinan kerjasama antara dunia pendidikan tak hanya melalui kunjungan industri dan kerja praktek tapi dapat dicoba melalui proyek penelitian. 3. Perlu adanya uji kelayakan APD untuk mahasiswa kerja praktek agar keamanan dan kenyamanan selama kerja praktek lebih baik lagi.
71
DAFTAR PUSTAKA Chang, A. F. Pshikanti, K. dan Liu, Y . A. 2012. Refinery Engineering:
Integrated Process Modeling and Optimization. Wiley-VCH Verlag & Co: Weinheim. Fahim, M. A. dan Al-Sahlaf, F. 2007. Corrotion in Refineries. Wodhead Publishing: Cambridge.Oxford. Mayers, R. A. Handbook of Petroleum & Natural Gas Engineering Process, 3th
Edition. McGraw Hill: New Jersey. Standard Handbook of Petroleum & Natural Gas Engineering Volume I. Gulf Publishing Company: Houston. Simanzhenkov, V. dan Idem, R. 2003. Crude Oil Chemistry. Marcel Dekker, Inc. New York Speigt, J.G 2007. The Chemistry and Technology of Petroleum, 4th Edition. CRC Press: Boca Raton Budhiarto, A. 2006 Buku Pintar Migas Indonesia dari Hulu ke Hilir. Watkins, R. N. 1996. Petroleum Refinery Distilation. Gulf Publishing Company: Lyons, W.C
72
LAMPIRAN TUGAS KHUSUS
73
TUGAS KHUSUS EVALUASI KINERJA PEMBAKARAN PADA STEAM REFORMER PT. PERTAMINA (PERSERO) REFINERY UNIT V BALIKPAPAN
LAPORAN KERJA PRAKTEK
Diajukan Sebagai Salah Satu Syarat Untuk Memperoleh Gelar Sarjana Teknik Kimia Konsentrasi Teknik Kimia
Diusulkan Oleh:
Nama NIM
: Fachri Fachrul Qashmal : 14521279
KONSENTRASI TEKNIK KIMIA PROGRAM STUDI TEKNIK KIMIA FAKULTAS TEKNOLOGI INDUSTRI UNIVERSITAS ISLAM INDONESIA YOGYAKARTA 2017
74
1.Latar Belakang
Pembuatan hidrogen dengan reaksi steam reforming cukup populer dalam industri bila dibandingkan dengan proses pembentukan hidrogen secara komersial lainnya, seperti elektrolisa air, oksida parsial dari batubara (Koppers-Totzek
coalgasification) atau minyak berat (heavy oil), proses steam iron dengan cara dekomposisi steam reaksi dengan FeO, dan pemisahan air secara kimia kompleks. Dari semua proses diatas, steam reforming banyak digunakan oleh industri karena mudah, sederhana, dan fleksibel dalam operasi. Hidrogen yang diperoleh oleh steam reformer ini digunakan untuk menunjang proses-proses
dalam
Hydrocracker
Unibon
kilang,
seperti
(HCU).
Pada
Naphta NHT,
Hydrotreater hidrogen
Unit
digunakan
(NHT), untuk
mendekomposisikan sulfur organik, senyawa nitrogen dan oksigen yang tergantung pada hidrokarbon sedangkan pada HCU, hidrokarbon digunakan untuk memecah ikatan hidrokarbon.PT. PERTAMINA (Persero) RU V Balikapapan memliki dua unit hydrogen plant, yaitu Plant 8A dan 8B. Masing-masing unit ini mempunyai kapasitas desain sebanyak 8ton/jam dengan kemurnian 97%. Unit-unit yang terdapat dalam hydrogen plant adalah desulphurizer, steam reformer, High
Temperatare Shift Converter (HTSC), Low Temperatare Shift Converter (LTSC), CO2 absorber dan methanator. Gas
alam
yang
digunakan
berasal
dari
CHEVRON
(Lawe-Lawe)
Kalimantan,agar reaksi dapat berlangsung, steam reformer memerlukan panas yang sangat tinggi. Panas tersebut dihasilkan oleh burner yang melakukan pembakaran
fuel gas secara terkendali, karena penggunaan api tersebut maka steam reformer
75
dikategorikan sebagai fired heater. Gas alam merupakan campuran hidrokarbon fraksi ringan yang bersifat organik. Ketika mengalir melalui suatu alat penukar panas, senyawa organik dapat membentuk deposit pada dinding alat penukar panas (scaling and fouling furnace). Kerak akan berperan sebagai thermal insulator yang mengakibatkan berkurangnya efektifitas perpindahan panas antara aliran panas dan dingin yang mengakibatkan berkurangnya efisiensi perpindahan panas pada alat penukar panas tersebut. Furnace akan dapat beroperasi dengan efisiensi yang tinggi apabila : 1. Terjadi reaksi pembakaran yang sempurna 2. Panas pembakaran fuel yang dapat diterima secara merata oleh fluida 3. Udara berlebih yang optimum 4. Aliran fluida didalam tube turbulen 5. Permukaan luar/dalam dari pipa-pipa tube dalam keadaan bersih 6. Udara pembakaran dengan temperatur yang tinggi (dengan memakai Air
Preheater) Mengingat pentingnya peran hidrogen dalam kilang ini, maka steam reformer sebagai reaktor utama hydrogen plant harus terus dikontrol dan dijaga kondisinya agar mampu memproduksi hidrogen dalam jumlah dan kualitas yang sesuai dengan spesifikasi. Secara keseluruhan kinerja steam reformer tidak dapat dipisahkan dari pembakaran yang terjadi didalamnya. Pembakaran akan menghasilkan panas yang diperlukan untuk jalannya reaksi, dikarenakan panas yang dibutuhkan agar reaksi dapat berlangsung sangatlah besar maka salah satu indikator kinerja steam reformer dapat ditinjau dari segi pembakarannya.
76
Kinerja steam reformer dapat terlihat dari panas yang terserap atau terbuang. Semakin banyak panas yang terserap maka kinerja steam reformer dari segi pemanfaatan panas semakin baik. Sebaliknya, semakin banyak panas yang terbuang maka kinerja steam reformer semakin kecil. Kinerja steam reformer yang dilihat dari segi pembakaran disebuat efisiensi panas steam reformer. Oleh karena itu, evaluasi mengenai efisiensi steam reformer perlu dilakukan untuk mengoptimalkan kinerja steam reformer. 2.Rumusan Masalah
Pada laporan studi ini akan dikaji bagaimana kinerja dari steam reformer F-801A dari aspek combustion pada Unit Hydrogen Plant. Untuk mengetahui kinerja
steam reformer tersebut maka perlu dilakukan evaluasi dengan menghitung efisiensi pembakaran di steam reformer pada Unit Hydrogen Plant secara aktual. 3.Tujuan
Tujuan dari tugas khusus ini adalah sebagai berikut. 1. Mengevaluasi kerja kinerja pembakaran dalam steam reformer (F8-01A) di Hydrogen plant. 2. Memberikan saran mengenai langkah mitigasi yang harus dilakukan dari hasil evaluasi tersebut. 4.Manfaat
Manfaat yang diperoleh dari tugas khusus ini adalah hasil evaluasi dapat digunakan sebagai bahan pertimbangan dalam menentukan langkah-langkah yang harus diambil dalam menjaga efisiensi Steam Reformer pada Hydrogen Plant Unit.
77
5.Landasan Teori 5.1 Fired Heater
Proses pengolahan minyak bumi banyak memanfaatkan suatu sumber panas yang digunakan untuk menaikkan temperatur suatu aliran ke suatu kondisi operasi tertentu. Dalam rangka pemanfaatan panas, selain nilai ekonomisnya, sifat-sifat fisik dan kimia senyawa yang akan dipanaskan perlu juga diperhatikan. Penggunaan fired heater pada pengolahan minyak bumi pada umumnya dibagi dalam tiga kelompok besar, yaitu : 1. Fired heater yang dipergunakan untuk pemanasan dengan tujuan hanya untuk menaikkan temperatur tanpa terjadi perubahan sifat kimia. 2. Fired heater yang dipergunakan untuk penambahan panas dengan tujuan mengubah seluruh sifat kimia senyawa yang diolah tersebut. 3. Fired heater yang dipergunakan untuk penambahan panas dengan tujuan mengubah sebagian sifat kimia senyawa yang diolah.
Fired heater pada dasarnya adalah suatu heat exchanger yang besar dimana sumber panasnya didapat dari hasil pembakaran suatu bahan bakar. Bahan bakar yang biasa digunakan adalah fuel gas dan fuel oil. Sumber panas itu sendiri berupa gas panas yang kemudian dipindahkan ke dalam suatu fluida di dalam tube. Proses perpindahan ini sama seperti heat exchanger dimana ada sebagian panas yang dilepas serta ada pula sebagian panas yang diterima dengan koefisien perpindahan panas tertentu. Akan tetapi ada perbedaan yang mencolok dari kedua peralatan tersebut, pada fired heater pertukaran panasnya sebagian besar terjadi secara radiasi sedangakan pada heat exchanger pertukaran panasnya sebagian besar terjadi secara
78
konveksi. Dengan dasar ini, temperatur pada radiant section diharapkan dapat ditahan setinggi mungkin. Proses peprindahan panas di dalam fired heater mengikuti peristiwa perpindahan panas yang telah dikenal yaitu radiasi, konveksi dan konduksi. Proses perpindahan panas secara radiasi sebagian besar terjadi di radiant section (ruang pembakaran). Perpindahan panas secara konveksi terjadi pada convection section sedangkan peristiwa konduksi terjadi di semua bagian dalam fired heater baik berupa perpindahan panas dari bagian luar tube ke dalam fluida yang dipanaskan maupun perpindahan panas melalui dinding dapur ke udara luar sebagai heat loss. Bagian-bagian fired heater secara umum dapat dilihat pada gambar berikut:
Gambar 1 Bagan Furnace
Radiant section merupakan suatu bagian yang sangat penting karena pada bagian ini sebagian besar panas yang tersedia akan ditransfer ke fluida dingin. Besarnya radiant section harus memungkinkan untuk terjadinya pencampuran yang
79
sempurna antara fuel dengan udara serta tersedianya tempat untuk kelangsungan reaksi pembakaran.
Convection section merupakan suatu tempat yang memanfaatkan kandungan panas yang masih terbawa oleh flue gas. Umumnya bagian ini beroperasi pada temperatur yang lebih rendah. Pada bagian ini juga terdapat
economizersection yaitu daerah dimana panas flue gas dimanfaatkan untuk memanaskan campuran gas alam-steam dan boiling feed water.
Fired heater di desain untuk dapat menggunakan bahan bakar fuel gas, fuel oil atau kombinasi keduanya. Pada fired heater yang menggunakan fuel oil, atomizing steam (kukus) diperlukan untuk mengkabutkan fuel oil yang berwujud cair. Pengkabutan fuel oil dapat juga dapat dil akukan dengan memompakan fuel oil hingga bertekanan tinggi. Fired heater dapat bekerja baik dan tahan lama apabila : 1. Konstruksi fired heater baik 2. Reaksi pembakaran berlangsung dengan baik 3. Panas didalam fired heater merata 4. Permukaan tube bersih Konstruksi fired heater yang baik adalah konstruksi yang dapat menyebabkan hal-hal berikut: 1. Panas yang hilang melalui dinding minimal 2. kehilangan panas melalui stack minimal 3. Operasi dapat berjalan dengan mudah 4. Biaya operasi dan perawatannya relatif murah
80
Untuk mencapai tujuan tersebut maka fired heater dibagi atas: 1. Fire box (radiant section) 2. Convection section 3. Stack Kehilangan panas melalui dinding-dinding fired heater diusahakan minimal dengan memasang dinding yang berlapis-lapis. Lapisan-lapisan dinding tersebut terdiri dari refraktori, yaitu bahan yang mempunyai struktur keramik. Pemasangan dinding harus diperhatikan agar refraktori yang terdiri dari bermacam-macam tipe tersebut dapat memuai ketika mengalami pemanasan. Untuk menjaga agar tegangantegangan yang berlebihan tidak terjadi maka dibuat expansion point. Konstruksi langit-langit fired heater teridir dari susunan bata tahan api yang digantung dengan rod dan anchor. Konstruksi ini befungsi agar batu-batu di langitlangit tersebut cukup mendapat pendinginan sehingga tahan lama. Stack biasanya terbuat dari carbon steel. Stack dan convension section dihubungkan sedemikian rupa sehingga berat stack tidak langsung ditahan oleh fired heater . Pada umunya,
burner dipasang di bagian bawah radiant section secara horisontal atau vertikal. Sedangkan tube biasanya dipasang tegak lurus terhadap arah burner. Bahan tube dapat terbuat dari carbon steel, aloy krom 5%, aloy krom-nikel18-8 tergantung kondisi operasi fired heater. Berbagai tipe fired heater yang terdapat di dalam kilang pengolahan minyak bumi dapat diklasifikasikan menurut bentuk konstruksi maupun susunan pipa pembuluh didalam fired heater serta kegunaan dari fired heater. Kapasitas pembakaran (firing rate) adalah faktor yang sangat berpengaruh dalam menentukan
81
ukuran dan bentuk fired heater. Berbagai tipe fired heater yang banyak dipergunakan dalam industri minyak bumi antara lain: Tipe box
1.
Furnace yang berbentuk kotak/ box dan mempunyai burner di samping atau dibawah yang tegak lurus terhadap dinding furnace. Nyala api di dalam furnace adalah mendatar atau tegak lurus. Tube furnace dipasang mendatar atau tegak lurus.
Fired heater
tipe box mempunyai bagian radiasi dan konveksi yang
dipisahkan oleh dinding batu tahan api yang disebut bridge wall. Burner dipasang pada ujung dapur dan api diarahkan tegak lurus dengan pipa ataupun dinding samping dapur. Fired heater tipe ini diaplikasikan pada :
Dipakai pada instalasi tua, adakalanya dipakai pada instalasi baru yang
mempunyai persediaan bahan bakar dengan kadar abu tinggi
Beban kalor berkisar antara 60-80 MMBTU/jam atau lebih
Diapakai untuk melayani unti proses dengan kapasitas besar
Umumnya bahan bakar yang dipakai adalah fuel oil
Keuntungan penggunaan fired heater tipe box antara lain:
Dapat dikembangkan hingga bersel tiga atau empat
Distribusi fluks kalor merata disekeliling pipa
Ekonomis untuk digunakan pada beban kalor diatas 60-80 MMBTU/jam
Kerugian penggunaan fired heater tipe box antara lain:
Membutuhkan area relatif lebih luas
Harga relatif mahal
82
Apabila salah satu aliran fluida dihentikan, maka seluruh operasi dapur harus dihentikan juga untuk mencegah pecahnya pipa
Tidak dapat digunakan untuk memanasi fluida yang harus dipanasi pada suhu tinggi dan aliran fluida yang singkat
Pelaksanaan dan pemeliharaan lebih sulit karena pipa pembuluh tersusun mendatar
Gambar 2 Tipe Boxfurnace
2.
Tipe cabin
Furnacejenis ini terdiri dari kamr-kamar dimana tube-tube nya dipasang secara horizontal. Letak burner pada bagian bawah furnace dan nyala api sejajar tegak lurus dengan dinding furnace. Fired heater tipe cabin mempunyai bagian radiasi pada sisi samping dan sisi kerucut fired heater. Bagian konveksi dibagian atas dapur, pipa koneksi pada baris pertama dan kedua disebut shield section (pelindung). Burner dipasang pada lantai fired heater dan menghadap keatas sehingga arah pancaran api maupun gas buang tegak lurus dengan susunan pipa. Adakalanya burner dipasang horisontal. Keuntungan penggunaan fired heater tipe
cabin antara lain:
Bentuk konstruksi kompak dan mempunyai efiseinsi termal yang tinggi
Beban panas sekitar 20-30 MMBTU/jam
83
Pada fired heater tipe cabin bersel, memungkinkan pengendalian operasi secara terpisah (fleksibel)
Gambar 3 Tipe Cabinfurnace
3.
Tipe vertical cylindrical
Fired heater tipe vertical cylindrical memiliki bentuk konstruksi silindris dan bentuk lantai bulat. Burner dipasang pada lantai, sehingga arah pancaran api vertikal. Dapur ini dirancang dengan atau tanpa ruang konstruksi. Fired heater tipe ini diaplikasikan pada :
Umumnya dipakai pemanas fluida umpan reaktor
Beban kalor berkisar antara 10-200 GJ/jam
Dipergunakan untuk pemanasan fluida yang mempunyai perbedaan suhu antara inlet dan outlet tidak terlalu besar atau sekitar 200°F (90°C) Keuntungan penggunaan Fired heater tipe ini adalah:
Konstruksi sederhana sehingga harganya relatif murah
Area yang diperlukan relatif kecil
84
Luas permukaan pipa dapat tersusun lebih besar sehingga efisiensi termal tinggi
Ekonomis untuk bahan bakar sekitar 60-80 MMBTU/jam
Kerugian penggunaan Fired heater tipe ini adalah:
Kapasitas feed relatif kecil
Pilot area minimal dan perlu pengoperasian lebih hati-hati
Pada kasus kapasitas fired heater dinilai kurang efisien
Gambar 4 Tipe Vertical Cylindrical Furnace
4.
High Temperature Chemical Furnace Furnace tipe ini umumnya digunakan sebagai reaktor, dimana fluida yang
mengalir melalui pipa radiasi akan memperoleh panas radiasi secara merata. Burner dipasang dilantai dengan arah pancaran api vertical dan dipasang di dinding dengan arah pancaran api mendatar. Dengan cara pemasangan burner tersebut maka tube
85
akan memperoleh panas radiasi yang sama dari kedua sisinya sehingga mengurangi kemungkinan terbentuknya coke serta penurunan suhu metal di tube. 5.2 Proses Pembakaran
Proses pembakaran adalah proses terjadinya api sebagai akibat bereaksinya bahan bakar, udara dan sumber api. Hal-hal yang perlu diperhatikan dalam proses pembakarn adalah: 1.
Udara Jumlah udara yang diperlukan pada pembakaran tergantung jeni dan jumlah
fuel gas, alat serta kondisi operasi steam reformer. Pada pembakaran, terlalu banyak udara akan menghasilkan gas panas berlebihan sehingga banyak panas yang terbuang pada stack. Bila kekurangan udara, pembakaran menjadi tidak sempurna sehingga menimbulkan pembentukan karbon pada tube steam reformer. Hal tersebut mengakibatkan reaksi memerlukan panas lebih tinggi, sehingga steam
reformer perlu pasokan panas yang lebih besar yang akhirnya menyebabkan ketidakekonomisan. Dengan demikian, perbandingan udara dengan fuel gas penting ditentukan dan dipertahankan sehingga efisiensinya optimal. 2.
Pencampuran udara dengan fuel gas Seluruh udara harus tercampur dengan fuel gas, karena setiap partikel yang
dpat terbakar harus betul-betul berkontak dengan oksigen dalam udara sebelum terjadi pembakaran. Jika distribusi dan pencampuran tidak merata, maka akan terjadi kelebihan udara lalu terjadi semburan pembakaran dan defisiensi. Jadi dalam proses pembakaran harus terjadi pencampuran bahan bakar dan udara yang sempurna.
86
3.
Suhu pembakaran Bila bahan bakar bercampur dengan udara dan mencapai titik nyala, maka
oksidasinya akan cepat disebut pembakaran yang sesuai. Dalam pembakaran ini, nyala terjadi pada tube yang lebih tinggi partikel karbon akan terdeposit dalam bentuk jelaga. Jika proses berlangsung pada temperatur yang lebih rendah maka pembakaran akan menghasilkan asap yang berlebihan. 4.
Waktu pembakaran Proses pencampuran udara dengan fuel gas maupun temperatur sangat
ditentukan oleh kecepatan reaksi oksidasi dalam pembakaran. Hal tersebut memerlukan waktu untuk kesempurnaan proses. Bila peralatan beroperasi dengan kecepatan tinggi sehingga waktu untuk pembakaran sempurna tidak cukup, maka
fuel gas tidak terbakar sempurna dan akan keluar dari steam reformer. Teori pembakaran atau reaksi kimia antara bahan bakar dengan udara atau oksigen yang menghasilkan energi panas dengan gas-gas hadil pembakaran dapat dikelompokkan menjadi:
1.
Pembakaran lengkap Pembakaran lengkap adalah pembakaran dimana semua atom karbon
bereaksi dengan oksigen membentuk karbondioksida dan atom hidrogen bereaksi dengan oksigen membentuk air sedangkan oksigen yang dipakai tidak ada yang tersisa. Contoh: CH4 + 2O2
CO2 + 2H2O + Energi
( 1)
87
Pada pembakaran jenis ini hanya ada pada pembakaran teoritis sedangkan dalam keadaan actual di dalam dapur, tidak pernah terjadi. 2.
Pembakaran lengkap tidak sempurna Pembakaran lengkap tidak sempurna adalah pembakaran dimana semua
atom karbon bereaksi dengan oksigen menjadi karbondioksida dan atom hidrogen bereaksi dengan oksigen menjadi air sedangkan oksigen yang dipakai jumlahnya berlebih. Contoh: CH4 + 2,5O2
CO2 ++Energi H2O + O2
(2)
Pembakaran jenis ini umumnya dipakai pada operasi dapur, karena reaksi pembakaran yang terjadi berlangsung sangat cepat sehingga diperlukan oksigen lebih banyak untuk membakar bahan bakar. Oksigen sisa pembakaran berdampak pada banyaknya udara berlebih yang menentukan kinerja suatu dapur. 3.
Pembakaran tidak sempurna Pembakaran tidak sempurna adalah pembakaran dimana oksigen yang
dipakai untuk reaksi pembakaran jumlahnya tidak mencukupi, sehingga pada pembakaran menghasilkan karbonmonoksida. Contoh : C2H6 + 3O2
CO2 + CO + 3H2O +Energi
(3)
Pembakaran tidak sempurna ini harus dihindari karena reaksi pembakaran yang terjadi tidak menghasilkan panas yang optimal, sehingga akan menambah jumlah pemakaian bahan bakar.
88
4.
Pembakaran lain Pada pembakaran fuel gas maupun fuel oil, tidak hanya terdiri dari
hidrokarbon saja maka beberapa reaksi pembakaran lain yang mungkin terjadi adalah: 2H2S + 3O2
2SO2 + 2H2O
(4)
2CO + O2
2CO2
(5)
Terbentuknya oksida belerang tidak diinginkan di dalam dapur berapi, karena adanya uap air dalam gas buang akan dapat memungkinkan terjadi asam belerang. Sedangkan sisa karbon yang tidak terbakar akan menghasilkan warna merah kehitam-hitaman pada nyala api. 5.3 Kehilangan Panas
Panas hasil pembakaran pada dapur tidak semuanya bisa diserap oleh fluida di dalam tube sebab adanya panas yang hilang ke lingkungan. Panas yang hilang dari dapur yaitu: 1. Panas hilang melalui dinding dapur Panas hilang melalui dinding dapur dipengaruhi panas konduksi dari dinding batu tahan api. Menurut sumber menyebutkan bahwa panas yang hilang lewat dinding dapur bagian radiasi sekitar 2-3% dan bagian konveksi sekitar 1% (Nelson, W.L.,1969) 2. Panas hilang melalui cerobong asap Panas hilang melalui cerobong asap sangat dipengaruhi oleh temperatur gas buang dan ekses udara pembakaran. Semakin tinggi temperatur gas buang
89
dan semakin banyak kelebihan udara pembakaran akan semakin banyak panas yang hilang (Nelson, W.L.,1969). 5.4 Efisiensi Steam Reforming
Salah satu parameter yang dijadikan ukuran dalam menilai kinerja suatu steam
reformer adalah efisiensi pembakaran. Efisiensi pembakaran menunjukkan derajat pemanfaatan panas yang dihasilkan dari pembakaran bahan bakar untuk memanaskan fluida dalam pipa tersebut. Panas dari pembakaran bahan bakar dalam dapur tidak seluruhnya diterima oleh fluida untuk tube, tetapi ada yang hilang karena terbawa oleh gas buang yang mengalir dalam stack atau panas konduksi melalui dinding batu tahan api. Usaha untuk menaikkan efisiensi dapur adalah dengan menekan panas yang hilang karena kehilangan panas didapur berapi diakibatkan karena terbentuknya gas buang yang cukup besar dalam pipa pemanas sebagai akibat dari besarnya ekses udara dan temperatur flue gas melalui stack tinggi. Dengan demikian pengurangan ekses udara dan temperatur flue gasmelalui stack tinggi. Dengan demikian pengurangan ekses udara dan pengoptimalan penggunaan flue gas pada APH akan dapat mengurangi panas yang hilang. Faktor-faktor yang mempengaruhi efisiensi antara lain : a.
Excess Air Pada operasi pembakaran pada dapur berapi untuk mencegah terjadinya
pembakaran yang tidak sempurna, maka diinjeksikan udara berlebih dari kebutuhan udara teoritis. Excess udara yang rendah mengakibatkan pembakaran tidak sempurna. Excess udara yang terlalu tinggi juga akan menurunkan efisiensi, karena
90
akan menghasilkan volume flue gas yang besar serta panas pembakaran akan diserap oleh udara pembakaran. Besarnya excess udara untuk natural draft sebesar 20% untuk fuel gas dan 25% untuk fuel oil sedangkan untuk force draft 10% untuk
fuel gas dan 10% untuk fuel oil. Jika dikonversi, maka besarnya excess oksigen untuk natural draft sebesar 16,7% untuk fuel gas dan 20% untuk fuel oil sedangkan untuk force draft 9,1% untuk fuel gas dan 9,1% untuk fuel oil. b.
Energy Losses Beberapa hal yang menyebabkan panas hilang antara lain :
Panas hilang melalui casing heater
Pembakaran tidak sempurna dari bahan bakar yang mengakibatkan komponen yang tidak terbakar atau terbakar tidak sempurna terbawa
flue gas
c.
Panas terbawa ke flue gas
Peralatan Dapur Efisiensi pada dapur dipengaruhi oleh pengoperasian alat-alat bantu pada
fired heater. Alat-alat tersebut antara lain:
Snuffing steam
Air register
Stack damper
Oxygen analyzer
Tube skin temperature indicator
91
d.
Pengaturan Operasi Burner
Pengaturan nyala api pad burner
Pengaturan ini sangat penting, karena jika nyala api tidak baik akan mengakibatkan lidah api menjilat tube coil, refractory dan plate (flame
impiringement) sehingga menimbulkan hot spot pada tube coil bahkan akibat yang lebih lanjut akan menimbulkan ledakan pipa pembuluh atau kerusakan lainnya.
Pengaturan udara pembakaran dan draft
Excess udara dan draft sangat besar pengaruhnya terhadap efisiensi dapur, semakin tinggi excess udara dan draft semakin besar panas yang hilang ke lingkungan. Untuk mengatur excess udara dan draft yaitu dengan cara mengatur bukaan stack damper dan air register.
Pengaturan pressure atomizing steam dan fuel oil
Jika perbedaan tekanan antara steam dengan fuel oil terlalu rendah, pengkabutan kurang sempurna sehingga masih banyak fuel oil yang tidak terkabutkan dan menetes. Tetesan tersebut akan menumpuk di lantai ruang bakar dan mengganggu proses pembakaran dengan timbulnya asap tebal serta menyumbat pada burner tip dan pilot. Sebaliknya, jika perbedaan tekanan terlalu besar flame akan pendek warna nyala terang tetapi pada kondisi yang berlebihan akan memadamkan nyala dengan masuknya steam ke dalam ruang bakar dan akan menambah kebutuhan kalor dan menaikkan konsumsi refinery fuel.
92
6.Metodologi 6.1 Studi Literatur
Studi literatur dalam rangka penyusunan tinjauan pustaka serta pendalaman prinsip dasar yang berkaitan dengan proses pembuatan hidrogen. Literatur yang digunakan berasal dari Operation Manual HPU serta artikel, jurnal, maupun literatur lain yang diperoleh dari internet. Studi Literatur yang dilakukan meliputi prinsip dasar
Hydrogen Plant dan fired heater secara umum, prinsip kerja fired heater, perhitungan neraca energi pada fired heater serta variabel operasi unit-unit pada
Hydrogen Plant khususnya steam refomer. 6.2 Studi Lapangan
Studi lapangan dilakukan di RPPK (Ruang Pusat Pengendalian Kilang) selama kurang lebih 14 hari kerja, pada tanggal 9 Agustus 2017 – 23 Agustus 2017. Studi Lapangan dilakukan untuk memperdalam pemahaman proses, terutama batasanbatasan variabel proses pada HPU, serta memperoleh pengetahuan teknis yang berkaitan. 6.3 Perumusan Masalah dan Penetapan Tujuan
Rumusan masalah ditetapkan berdasarkan hasil diskusi dengan pembimbing lapangan. Masalah tersebut merupakan kondisi nyata yang terjadi di lapangan. Penetapan tujuan tugas khusus disesuaikan dengan permasalahan yang telah dirumuskan. 6.4 Pengumpulan Data
Pada evaluasi steam reformer, diperlukan data-data yang meliputi suhu masukan dan suhu keluaran dari setiap unit di HPU. Selain suhu, dibutuhkan juga data
93
komposisi gas dari aliran masuk dan aliran keluar dari masing-masing unit, data aliran gas alam masuk, data aliran steam masuk, kandungan methane keluaran
steam reformer serta data steam-carbon ratio. Data-data tersebut bisa dibilang adalah kebutuhan dasar untuk melakukan evaluasi performa sebuah unit di HPU. Pengumpulan data lapangan didapat dari pembimbing. 6.5 Pengolahan Data Asumsi
Asumsi yang digunakan untuk menghitung kinerja steam reformer F-8-01A adalah: 1. Terdapat methane pada outelet reformer berupa methane slip, 2. Semua komponen fuel gas bereaksi dan habis terbakar pada proses pembakaran di dalam radiant section. 7.Metode Perhitungan
Perhitungan efisiensi pembakaran dapat menggunakan metode heat loss dan heat
adsorb. Metode heat adsorb disebut juga metode langsung ( direct method), karena panas yang diserap fluida proses dihitung berdasarkan kondisi feed yang masuk dan keluar dari steam reformer. Pada metode heat loss, panas yang diserap fluida proses (panas yang berguna) dihitung berdasarkan selisish antara panas masuk dengan panas yang hilang melalui dinding steam reformer dan flue gas keluar dari cerobong. Pada laporan ini digunakan metode heat adsorb. Perhitungan Efisiensi
Efisiensi pembakaran pada fired heater merupakan angka kemampuan fired heater dalam memberikan panas yang akan diserap oleh fluid yang akan dipanaskan
94
dibandingkan dengan jumlah total panas yang masuk ke fired heater. Secara matematis, persamaan efisiensi pembakaran pada fired heater dapat dirumuskan sebagai berikut :
Efisiensi =
Juh ns iser x 100% Juh ns ies
Langkah-Langkah Perhitungan Efisiensi
A. Mass Balance Feed
Menentukan berat molekul campuran feed.
BMCampuran =
Bm i x %mol i
Menentukan laju alir molar feed yang sebelumnya telah ditentukan fraksi dan berat molekul masing-masing komponen.
%
Mol =
Menentukan laju alir molar steam.
Mol =
Menentukan reaksi yang terjadi untuk masing-masing komponen untuk mencari nilai outlet untuk masing-masing komponen. CH4
+
H2O
3H2
+
CO
C2H6
+
2H2O
5H2
+
2CO
C3H8
+
3H2O
7H2
+
3CO
C4H10
+
4H2O
9H2
+
4CO
C5H12
+
5H2O
11H2
+
5CO
C6H14
+
6H2O
13H2
+
6CO
CO
+
H2O
H2
+
CO2
95
Mencari nilai kesetimbangan dengan menggunakan Hysis berdasarkan nilai inlet dan kondisi operasi aktual.
Mencari nilai hasil komponen outlet, dengan cara mengurangkan nilai komponen feed mula-mula dengan komponen yang bereaksi.
Membandingkan nilai inlet dan outlet dengan presentase kesalahan dibawah 7%.
B. Mass Balance Fuel Gas
Menentukan berat molekul campuran fuel gas. BMCampuran =
Bm i x %mol i
Menentukan laju alir molar fuel gas yang sebelumnya telah ditentukan fraksi dan berat molekul masing-masing komponen.
%
mol =
Menentukan reaksi yang terjadi untuk masing-masing komponen untuk mencari nilai outlet untuk masing-masing komponen. CH4
+
C2H6+ C3H8
3,5O +
C4H10+ C5H12
2O2
CO2 2
5O2 6,5O
+
2
8O2
+
2H2O
2CO2 +
3H2O
3CO2 +
4H2O
4CO2 +
5H2O
5CO2 +
6H2O 7H2O
C6H14+
9,5O
2
6CO2 +
H2+
0,5O
2
H2O
Mencari nilai hasil komponen outlet, dengan cara mengurangkan nilai komponen fuel mula-mula dengan komponen yang bereaksi, asumsi
96
bahwa semua komponen fuel gas habis bereaksi. Nilai N2 tidak berubah karena tidak bereaksi dan nilai O 2 input dapat dicari dari nilai O 2 content.
= 100%
Sedangkan O2 output merupakan nilai pengurangan O2 input dikurangkan
dengan
jumlah
O2
untuk
masing-masing
reaksi
pembakaran.
Membandingkan nilai inlet dan outlet dengan presentase kesalahan dibawah 7%.
C. Mencari Nilai NHV Fuel Gas Didapatkan dengan memasukkan fraksi dari komponen-komponen fuel gas pada formula yang telah diberikan oleh pembimbing yang kemudian akan mengkalkulasi nilai NHV total dari fuel gas tersebut. D. Panas Sensibel feed (Q1) Panas sensibel feed dapat diperoleh dengan mencari selisih panas sensibel feed outlet (T out) dengan panas sensibel feed inlet (T in) Q1 = Qoutlet – Qinlet
Menentukan sensibel Tin reformer 1. Menggunakan laju alir komponen inlet dari Neraca Massa 2. Menentukan kapasitas panas feed
= A + T =
o
1)
(
+
T ( + 1) + 2 o
97
Dengan : Cp
= Kapasitas panas (kcal kmol-1 K-1)
T
= Suhu aliran inlet (K)
TO
= Suhu basis (K)
Dengan nilai R= 1,987 kcal/(kmol K) dan A, B, C, D untuk setiap komponen terdapat dalam lampiran (Appendix C, Tabel C.1, J.M. Smith,
Introduction to Chemical Engineering Thermodynamics, 6th). 3. Menentukan panas sensibel feed Qinlet = m x Cp x (T inlet - Tbasis)
Menentukan sensibel Tout reformer 1. Menggunakan laju alir komponen outlet dari Neraca Massa 2. Menentukan kapasitas panas feed
= A + T =
o
1)
(
+
T ( + 1) + 2 o
Dengan : Cp
= Kapasitas panas (kcal kmol-1 K-1)
T
= Suhu aliran outlet (K)
TO
= Suhu basis (K)
Dengan nilai R= 1,987 kcal/(kmol K) dan A, B, C, D untuk setiap komponen terdapat dalam lampiran 1 ( Appendix C, Tabel C.1, J.M. Smith,
Introduction to Chemical Engineering Thermodynamics, 6th). 3. Menentukan panas sensibel feed Qoutlet = m x Cp x (T outlet - Tbasis)
98
E. Menentukan Entalpi Reaksi Feed Q2 Dengan reaksi sebagai berikut :
aA
+
bB
cC
==
+
dD
= (c ∆H ° + d ∆H ° ) – (a ∆H ° + b ∆H ° yang terjadi dalam steam reformer adalah : Reaksi ∆
f 298-c
f 298-D
f 298-B )
f 298-A
CH4
+
H2O
3H2
+
CO
C2H6
+
2H2O
5H2
+
2CO
C3H8
+
3H2O
7H2
+
3CO
C4H10 +
4H2O
9H2
+
4CO
C5H12 +
5H2O
11H2
+
5CO
C6H14 +
6H2O
13H2
+
6CO
CO
H2O
H2
+
CO2
+
Dengan nilai ∆H f
-
298
(kcal/kmol) komponen diperoleh dari lampiran
(Appendix C, Tabel C.4, J.M. Smith, Introduction to Chemical Engineering
Thermodynamics, 6th). Menghitung nilai panas reaksi total
Q3 =
(Laju alir komponen x
HR
F. Duty Absorb Konveksi Q3 Pada bagian ini, akan dicari nilai duty absorb konveksi aktual yang akan dibandingkan dengan nilai duty absorb konveksi design sebagai acuan.
Berdasarkan database yang ada didapatkan data temperatur pada TI 8010, TI 8011, TI 8012, TI 8013, TI 8014, TI 8015, TI 8016, TI 8017, TI 8007, TI 8010, TI 8009, TC 137.
99
Berdasarkan desain (sebagai pembanding), didapat nilai konveksi : E-8-23
: 7,9539 MMKcal/jam
E-8-24
: 5,0438 MMKcal/jam
E-8-25
: 9,7667 MMKcal/jam
E-8-26
: 3,8818 MMKcal/jam
Dimiliki nilai Cp sebagai berikut : E-8-23
: 1,95
E-8-24
: 2,394
E-8-25
: 19,5
E-8-26
: 19,5
Mencari nilai m : E-8-23
: Total komponen outlet fuel gas (kg/jam)
E-8-24
: Total intake feed, Natural Gas dan Steam (kg/jam)
E-8-25
: Total komponen outlet fuel gas (kg/jam)
E-8-26
: Total komponen outlet fuel gas (kg/jam)
Mencari nilai Δt : E-8-23
: TTI 8017-TTI 8015
E-8-24
: TTC 137-TTI 8009
E-8-25
: TTI 8014-TTI 8013
E-8-26
: TTI 8013-TTI 8012
100
Menentukan panas konveksi aktual Q3 =
(m x Cp x
t)
G. Panas Sensibel Fuel Gas Q4 Panas sensibel fuel gas dapat diperoleh dengan mencari selisih panas sensibel
fuel gas outlet (Tout) dengan panas sensibel fuel gas inlet (Tin) Q4 = Qoutlet – Qinlet
Menentukan sensibel Tin Fuel Gas 1. Menggunakan laju alir komponen inlet dari Neraca Massa 2. Menentukan kapasitas panas fuel gas
= A + T = : Dengan
o
(
1)
+
T ( + 1) + 2 o
Cp
= Kapasitas panas (kcal kmol-1 K-1)
T
= Suhu aliran inlet (K)
TO
= Suhu basis (K)
Dengan nilai R= 1,987 kcal/(kmol K) dan A, B, C, D untuk setiap komponen terdapat dalam lampiran 1 ( Appendix C, Tabel C.1, J.M. Smith,
Introduction to Chemical Engineering Thermodynamics, 6th). 3. Menentukan panas sensibel inlet fuel gas Qin = m x Cp x (T inlet – Tbasis)
101
Menentukan sensibel Tout Fuel Gas 1. Menggunakan laju alir komponen outlet dari Neraca Massa 2. Menentukan kapasitas panas fuel gas
= A + T =
o
(
+
1)
T ( + + 1) 2 o
Dengan : Cp
= Kapasitas panas (kcal kmol-1 K-1)
T
= Suhu aliran outlet (K)
TO
= Suhu basis (K)
Dengan nilai R= 1,987 kcal/(kmol K) dan A, B, C, D untuk setiap komponen terdapat dalam lampiran 1 ( Appendix C, Tabel C.1, J.M. Smith,
Introduction to Chemical Engineering Thermodynamics, 6th). 3. Menentukan panas sensibel outlet fuel gas Qout = m x Cp x (T outlet – Tbasis) H. Menentukan Panas Konveksi Fuel Gas Q5 1. Menggunakan laju alir komponen outlet dari Neraca Massa 2. Menentukan kapasitas panas fuel gas
= A + T
=
o
1)
(
+
T ( + 1) + 2 o
Dengan : Cp
= Kapasitas panas (kcal kmol-1 K-1)
T
= Suhu konveksi / temperatur stack (K)
102
TO
= Suhu basis (K)
Dengan nilai R= 1,987 kcal/(kmol K) dan A, B, C, D untuk setiap komponen terdapat dalam lampiran 1 ( Appendix C, Tabel C.1, J.M. Smith,
Introduction to Chemical Engineering Thermodynamics, 6th). 3. Menentukan panas konveksi Q6 = m x Cp x (T konveksi – Tbasis) I. Menentukan Entalpi Reaksi Pembakaran Fuel Q6
Dengan reaksi sebagai berikut :
aA ∆
+
bB
cC +
dD
= (c ∆Hf° 298-c + d ∆Hf° 298-D ) – (a ∆Hf° 298-A + b ∆Hf° 298-B )
Reaksi yang terjadi dalam radiant section adalah : CH4 C2H6+ C3H8
3,5O +
C4H10+ C5H12
2O2
+
CO2 2
5O2 6,5O
+
2
8O2
+
2H2O
2CO2 +
3H2O
3CO2 +
4H2O
4CO2 +
5H2O
5CO2 +
6H2O 7H2O
C6H14+
9,5O
2
6CO2 +
H2+
0,5O
2
H2O
Dengan nilai ∆H f
-
298
(kcal/kmol) komponen diperoleh dari lampiran
(Appendix C, Tabel C.4, J.M. Smith, Introduction to Chemical Engineering
Thermodynamics, 6th).
Menghitung nilai panas reaksi total Q6 =
(Laju alir komponen x
HR)
103
J. Menghitung nilai efisiensi
100% = Total Duty Absorb = Q1+Q2+Q3 Total Duty Release = Q4+Q5+Q6 8.Hasil Perhitungan
Untuk mengitung efisiensi pembakaran reformer diperlukan beberapa langkah, yaitu : 1. Menghitung mass balance reformer dengan bantuan Hysys. 2. Menghitung mass balance fuel gas. 3. Menghitung duty absorb yang terdiri dari :
Panas sensibel feed.
Panas reaksi feed.
Duty absorb konveksi.
4. Menghitung duty release yang terdiri dari :
Panas sensibel fuel gas + udara (radiant).
Panas reaksi pembakaran.
Panas sensibel fuel gas + udara (konveksi)
Berikut ini adalah hasil perhitungan neraca massa dan energi masing-masing unit berdasarkan data aktual yang diambil pada bulan 22 agustus 2017 :
104
Tabel 3. 5 Neraca Massa UnitReformer Aktual Component (i)
Methane) ( CH4
Intake (kg/hr) Product (kg/hr)
4941,10
Ethane ( C2H6 ) Propane) ( C3H8
732,36
400,70 372,96
i-Buthane ( i-C ) 4H10
0,00
105,33
n-Buthane ( n-C ) 4H10
0,00
s
119,79
0,00
i-Pentanes ( i-C5H12 )
61,53
0,00
n-Pentanes ( n-C5H12 )
35,89
0,00
Hexane) + ( C6+
153,12
Nitrogen ( N2 ) Carbon Dioxide ( )CO 2
0,00 3,98
808,52
3,98 8155,89
Carbon Monoxide (CO)
0,00
5052,17
Hydrogen (H2)
0,00
2328,57
Steam (H2O)
29413,96
20146,89
Total wet basis
36416,88
36419,86
105
Tabel 3. 6 Neraca Energi Unit Reformer Aktual
Input
Output
Komponen Mol (kmol/jam) Q (Kcal/jam)
Mol (kmol/jam)
Q (Kcal/jam)
Methane ( CH4 )
308,05
1.732.140,67
45,66
483.208,11
Ethane ( C2H6 )
13,33
123.493,42
0
0
Propane ( C3H8 )
8,46
112.258,20
0
0
i-Buthane ( i-C4H10 )
1,81
31.593,48
0
0
n-Buthane ( n-C4H10 )
2,06
35.775,29
0
0
i-Pentanes ( i-C5H12 )
0,85
18.231,13
0
0
n-Pentanes ( n-C5H12 )
0,50
10.634,83
0
0
Hexane + ( C6+ )
1,78
45.132,41
0
0
Nitrogen ( N2 )
0,14
488,54
0,14
816,34
Carbon Dioxide ( CO2 )
18,37
96.373,33
185,32
1.672.970,41
1.632,29
6.673.926,45
1118,03
7.818.524,95
Carbon Monoxide (CO)
0
0
180,37
1.049.674,37
Hydrogen (H2)
0
0
1.152,76
6.378.398,89
1987,64
8.880.047,76
2.682,28
17.403.593,06
₂
Steam(H O)
TOTAL
106
Tabel 3. 7 Delta Reaksi Unit ReformerAktual Komponen
Hf (KJ/jam)
Methane CH4
+
H2O == 3 H2 + CO
Ethane C2H6 +
2 H2O == 5 H2 + 2 CO
Propane C3H8
+
3 H2O == 7 H2 + 3 CO
i-Butane i-C4H10
+
4 H2O == 9 H2 + 4 CO
+
4 H2O == 9 H2 + 4 CO
n-butane n-C4H10 i-Pentane i-C5H12
+
5 H2O == 11 H2 + 5 CO
+
5 H2O == 11 H2 + 5 CO
n-Pentane n-C5H12 n-Hexane C6H14
+
6 H2O == 13 H2 + 6 CO
Shift Conversion CO
+
H2O ==
H2 +
Total
CO2 82.931.844,7
107
Tabel 3. 8 Hasil Perhitungan Efisiensi Panas Steam Reformer F-8-01A pada tanggal 22 Agustus 2017
Panas Absorb Total Duty Absorb
Total Duty Release
Efisiensi
Convection (MMKcal/jam) E-8-23
13,08
E-8-24
3,15
E-8-25
61,10
E-8-26
9,86
(%)
77,78
78,56
6,75
9.Pembahasan
Metode yang diguakan untuk menghitung efisiensi panas pada steam reformer F-801A hidrogen plant adalah metode direct method dimana efisiensi dihitung berdasarkan panas yang diserap fluida dibandingkan panas yang di lepaskan. Efisiensi Desain (%)
Efisiensi Aktual (%)
78,56
90
Efisiensi aktual 78,56% berada di bawah efisiensi desain 90%. Hal ini dikarenakan oksigen content pada convection aktual sebesar 6,58% dimana oksigen content desain sebesar 3-5%, dan suhu keluaran flue gas yang cukup tinggi, yaitu sekitar 205,62°C sedangkan suhu keluaran flue gas desain 190°C.
108
O2 content menunjukkan jumlah oksigen excess keluaran konveksi yang dibutuhkan untuk reaksi pembakaran, fuel gas yang diinjeksikan berbanding lurus dengan jumlah udara yang harus diinjeksikan pula. Jumlah udara yang terdapat pada steam reformer dapat mengurangi efisiensi steam reformer tersebut, hal ini dikarenakan 70,9% udara merupakan gas nitrogen yang tidak diperlukan pada reaksi pembakaran. Gas nitrogen ini akan menyerap panas pembakaran dan membawanya keluar melalui stack ke atmosfer sehingga kehilangan panas di dapur meningkat dan efisiensi menurun. Hal ini dikarenakan % excess O2 merupakan perbandingan O2 output dengan total mol output fuel gas. Oleh karena itu perlu ditinjau % excess O2 steam reformer yanng digunakan untuk reaksi pembakaran mengingat udara yang diinjeksikan berupa udara dengan kadar nitrogen yang tinggi. Sedangkan ditinjau dari suhu keluaran Flue gas sebesar 205,62°C yang seharusnya 190°C berdasarkan desain dapat disebabkan oleh banyak hal, seperti convection section yang kotor, sehingga fluida tidak dapat menyerap panas secara optimal. Pengaturan nyala api pada Burner juga mempengaruhi efisiensi dari furnace. Jika nyala api tidak baik, akan mengakibatkan lidah api menjilat tube coil & refractory (flame impingement) sehingga menimbulkan hot spot dan menyebabkan panas di fluida tidak merata dan berujung pada menurunnya efisensi. Panas hasil pembakaran tidak semua dapat diserap oleh fluida di dalam tube karena adanya panas yang hilang ke lingkungan berupa panas yang hilang melalui dinding dapur (cabin loss). Panas yang keluar melalui cabin loss dapat diakibatkan oleh kondisi peep hole yang kurang rapat, hal ini diketahui berdasarkan hasil
109
smoke test pasca turn around. Adapun kondisi peep hole aktual ditunjukkan pada gambar berikut
Gambar 5 Kondisi aktual Peep Hole 10.Penutup Kesimpulan
Dari hasil perhitungan dan pembahasan yang telah dilakukan, maka dapat disimpulkan: 1. Efisiensi pembakaran steam reforming F-8-01A didapatkan nilai 78,5610%, hasil yang lebih rendah dari desain yang ada yaitu 90%. 2. Nilai O2 content aktual (6,58%) lebih tinggi daripada nilai O 2 content desain (35%). Hal ini dapat menyebabkan penurunan efisiensi karena jumlah O 2 berbanding lurus dengan jumlah udara yang diinjeksikan. Kandungan N 2 pada udara akan menyerap panas pembakaran dan membawanya keluar melalui stack ke atmosfer sehingga kehilangan panas di dapur meningkat dan efisiensi menurun.
110
3. Temperatur flue gas aktual (205,62°C) lebih tinggi daripada Temperatur flue gas desain (190°C) dapat disebabkan oleh banyak hal, seperti convection section yang kotor, sehingga fluida tidak dapat menyerap panas secara optimal dan efisiensi menurun. Saran
Untuk menjaga efisiensi steam reformer F-8-01A agar tetap baik adapun hal-hal yang perlu dilakukan yaitu : 1. Melakukan optimasi % O2 excess dengan cara pengaturan bukaan air
register di F-8-01A. 2. Pembersihan convection section reformer F-8-01A pada kesempatan stop. 3. Pengaturan nyala api di F-8-01 secara rutin. 4. Perbaikan pada peep hole yang kurang rapat.
111
DAFTAR PUSTAKA Bechtel Great Britain Ltd. 1983. Operating Manual Plant 8 : Hydrogen Plant. London th
Geankoplis, Christie J. 1997. Transport Proceses and Unit Operation 3 edition. New Jersey : Prentice Hall Mullinger, Peter and Barrie Jenkins. 2008. Industrial and Process Furnaces. Hungary : Elsevier Reed, Robert D. 1973. Funace Operations. Texas : Gulf Publishing Company Smith, J.M, H.C Van Ness, M.M. Abbot. Introduction to Chemical Engineering
thermodynamics 6th edition. Singapore : McGraw-Hill
112
DATA OPERASI Parameter Natural gas outlet Desulphurizer
08/22/17 8A:FC105.PV
7.002,92
kg/hr
8A:FC131A.PV
29,41
ton/hr
Inlet Pressure
8A:PI135.PV
15,75
kg/cm2
Outlet Pressure
8A:PI142.PV
15,28
kg/cm2
Temperature North
8A:TI8018.PV
810,62
°C
Temperature South
8A:TI8019.PV
808,69
°C
Temperature OUTLET REFORMER
8A:TI8020.PV
806,03
°C
Temperatur inlet reformer
8A:TC137.PV
503,38
°C
Flow fuel gas
8A:FI112.PV
Temperatur stack/flue gas
8A:TI8012.PV
205,62
°C
BWT/flue gas after Radiant
8A:TI8017.PV
863,29
°C
O2 Analyzer
8A:AI121.PV
6,59
Feed HS Steam Steam/HC ratio
Pressure Drop
4.218,52 Nm3/hr
113
08/22/17
F eed Reformer C1
C2
C3
IC4
NC4
IC5
NC5
C6
N2
% mol % mol % mol % mol % mol % mol % mol % mol % mol 86,69
3,75
2,38
0,51
0,58
0,24
0,14
0,50
0,04
CO2 % mol 5,17
08/23/17 Komposisi F uel Gas
H2
C1
C2
C3
IC4
NC4
IC5
NC5
C6
N2
CO2
% mol % mol % mol % mol % mol % mol % mol % mol % mol % mol % mol 36,82
25,93
4,39
10,15
7,34
11,60
0,93
0,79
0,53
0,22
1,30
114
APPENDIKS Data yang digunakan untuk perhitungan yang terdapat di lampiran ini merupakan data tanggal 22 Agustus 2017.
A. Mass Balance F eed
Dengan data intake dan kondisi operasi berikut dapat dicari nilai kesetimbangan dengan menggunakan Hysis. Feed Natural Gas
= 7.002,92 kg/hr = 355,35 kmol/jam
Feed HS Steam
= 29,41 ton/hr = 1.632,30 kmol/jam
Steam HC Ratio
=
= 4,2002 ton HS Steam/ton Natural Gas Inlet Pressure
= 15,75 kg/cm2
Outlet Pressure
= 15,28 kg/cm2
Pressure Drop
= Inlet Pressure – Outlet Pressure = 0,47 kg/cm2
Inlet Temperature
= 503,38°C
Outlet Temperature
= 806,03°C
115
Dapat dicari nilai kp dan conversion dengan menggunakan Hysis untuk menghitung nilai ky Reaction
Conv
Kp
Delta Stoic Coeff
Ky
Methane
84,72
1,6 x 102
2
7,53 x 10-1
Ethane
100,00
8,63 x 107
4
1,81 x 10
3
Propane
100,00 1,61 x 1013
6
1,55 x 10
6
i-Butane
100,00 4,92 x 1018
8
2,17 x 10
9
n-Butane
100,00 2,04 x 1018
8
9,01 x 10
8
i-Pentane
100,00 3,06 x 1023
10
6,18 x 10
11
n-Pentane
100,00 4,02 x 1023
10
8,12 x 10
11
n-Hexane
100,00 6,90 x 10
12
6,40 x 10
28
Shift Conversion
Dengan
=
0,00
1,06
( )
14
0
1,06
116
Menusun intake flow rate reformer masing-masing komponen dengan data intake, fraksi komponen dan berat molekul masing-masing komponen
Component (i)
Methane) ( CH4
% mol i
86,69
Ethane ( C2H6 ) Propane) ( C3H8
BM i
16,04
13,91
3,75 2,38
30,07
44,1
Mol i
Mass Rate
(kmol/hr)
(kg/hr)
BM i x % mol i
308,05 1,13
1,05
4.941,10 13,33
8,46
400,70 372,96
i-Buthane ( i-C ) 4H10 0,51
58,12
0,30
1,81
105,32
n-Buthane ( n-C ) 4H10 0,58
58,12
0,34
2,06
119,79
i-Pentanes ( i-C5H12 )
0,24
72,15
0,17
0,85
61,53
n-Pentanes ( n-C5H12 )
0,14
72,15
0,10
0,50
35,89
Hexane) + ( C6+
0,50
Nitrogen ( N2 ) Carbon Dioxide)( CO5,17 2 Properties Nat.Gas
H20 Total Intake Reformer
86,18
0,43
0,04
28,01
44,01
1,78
153,12
0,01 2,28
0,14 18,37
3,98 808,52
100
Mr Mix
19,71
355,35
7.002,92
100
18,02
18,02
1.632,30
29.413,96
1.987,64
36.416,88
117
Dengan:
% %
Mol i Nat Gas (kmol/jam)
=
Mol i Nat Gas (kg/jam)
= BM i x Mol i
Mol i HS Steam (kmol/jam) = Feed HS Steam
Mol i HS Steam (kg/jam)
= BM i x Mol i
Menyelesaikan reaksi yang terjadi untuk mendapatkan hasil output reformer, asumsi semua Natural Gas habis bereaksi kecuali Methane karena pasti terdapat
Methane Slip pada hasil outlet reformer. Contoh untuk reaksi pada methane : Methane CH4
+
H2O == 3H2 + CO
1
3
1
CH4
H2O
H2
CO
HYSYS
Intake
308,05
1.632,29
0,00
0,00
K
0,75
Converted
-262,39
-262,39
787,17 262,39
x
262,39
45,66
1.369,90
787,17 262,39
After reaction
118
Nilai intake didapat dari Mol i intake, pengecualian untuk intake di bawah ini:
Shift Conversion, Intake CO didapatkan dengan menjumlahkan total CO hasil dari masing-masing reaksi.
Shift Conversion, Intake H2O didapatkan dengan menjumlahkan H2O yang bereaksi pada masing-masing reaksi serta H2O dari Steam HC.
Shift Conversion, Intake H2 didapatkan dengan menjumlahkan H2 yang bereaksi pada masing-masing reaksi.
Nilai converted didapat dari nilai x, diasumsikan seluruh natural gas habis bereaksi, untuk reaksi methane dan shift conversion, nilai x didapatkan melaui solver
119
Menyusun komponen outlet hasil reaksi reformer Component (i)
Methane)( CH4
Mol i (kmol/hr)
45,66
Ethane ( C2H6 )
0
Propane ( C3H8 )
0
i-Buthane ( i-C4H10 )
0
n-Buthane ( n-C4H10 )
0
i-Pentanes ( i-C5H12 )
0
n-Pentanes ( n-C5H12 )
0
Hexane + ( C6+ )
0
Nitrogen ( N2 )
0,14
Carbon Dioxide ( CO ) 2
185,32
Carbon Monoxide (CO)
180,37
Hydrogen (H2)
1152,76
Total dry basis
1564,25
Steam (H2O)
1118,03
Total wet basis
2682,28
120
Mencari kesetimbangan untuk reaksi methane dan shift conversion untuk reaksi berikut: K 1. CH4
+ H2O
3H2
+
CO
7,53x10-1
2. CO
+H2O
H2
+
CO2
1,06
X 2,62 x 10
2
1,67 x 102
Nilai X didapat dengan solver untuk masing-masing reaksi berdasar komponen outlet :
1. 2.
( )( ) ( )( )( ) ( )( ) ( )( )( )
Hasil dari perhitungan di atas dijumlahkan dengan penjumlahan kuadrat, diinginkan nilai hasil mendekati nilai 1-5 menggunakan Goal Seek pada exel dengan mengubah nilai X pada masing-masing reaksi sehingga didapat nilai X untuk reaksi Methane dan Shift Conversion. Pada akhirnya nilai outlet akan terkoreksi dengan hasil yang didapat dari solver.
121
B. Mass Balance F uel Gas
Dengan data intake dan fraksi komponen fuel gas, dapat disusun jumlah intake masing-masing komponen sebagai berikut: Intake fuel gas = 4218,518 Nm 3/hr = 188,3267 kmol/hr
Component (i)
% mol i
BM i
Mol i
Mass Rate
(kmol/hr)
(kg/hr)
BM i x % mol i
H2
36,82
2,016
0,74
69,34
139,79
CH4
25,93
16,04
4,16
48,83
783,28
C2H6
4,39
30,07
1,32
8,27
248,61
C3H8
10,15
44,1
4,48
19,12
842,98
i-C4H10
7,34
58,12
4,27
13,82
803,40
n-C4H10
11,6
58,12
6,74
21,85
1269,68
i-C5H12
0,93
72,15
0,67
1,75
126,37
n-C5H12
0,79
72,15
0,57
1,49
107,34
C6H14
0,53
86,18
0,46
0,10
86,02
N2
0,22
28,01
0,06
0,41
11,61
CO2
1,3
44,01
0,57
2,45
107,75
Total Intake Fuel Gas
100
Mr Mix
24,04
188,33
4526,83
122
Dengan
:
% %
Mol i (kmol/jam)
=
Mass Rate (kg/jam)
= BM i x Mol i
Menyelesaikan reaksi yang terjadi untuk mendapatkan hasil output reformer, asumsi semua Fuel Gas habis bereaksi saat terjadi reaksi pembakaran. Contoh untuk reaksi pada methane : Methane CH4
+
2O2 == CO2 + H2O
2
1
2
CH4
2O2
CO2
H2O
Intake
48,83
97,67
0,00
0,00
Converted
-48,83
-97,67
48,83
97,67
After reaction
0
0
48,83
97,67
Nilai intake didapat dari Mol i.
Nilai converted didapat dari asumsi bahwa semua komponen fuel gas habis reaksi pada proses pembakaran.
123
Menyusun komponen outlet hasil reaksi reformer mol input (Kmol/jam) mol output (Kmol/jam)
H2
69,34
0
CH4
48,83
0
C2H6
8,27
0
C3H8
19,12
0
i-C4H10
13,82
0
n-C4H10
21,85
0
i-C5H12
1,75
0
n-C5H12
1,49
0
C6H14
0,10
0
2.904,58
2.904,58
CO2
2,45
287,58
H20
0
473,04
O2
771,99
258,15
3.864,48
3.923,35
N2
TOTAL
124
Nilai N2 pada output bernilai tetap karena bersifat inert.
Nilai CO2 pada output merupakan total seluruh CO2 hasil pembakaran setiap reaksi.
Nilai H2O pada output merupakan total seluruh H 2O hasil pembakaran setiap reaksi.
Nilai O2 pada input dan output dicari berdasarkan nilai content O 2 aktual, pada tanggal 22 agustus 2017 nilai O2 content sebesar 6,58. o
O2 output merupakan O2 input dikurang dengan jumlah O2 total yang diperlukan pada semua reaksi.
o
Nilai O2 content didefinisikan sebagai
125
C. Perhitungan Net Heating Value F uel Gas
Dengan formula yang diberikan oleh pembimbing dan fraksi komponen fuel gas dapat dicari nilai Net Heating Value dari Fuel Gas. 6 ,5 5 2 4 . 1
V H N
e u l a v g itn a e h s s e r p m o C l ia r i V . c e S t h ig e l w ta to .t c a r f l o m 7 -1 u g A 3 2
l o m %
l e u F
t n e n o p m o C
n o ti a m m u S V H l a e Id
r to c a F
V H N t h ig e W r a l u c le o M
F C /S U B T ] l/b u t [B
F C S / U T B
V H G
7 3 , 9 1 1
2 8 , 1 6 2
9 6 , 7 7
8 3 , 5 5 2
6 7 , 8 3 2
5 4 , 8 7 3
2 2 , 7 3
7 6 , 1 3
1 2 , 5 2
0 0 , 0
0 0 , 0
lb / U T B
V H N
7 0 2 , 5 8 5 1
7 0 0 , 3 2 7 3
5 8 0 , 2 2 1 1
5 5 1 , 4 1 7 3
7 8 5 , 4 8 4 3
5 8 2 , 1 2 5 5
2 6 8 , 3 4 5
6 1 9 , 2 6 4
4 8 7 , 8 6 3
0 0 0 , 0
0 0 0 , 0
) (z r o t c a F f. e o C
6 ,5 5 2 .4 1 9 8 , 5 2 5 . 0 2 0 0 0 0 ,0 1
0 0 0 0 0 , 0
1 0 3 0 0 , 0
5 0 1 0 0 , 0
9 4 3 0 0 , 0
6 3 3 0 0 , 0
4 5 5 0 0 , 0
4 5 0 0 0 , 0
0 5 0 0 0 , 0
3 4 0 0 0 , 0
1 0 0 0 0 , 0
9 0 0 0 0 , 0
8 1 ,0 0
6 3 7 , 0
9 4 1 , 4
7 1 3 , 1
6 6 4 , 4
7 5 2 , 4
8 2 7 , 6
0 7 6 , 0
9 6 5 , 0
6 5 4 , 0
2 6 0 , 0
2 7 5 , 0
1 8 9 , 3 2
8 6 3 , 0
9 5 2 , 0
4 4 0 , 0
2 0 1 , 0
3 7 0 , 0
6 1 1 , 0
9 0 0 , 0
8 0 0 , 0
5 0 0 , 0
2 0 0 , 0
3 1 0 , 0
0 0 0 , 1
2 8 , 6 3
3 9 , 5 2
9 3 , 4
5 1 , 0 1
4 3 , 7
6 , 1 1
3 9 , 0
9 7 , 0
3 5 , 0
2 2 , 0
3 , 1
0 0 ,0 0 0 1
2 H
4 H C
6 H 2 C
8 H 3 C
0 1 H 4 C i
0 1 H 4 C n
2 1 H 5 C i
2 1 H 5 C n
4 1 H 6 C
2 N
2 O C
0 0 0 , 0
2 1 0 , 0
4 2 0 , 0
4 3 0 , 0
6 4 0 , 0
8 4 0 , 0
8 5 0 , 0
3 6 0 , 0
0 8 0 , 0
4 0 0 , 0
7 0 0 , 0
0 0 7 , 9 0
0 0 7 , 9 6
0 0 1 , 6 1
0 0 8 , 2 5
0 0 5 , 2 6
0 0 9 , 1 0
0 0 9 , 8 0
0 0 9 , 5 5
0 0 0 , 0
0 0 0 , 0
0 1
7 1
5 2
2 3
2 3
0 4
0 4
7 4
0 0 0 , 3 2 6 1 5
0 0 0 , 0 2 5 1 2
0 0 0 , 2 3 4 0 2
0 0 0 , 4 4 9 9 1
0 0 0 , 9 2 6 9 1
0 0 0 , 0 8 6 9 1
0 0 0 , 8 7 4 9 1
0 0 0 , 7 1 5 9 1
0 0 0 , 3 0 4 9 1
0 0 0 , 0
0 0 0 , 0
0 0 , 2
0 0 , 6 1
0 0 , 0 3
0 0 , 4 4
0 0 , 8 5
0 0 , 8 5
0 0 , 2 7
0 0 , 2 7
0 0 , 6 8
0 0 , 8 2
0 0 , 4 4
0 0 2 , 4 2 3
l ta to
126
B. Menghitung Panas SensibelF eed Q1
Panas sensibel feed dapat diperoleh dengan mencari selisih panas sensibel feed
outlet (Tout) dengan panas sensibel feed inlet (Tin) Q1 = Qoutlet – Qinlet =
(17.403.593,06 Kcal/jam 8.880.047,76 Kcal/ jam)x
= 8,52 MMKcal/jam
Panas Sensibel Feed Inlet
Persamaan yang digunakan : Qinlet = m x Cp x (T input – Tbasis) Untuk menghitung panas sensibel feed digunakan persamaan berikut ini : Q1 = Q 1-H2 + Q 1-C1 + Q 1-C2 + Q1-iC4 + Q 1-nC4 + Q 1-iC5 + Q 1-nC5 + Q 1-C6 + Q 1-N2 + Q1-CO2 Q1 = (m1-H2 x Cp1-H2 + m1-C1 x Cp1-C1 + m1-C2 x Cp1-C2 + m1-C3 x Cp1-C3 + m1-iC4 x Cp1-iC4 + m1-nC4 x Cp1-nC4 + m1-iC5 x Cp1-iC5 + m1-nC5 x Cp1-nC5 + m1-C6 x Cp1-C6 + m1-N2 x Cp1-N2 + m1-CO2 x Cp1-CO2) x (T1-input - Tbasis) Tinput
= 776,5315 K
127
Nilai m didapatkan dari neraca massa feed berupa komponen input
Komponen Laju Alir Molar (kmol/jam)
CH4
308,05
C2H6
13,33
C3H8
8,46
i-C4H10
1,81
n-C4H10
2,06
i-C5H12
0,85
n-C5H12
0,50
C6H14
1,78
N2
0,14
CO2
18,37
H20
1632,30
TOTAL
1987,64
Menentukan Kapasitas Panas Komponen Feed Digunakan persamaan berikut :
= A + T τ =
o
(
1)
+
T ( 1) + 2 o
128
Dengan nilai R= 1,987 kcal/(kmol K) dan A, B, C, D untuk setiap komponen adalah sebagai berikut : A
103B
106C
10-5D
H2
3,249
0,422
0
0,083
CH4
1,702
9,081
-2,164
0
C2H6
1,131
19,225
-5,561
0
C3H8
1,213
28,875
-8,821
0
i-C4H10
1,677
37,853
-11,945
0
n-C4H10
1,935
36,915
-11,402
0
i-C5H12
2,464
45,351
-14,111
0
n-C5H12
2,464
45,351
-14,111
0
C6H14
3,025
53,722
-16,791
0
N2
3,280
0,593
0
0,04
CO2
5,457
1,045
0
-1,157
Komponen
Sehingga dihitung nilai kapasitaspanas H2 sebagai berikut :
= A + T (1) + T ( 1) + k × {3,249 ,× ×298,12× , 1 × 1,987 ko , o
Cp1-H2
=
2 o
,) , , 1 , ,× 298,15 (, ,×,} Cp1-H2 = 11,7541
k ko
129
Q1-H2
= mH2 x CpH2 x (Tinput - Tbasis)
Q1-H2
=
k 308,05 ko ×11,75 ko ×(776,53K298,15 K)
\
Panas Sensibel Feed Outlet
Persamaan yang digunakan : Qoutlet = m x Cp x (T output – Tbasis) Untuk menghitung panas sensibel feed digunakan persamaan berikut ini : Q1 = Q 1-H2 + Q 1-C1 + Q 1-C2 + Q1-iC4 + Q 1-nC4 + Q 1-iC5 + Q 1-nC5 + Q 1-C6 + Q 1-N2 + Q1-CO2 Q1 = (m1-H2 x Cp1-H2 + m1-C1 x Cp1-C1 + m1-C2 x Cp1-C2 + m1-C3 x Cp1-C3 + m1-iC4 x Cp1-iC4 + m1-nC4 x Cp1-nC4 + m1-iC5 x Cp1-iC5 + m1-nC5 x Cp 1-nC5 + m1-C6 x Cp1-C6 + m1-N2 x Cp1-N2 + m1-CO2 x Cp1-CO2) x (T1-output - Tbasis) Tinput = 1.079,18 K
130
Nilai m didapatkan dari neraca massa feed berupa komponen output
Komponen
Laju alir molar (kmol/jam)
CH4
45,66
C2H6
0
C3H8
0
i-C4H10
0
n-C4H10
0
i-C5H12
0
n-C5H12
0
C6H14
0
N2
0,14
CO2
185,32
H20
1118,03
CO
180,37
H2
1152,76
TOTAL
2682,28
Menentukan Kapasitas Panas Komponen Feed Digunakan persamaan berikut :
= A + T τ =
o
1)
(
+
T ( 1) + 2 o
131
Dengan nilai R= 1,987 kcal/(kmol K) dan A, B, C, D untuk setiap komponen adalah sebagai berikut : A
103B
106C
10-5D
H2
3,249
0,422
0
0,083
CH4
1,702
9,081
-2,164
0
C2H6
1,131
19,225
-5,561
0
C3H8
1,213
28,875
-8,821
0
i-C4H10
1,677
37,853
-11,945
0
n-C4H10
1,935
36,915
-11,402
0
i-C5H12
2,464
45,351
-14,111
0
n-C5H12
2,464
45,351
-14,111
0
C6H14
3,025
53,722
-16,791
0
N2
3,280
0,593
0
0,04
CO2
5,457
1,045
0
-1,157
Komponen
Sehingga dihitung nilai kapasitaspanas H2 sebagai berikut :
= A + T
1) 1) k × {3,249 ,× ×298,12× , 1 × 1,987 ko ,
o
Cp1-H2
=
(
+
To2 (
+
×,} ,) , , 1 , 298,15 (, ,,× Cp1-H2 = 13,55
k ko
132
Q1-H2 = mH2 x CpH2 x (Toutput - Tbasis) Q1-H2 =
k k 45,66 ko ×13,55 ko ×(1.079,18K298,15 K ) =483.208,11
C. Panas reaksi feed (Q2)
Perhitungan panas reaksi reforming akan mengikuti persamaan : Q1 = mreax . ∆HRT Dimana : ∆ +
∫ Cp A dT)
= c (∆Hf° 298-c +
∫ Cp C dT) ∫ Cp B dT)
+ d (∆Hf° 298-D +
∫ Cp D
- b (∆Hf° 298-B +
Reaksi yang terjadi dalam reformer adalah : CH4
+
H2O
CO
+
3H2
C2H6
+
2H2O
2CO
+
5H 2
C3H8
+
3H2O
3CO
+
7H2
iC4H10 +
4H2O
4CO
+
9H2
nC4H10 +
4H2O
4CO
+
9H2
iC5H12 +
5H2O
5CO
+
11H2
nC5H12 +
5H2O
5CO
+
11H2
C6H14 +
6H2O
6CO
+
13H2
CO
H2O
+
CO2 +
H2
dT) – a (∆Hf° 298-A
133
Diketahui bahwa nilai ∆Hf° 298 (kcal/kmol) komponen adalah sebagai berikut : Komponen
C1
C2
C3
iC4
nC4
iC5
-74.520
-83.820
-104.680
-134.200
-125.790
-153.600
nC5
C6+
H2O
CO
H2
CO2
-146.760
-166.920
-285.830
-110.525
0
-393.509
∆Hf° 298 (kcal/mol)
Komponen ∆Hf° 298 (kcal/mol)
Entalpi reaksi yang dibutuhkan metana (CH 4) diperoleh ∆ ∆
= 1 x (-110.525) + 3 x (0) – 1 x(-74.520) – 1 x(-285.830) = 249.825joule/mol
Nilai m didapat dengan selisih input dan output dari feed pada necara massa atau perhitungan panas sensibel. Laju alir molar Komponen
∆HR-298 jouke/mol
Q3 (joule/jam)
kmol/jam CH4
262,39
249.825
65.551.686.565
C2H6
13,33
434.430
5.788.973.286
C3H8
8,46
630.595
5.333.078.170
i-C4H10
1,81
835.420
1.513.998.740
n-C4H10
2,06
827.010
1.704.469.459
i-C5H12
0,85
1.030.125
878.519.970,5
n-C5H12
0,50
1.023.285
509.067.197
134
C6H14
1,78
1.218.750
2.165.384.893
-1.152,76
0
0
CO2
-185,32
0
0
H2O
-1.118,03
0
0
-180,37
2.846
-513.333.586
Total
82.931.844.694
H2
CO
Q=mx∆
ko x 249.825oue x 1000 o o ko oue = 6,56 x 10
Q-CH4 = 262,39 Q-CH4
10
135
D. Duty Absorb Konveksi Aktual Q 3
Dari database diperolah data sebagai berikut : Kelvin
Design convection cp MMKcal/jam e-8-23
7,9539
1,95
e-8-24
5,0438
2,394
e-8-25
9,7667
1,95
e-8-26
3,8818
1,95
ti 8010
359,3254
ti 8011
206,011
ti 8012
205,6164
ti 8013
336,8066
ti8014
528,4716
ti 8015
608,9948
ti 8016
501,639
ti 8017
863,2894
ti 8007
351,5043
ti 8010
136,6604
ti 8009
351,5
tc 137
503,38
Data design digunakan sebagai pembanding untuk perhitungan aktual, dimana persamaan yang digunakan adalah : Q3 =
(m x Cp x
t)
136
Mencari nilai m : E-8-23
= Total komponen outlet fuel gas (kg/jam) = 3.923,35 kmol/jam x BM campuran = 3.923,35 kmol/jam x 28,23 kg/kmol = 10.757,10 kg/jam
E-8-24
= Total intake feed, Natural Gas dan Steam (kg/jam) = 7.002,923 kg/jam + (29,41 ton/jam x 1.000 kg/ton) = 36.416,88 kg/jam
E-8-25
= Total komponen outlet fuel gas (kg/jam) = 10.757,10 kg/jam
E-8-26
= Total komponen outlet fuel gas (kg/jam) = 36.416,88 kg/jam
Dengan delta T didapat dari data berikut : E-8-23
= TTI 8017-TTI 8015
E-8-24
= TTC 137-TTI 8009
E-8-25
= TTI 8014-TTI 8013
E-8-26
= TTI 8013-TTI 8012
Menentukan panas konveksi aktual Q3 =
(m x Cp x
t)
137
Massa aktual (kg/jam)
Cp
delta t
Q7
110757
1,95
254,295
54.921.607,28
36416,9
2,394
151,88
13.241.203,34
110757
1,95
191,665
41.395.098,72
110757
1,95
131,19
28.333.970,88
Total
137.891.880,22
E. Menghitung Panas SensibelF uel Gas Q4
Panas sensibel fuel gas dapat diperoleh dengan mencari selisih panas sensibel fuel gas outlet (Tout) dengan panas sensibel fuel gas inlet (T in) Q4 = Qoutlet – Qinlet =
( 20793431,90 Kcal/jam 280091,94 Kcal/ jam)x
= 20,51 MMKcal/jam
Panas Sensibel Fuel Gas Inlet
Persamaan yang digunakan : Qinlet = m x Cp x (T input – Tbasis) Untuk menghitung panas sensibel fuel digunakan persamaan berikut ini : Qinlet = Q1-H2 + Q1-C1 + Q1-C2 + Q1-iC4 + Q1-nC4 + Q1-iC5 + Q1-nC5 + Q1-C6 + Q1-N2 + Q1-CO2 Qinlet = (m 1-H2 x Cp 1-H2 + m 1-C1 x Cp 1-C1 + m 1-C2 x Cp 1-C2 + m 1-C3 x Cp 1-C3 + m 1iC4
x
138
Cp1-iC4 + m1-nC4 x Cp1-nC4 + m1-iC5 x Cp1-iC5 + m1-nC5 x Cp 1-nC5 + m1-C6 x Cp1-C6 + m1-N2 x Cp 1-N2 + m1-CO2 x Cp1-CO2 + m 1-H2O x Cp1-H2O + m 1-O2 x Cp1-O2) Tinlet
x (T1-inlet - Tbasis)
= 308,15 K
Nilai m didapatkan dari neraca massa fuel berupa komponen input Laju Molar Komponen (kmol/jam) H2
69,34
CH4
48,83
C2H6
8,27
C3H8
19,12
i-C4H10
13,82
n-C4H10
21,85
i-C5H12
1,75
n-C5H12
1,49
C6H14
0,10
N2
2.904,58
CO2
2,45
H20
0
O2
771,99
TOTAL
3.864,48
139
Menentukan Kapasitas Panas Komponen Fuel Digunakan persamaan berikut :
= A + T
o
τ =
1)
(
+
T ( 1) + 2 o
Dengan nilai R= 1,987 kcal/(kmol K) dan A, B, C, D untuk setiap komponen adalah sebagai berikut : A
103B
106C
10-5D
H2
3,249
0,422
0
0,083
CH4
1,702
9,081
-2,164
0
C2H6
1,131
19,225
-5,561
0
C3H8
1,213
28,875
-8,821
0
i-C4H10
1,677
37,853
-11,945
0
n-C4H10
1,935
36,915
-11,402
0
i-C5H12
2,464
45,351
-14,111
0
n-C5H12
2,464
45,351
-14,111
0
C6H14
3,025
53,722
-16,791
0
N2
3,280
0,593
0
0,04
CO2
5,457
1,045
0
-1,157
Komponen
Sehingga dihitung nilai kapasitaspanas H2 sebagai berikut :
= A + T
o
1)
(
+
T ( 1) + 2 o
140
Cp1-H2
=
k × {3,249 1,987 ko
,× ×298,12× , 1 × ,
, ,× } 298,15 (, , ) , 1 , ,×, Cp1-H2 = 6,89
ko k
Q1-H2 = mH2 x CpH2 x (Tinput - Tbasis) Q1-H2 =
k k 69,32 ko ×6,89 ko ×(308,15K298,15 K) =4.777,29
Panas Sensibel Fuel Gas Outlet
Persamaan yang digunakan : Qoutlet = m x Cp x (T output – Tbasis) Untuk menghitung panas sensibel feed digunakan persamaan berikut ini : Qoutlet = Q 1-H2 + Q 1-C1 + Q 1-C2 + Q1-iC4 + Q 1-nC4 + Q 1-iC5 + Q 1-nC5 + Q 1-C6 + Q 1-N2 + Q1-CO2 Qoutlet = (m1-H2 x Cp1-H2 + m1-C1 x Cp1-C1 + m1-C2 x Cp1-C2 + m1-C3 x Cp1-C3 + m1-iC4 x Cp1-iC4 + m1-nC4 x Cp1-nC4 + m1-iC5 x Cp1-iC5 + m1-nC5 x Cp 1-nC5 + m1-C6 x Cp1-C6 + m1-N2 x Cp 1-N2 + m1-CO2 x Cp1-CO2 + m 1-H2O x Cp1-H2O + m 1-O2 x Cp1-O2) Toutlet = 1136,44 K
x (T1-outlet - Tbasis)
141
Nilai m didapatkan dari neraca massa fuel berupa komponen output Laju Molar Komponen (kmol/jam) H2
0
CH4
0
C2H6
0
C3H8
0
i-C4H10
0
n-C4H10
0
i-C5H12
0
n-C5H12
0
C6H14
0
N2
2.904,58
CO2
287,58
H20
473,04
O2
258,15 TOTAL
3.923,35
142
Menentukan Kapasitas Panas Komponen Fuel Digunakan persamaan berikut :
= A + T
o
τ =
1)
(
+
T ( 1) + 2 o
Dengan nilai R= 1,987 kcal/(kmol K) dan A, B, C, D untuk setiap komponen adalah sebagai berikut : A
103B
106C
10-5D
H2
3,249
0,422
0
0,083
CH4
1,702
9,081
-2,164
0
C2H6
1,131
19,225
-5,561
0
C3H8
1,213
28,875
-8,821
0
i-C4H10
1,677
37,853
-11,945
0
n-C4H10
1,935
36,915
-11,402
0
i-C5H12
2,464
45,351
-14,111
0
n-C5H12
2,464
45,351
-14,111
0
C6H14
3,025
53,722
-16,791
0
N2
3,280
0,593
0
0,04
CO2
5,457
1,045
0
-1,157
Komponen
143
Sehingga dihitung nilai kapasitaspanas H2 sebagai berikut :
= A + T
1) 1) k × {3,249 ,× ×298,12× , 1 × 1,987 ko ,
o
Cp1-H2
=
(
+
To2 (
+
, ,× } 298,15 (, , ) , 1 , , ×, Cp1-H2 = 7,11
k ko
Q1-H2 = mH2 x CpH2 x (Tinput - Tbasis) Q1-H2 =
k k 0 ko ×7,11 ko ×(1.136,44 K298,15 K ) = 0
F. Panas Konveksi (Q5)
Persamaan yang digunakan : Q5 = m x Cp x (T konveksi – Tbasis)
Untuk menghitung panas konveksi digunakan persamaan berikut ini : Q1 = Q 1-H2 + Q 1-C1 + Q 1-C2 + Q1-iC4 + Q 1-nC4 + Q 1-iC5 + Q 1-nC5 + Q 1-C6 + Q 1-N2 + Q1-CO2 Q1 = (m1-H2 x Cp1-H2 + m1-C1 x Cp1-C1 + m1-C2 x Cp1-C2 + m1-C3 x Cp1-C3 + m1-iC4 x Cp1-iC4 + m1-nC4 x Cp1-nC4 + m1-iC5 x Cp1-iC5 + m1-nC5 x Cp 1-nC5 + m1-C6 x Cp1-C6 + m1-N2 x Cp 1-N2 + m1-CO2 x Cp1-CO2 + m 1-H2O x Cp1-H2O + m 1-O2 x Cp1-O2) Tkonveksi
= 478,77 K
x (T1-outlet - Tbasis)
144
Nilai m didapatkan dari neraca massa fuel berupa komponen output Laju Molar Komponen (kmol/jam) H2
0
CH4
0
C2H6
0
C3H8
0
i-C4H10
0
n-C4H10
0
i-C5H12
0
n-C5H12
0
C6H14
0
N2
2904,58
CO2
287,58
H20
473,04
O2
258,15 TOTAL
3923,35
145
Menentukan Kapasitas Panas Komponen Fuel Digunakan persamaan berikut :
= A + T
o
τ =
1)
(
+
T ( 1) + 2 o
Dengan nilai R= 1,987 kcal/(kmol K) dan A, B, C, D untuk setiap komponen adalah sebagai berikut : A
103B
106C
10-5D
H2
3,249
0,422
0
0,083
CH4
1,702
9,081
-2,164
0
C2H6
1,131
19,225
-5,561
0
C3H8
1,213
28,875
-8,821
0
i-C4H10
1,677
37,853
-11,945
0
n-C4H10
1,935
36,915
-11,402
0
i-C5H12
2,464
45,351
-14,111
0
n-C5H12
2,464
45,351
-14,111
0
C6H14
3,025
53,722
-16,791
0
N2
3,280
0,593
0
0,04
CO2
5,457
1,045
0
-1,157
Komponen
146
Sehingga dihitung nilai kapasitaspanas H2 sebagai berikut :
= A + T
o
Cp1-H2
=
1) 1) k × {3,249 ,× ×298,12× , 1 × 1,987 ko , (
To2 (
+
+
, ,× } 298,15 (, , ) , 1 , , ×, Cp1-H2 = 6,8970
k ko
Q1-H2 = mH2 x CpH2 x (Tinput - Tbasis) Q1-H2 =
k k 0 ko ×6,90 ko ×(478,77 K 298,15 K) = 0
G. Menentukan Entalpi Reaksi Pembakaran Fuel (Q 6)
Dengan reaksi sebagai berikut :
aA ∆
+
bB
cC +
dD
= (c ∆Hf° 298-c + d ∆Hf° 298-D ) – (a ∆Hf° 298-A + b ∆Hf° 298-B )
Reaksi yang terjadi dalam radiant section adalah : CH4
+
C2H6+ C3H8
3,5O +
C4H10+ C5H12
2O2
CO2 2
5O2 6,5O
+
2
8O2
+
2H2O
2CO2 +
3H2O
3CO2 +
4H2O
4CO2 +
5H2O
5CO2 +
6H2O 7H2O
C6H14+
9,5O
2
6CO2 +
H2+
0,5O
2
H2O
147
Diketahui bahwa nilai ∆Hf° 298 (kcal/kmol) komponen adalah sebagai berikut : Komponen
C1
C2
C3
iC4
nC4
iC5
-74.520
-83.820
-104.680
-134.200
-125.790
-153.600
nC5
C6+
H2O
O2
H2
CO2
-146.760
-166.920
-285.830
0
0
-393.509
∆Hf° 298 (kcal/mol)
Komponen ∆Hf° 298 (kcal/mol)
Entalpi reaksi yang dibutuhkan metana (CH 4) diperoleh ∆ ∆
= 1 x (-393.509) + 2 x (-285.830) – 1 x(-74.520) – 2 x(0) = -285.830 joule/mol
148
Nilai m didapat dengan selisih input dan output dari fuel gas pada necara massa atau perhitungan panas sensibel fuel gas. Laju alir molar Komponen
∆HR-298 joule/mol
Q8 (joule/jam)
kmol/jam H2
69,34
-285.830
-19.819.991.497
CH4
48,83
-890.649
-43.493.160.923
C2H6
8,27
-1.560.688
-12.903.053.017
C3H8
19,12
-2.219.167
-42.419.729.834
i-C4H10
13,82
-2.868.986
-39.658.506.882
n-C4H10
21,85
-2.877.396
-62.859.293.443
i-C5H12
1,75
-3.528.925
-6.180.694.067
n-C5H12
1,49
-7.470.855
-11.114.994.932
C6H14
1,00
-4.194.944
-4.187.105.538
CO2
-285,13
0
0
O2
513,84
0
0
-1118,03
0
0
Total
-2,4x 1011
H2O
Q=mx∆
ko o x -285.830 oue o x 1000 ko oue = -19.819.991.497
Q-CH4 = 69,34 Q-CH4
149
I. Menghitung nilai efisiensi
100% = Total Duty Absorb = Q1+Q2+Q3 Total Duty Release = Q4+Q5+Q6
−,)+,+,]/ = [(, [(,−,)+,+,]/ 100% = 78,56 %
150
TUGAS KHUSUS Evaluasi PerfomanceAbsorber (C-8-12A) Pada Plant 8 PT. PERTAMINA (PERSERO) REFINERY UNIT V BALIKPAPAN
LAPORAN KERJA PRAKTEK
Diajukan Sebagai Salah Satu Syarat Untuk Memperoleh Gelar Sarjana Teknik Kimia Konsentrasi Teknik Kimia
Diusulkan Oleh:
Nama NIM
: Deddy Rizaldy : 14521328
KONSENTRASI TEKNIK KIMIA PROGRAM STUDI TEKNIK KIMIA FAKULTAS TEKNOLOGI INDUSTRI UNIVERSITAS ISLAM INDONESIA YOGYAKARTA 2017
151
BAB I PENDAHULUAN 1.1
Latar Belakang
UOP Hydrocracker Unibon Process Unit (HCU) adalah salah satu unit dalam kompleks Hydrocracking Complex (HCC). Unit ini berfungsi untuk merengkah hidrokarbon berat, yaitu Heavy Vacuum Gas Oil (HVGO) menjadi molekulmolekul hidrokarbon yang lebih ringan dan berharga dengan memanfaatkan bantuan katalis dan gas hidrogen. HCU mendapat pasokan umpan segar (fresh feed) berupa HVGO dari HVU II dan Paraffinic Oil Distillate (POD) dari HVU III, sedangkan gas hidrogen diperoleh dari platformer unit dan hydrogen plant. Dalam
hydrogen plant, gas hidrogen diproduksi melalui proses steam reforming gas alam di dalam reaktor reformer yang kemudian dilanjutkan dengan proses shift
conversion di reaktor High Temperature Shift Conversion (HTSC) dan Low Temperature Shift Conversion (LTSC). Gas hasil reaksi dari reaktor LTSC kemudian dialirkan ke kolom absorber CO2 untuk menurunkan kandungan CO2 di dalamnya. Setelah itu, gas masih diproses lebih lanjut dalam reaktor methanator untuk mereaksikan sisa-sisa CO dan CO2 menjadi metan, sehingga didapatlah gas hidrogen dengan kadar CO dan CO 2 yang sangat rendah. Kemurnian hidrogen ini sangat penting, mengingat pengotor CO dan CO2 dapat mengakibatkan deaktivasi katalis pada reaktor HCU. Selain itu, peningkatan jumlah pengotor berarti penurunan tekanan parsial hidrogen yang
152
masuk ke HCU. Hal ini dapat mengakibatkan penurunan smoke point kerosin dan penurunan cetane index pada produk diesel.
Mengingat pentingnya peran kolom absorber CO 2, maka perlu dilakukan evaluasi unjuk kerja kolom ini. Hal ini dilakukan untuk mengantisipasi adanya kemungkinan penurunan unjuk kerja dari waktu ke waktu dan adanya perubahan kondisi operasi dari kondisi pada desain.
1.2
Tujuan
1. Menyusun neraca massa dan energi unit reaktor steam reformer , HTSC, LTSC, dan separator produk LTSC sebelum memasuki kolom CO2 absorber. 2. Membandingkan laju penyerapan CO2 pada kondisi operasi nyata terhadap laju penyerapan CO2 berdasarkan kondisi desain. 1.3
Perumusan Masalah
Sehubungan dengan latar belakang masalah di atas, maka tema sentral masalah dalam laporan khusus ini adalah mengetahui kondisi operasi aktual dan unjuk kerja dari kolom CO 2 absorber dengan inti masalah adalah:
1. Evaluasi nilai laju dan efisiensi absorpsi kolom absorber CO 2 pada kondisi seperti di desain dan pada kondisi operasi saat ini. 2. Evaluasi laju absorpsi dan efisiensi absorpsi kolom absorber CO 2 pada kondisi seperti di desain dan pada kondisi operasi saat ini.
153
BAB II TINJAUAN PUSTAKA
Hydrogen plant merupakan suatu plant yang berfungsi untuk menghasilkan hidrogen (make up) untuk digunakan di dalam proses perengkahan di Hydrocracker
Unit (HCU). Umpan yang dapat digunakan untuk memproduksi hidrogen terdiri dari gas alam. Plant 8A dan 8B masing-masing memiliki kapasitas pengolahan gas alam sebanyak 16.744 SM 3/hr (max). Berikut merupakan komposisi tipikal produk
Hydrogen Plant. Tabel 2.1 Komposisi Tipikal Produk Hydrogen Plant Komponen
Komposisi (% vol)
Hidrogen Nitrogen dan metan
95 (min) 3 (max)
H2O CO dan CO2
2 (max) 10 ppm (max)
Sumber: Hydrogen Plant Operating Manual
Hydrogen plant berada di Plant 8, dan terbagi menjadi dua train identik, yaitu Plant 8A dan 8B. Masing-masing plant ini terdiri atas beberapa proses berikut:
Penguapan LPG
Desulfurisasi umpan gas alam
Steam/ hydrocarbon reforming
High Temperature Shift Conversion
Low Temperature Shift Conversion
Absorpsi CO2
154
Metanasi sisa oksida karbon
Pembangkitan steam
Berikut ini adalah diagram blok prosesnya beserta penjelasan masing-masing proses yang berkaitan dengan penugasan.
Gambar 2.1 Diagram Blok Proses Hydrogen Plant
2.1
Kompresi Gas Umpan
Gas alam dikompresi secara bertahap (dua tahap) dari 3,1 kg/cm 2 sampai 9,6 kg/cm2 (tahap pertama) dan kemudian dilanjutkan sampai tekanan 24,2 kg/cm2 pada tahap kedua. Di antara kompresi tahap pertama dan kedua, dilakukan pendinginan anatara (intermediate cooling) dari 124°C sampai dengan 38°C. Alat yang digunakan adalah kompresor positive displacement.
2.2 Desulfurisasi Umpan Gas Alam 2.2.1
Teori Dasar Desulfurisasi
Desulfurisasi umpan gas alam merupakan proses awal ( treating) sebelum memasuki proses steam reforming. Desulfurisasi dilakukan untuk menghilangkan kandungan sulfur di dalamnya, karena kehadiran senyawa sulfur berpengaruh buruk pada aktivitas katalis reaktor reformer. Kandungan sulfur dalam gas alam dapat
155
berupa H2S maupun senyawa organik lainnya seperti merkaptan (R-SH) dan
carbonyl sulphide (COS). Proses umum di dalam desulfurisasi adalah dengan menginjeksikan hidrogen sebanyak 3-5 % dari gas alam umpan dan kemudian direaksikan dalam reaktor desulphurizer. Reaktor desulphurizer terdiri dari dua unggun katalis, yaitu unggun pertama yang berisi katalis cobalt-molybdenum (CoMo) yang diikuti unggun katalis kedua berisi katalis oksida zinc. Di dalam unggun katalis pertama, terjadi reaksi hidrogenasi senyawa sulfur organik menjadi H 2S sesuai reaksi berikut:
COS
H
RSH
2
H2
H S2 C O
RH
H2S
Sedangkan di dalam unggun katalis kedua, terjadi penyerapan H 2S mengikuti reaksi berikut:
H 2 S ZnO ZnS H 2O
2.2.2
Garis Besar Proses Desulfurisasi
Proses desulfurisasi diawali dengan injeksi hidrogen sebanyak 3-5 % dari volum gas umpan. Injeksi ini berguna sebagai reaktan reaksi hidrogenasi dan juga sebagai pencegahan terhadap kemungkinan terjadinya deposit coke akibat perengkahan senyawa tak jenuh yang ada dalam aliran. Proses kemudian dilanjutkan dengan pemanasan umpan dengan media pemanas produk reformer sampai 399°C pada tekanan 20,95 kg/cm 2. Setelah dipanaskan, umpan lalu dimasukkan ke dua reaktor desulphurizer yang tersusun secara seri. Susunan sistem perpipaan di reaktor ini dapat diubah menjadi paralel maupun satu tiap waktu (saat
156
terjadi penggantian katalis, ataupun perbaikan). Susunan yang terbaik adalah susunan seri, di mana unggun kedua berisi katalis yang masih segar dan berfungsi sebagai guard bed, untuk mengantisipasi kemungkinan adanya penerobosan di unggun pertama.
Tiap reaktor desulfurisasi tersusun atas dua unggun katalis masing-masing dengan diameter 3500 mm. Ketinggian unggun pertama adalah 700 mm yang berupa tumpukan katalis hidrogenasi Ni-Mo berdiameter 3,2 mm. Ketinggian unggun kedua adalah 3700 mm yang berupa tumpukan katalis desulfurisasi zinc
oxide berdiameter 3,2-4,8 mm.
2.3
2.3.1
Steam Reforming
Teori Dasar Steam Reforming
Steam reforming mengawali rangkaian reaksi pembentukan hidrogen di hydrogen plant. Reaksi utama di dalam steam reforming adalah sebagai berikut:
CH 4 H O2 H 2O
C H 62 2 CH n
CO
m
nH O
H 3
CO 2 H 2
2
nCO
2
5
2n m H 2
2
Reaksi ini bersifat endotermik (menyerap panas) dan berlangsung baik pada temperatur tinggi dan tekanan rendah. Katalis yang digunakan adalah Ni-Al. Berikut ini adalah data entalpi reaksi steam reforming tiap komponen:
157
Tabel 2.2 Data Entalpi Reaksi Steam Reforming Reaktan ∆Hr298 Steam Reforming (J/kmol)
Methane ( CH4 )
2,0580E+08
Ethane ( C2H6 )
3,4639E+08
Propane ( C3H8 )
4,9853E+08
i-Buthane ( i-C4H10 )
6,5932E+08
n-Buthane ( n-C4H10 )
6,5093E+08
i-Pentanes ( i-C5H12 )
8,1012E+08
n-Pentanes ( n-C5H12 )
8,0318E+08
+
+
Hexane ( C6 )
9,5464E+08
Penggunaan temperatur tinggi dalam reaksi ini selain meningkatkan konversinya, juga dapat mempercepat laju reaksi. Dari data kesetimbangan di literatur, diketahui bahwa pada temperatur tinggi, komponen hidrokarbon yang lebih berat dari C 1 memiliki nilai konstanta kesetimbangan yang sangat besar, yang mengindikasikan bahwa reaksi ini berjalan pada tingkat konversi yang sangat tinggi, mendekati 100 %. Namun untuk hidrokarbon C1, reaksinya sangat terbatas (oleh konversi kesetimbangan) sehingga masih terdapat di keluaran reaktor
reformer. Oleh karena itu, kandungan C 1 pada keluaran reformer dapat dijadikan indikasi ketidaksempurnaan reaksi steam reforming , yang biasa dinyatakan dalam variabel methane slip.
Berikut ini adalah tabel yang menunjukkan nilai konstanta kestimbangan reaksi
steam reforming di reformer pada kondisi reaksi aktual 16 Juni 2008.
158
Tabel 2. 3 Tabel Nilai Konstanta Kesetimbangan Reaksi Steam Reforming Reaksi steam reforming dengan
Kp
Methane
2.095E+02
Ethane
1.319E+08
Propane
2.944E+13
i-Butane
1.083E+19
n-Butane
4.457E+18
i-Pentane
8.039E+23
n-Pentane
1.048E+24
n-Hexane
2.153E+29
Shift Conversion
1.019E+00
Reaksi lainnya yang dapat terjadi di dalam reaktor ini pada kondisi operasi desain adalah reaksi samping berupa pergeseran CO:
CO H O 2
CO
H
2
2
Dan juga reaksi metanasi: CO 3 H CO2
H 4 2
2
CH
H O
4
CH 4
2
2
H O 2
Kedua reaksi ini bersifat eksotermik (melepas panas), sehingga pada kondisi operasi di dalam reaktor reformer (temperatur tinggi) reaksi ini tidak berlangsung dengan baik (konversinya relatif kecil). Reaksi shift conversion terutama terjadi di dalam reaktor HTSC dan LTSC, sedangkan reaksi metanasi terutama terjadi di dalam reaktor methanator.
159
2.3.2
Garis Besar Proses Steam Reforming
Gas umpan reformer diinjeksikan dengan superheated steam dengan temperatur 400°C dan bertekanan 32 kg/cm 2 sebelum memasuki furnace.
Campuran ini kemudian dipanaskan lebih lanjut sampai mencapai 538°C dan dialirkan ke dalam buluh-buluh berisi katalis yang mendapat panas radiasi dari
furnace yang dibutuhkan untuk menjalankan reaksi. Produk reformer keluar pada temperatur 849°C. Panas yang terkandung dalam produk reformer kemudian digunakan untuk membangkitkan steam dan memanaskan gas umpan reformer serta
desulphurizer. Pada kondisi operasi sesuai desain, methane slip yang terjadi adalah sebesar 1,96 %, kandungan hidrogen 73 %, dan sisanya adalah CO dan CO 2 (basis kering, %vol).
2.3.3
Variabel Proses
Ada beberapa variabel proses utama yang mengindikasikan tingkat keberhasilan reaksi steam/ hydrocarbon reforming, yaitu produksi hidrogen dan kandungan metan. Laju produksi hidrogen ditentukan oleh laju umpan gas dan derajat konversi reaksi. Komposisi produk hasil reaksi terutama kandungan metan dipengaruhi oleh beberapa parameter, yaitu tekanan dan temperatur outlet, serta
steam/carbon ratio. Batas kandungan metan dalam produk ( methane slip) pada kondisi operasi desain adalah 2,2% vol, basis kering. Agar kandungan metan dalam produk tidak melebihi batas ini, perlu diperhatikan agar laju alir steam dan temperatur outlet tidak terlalu rendah, dan tekanan outlet tidak terlalu tinggi.
160
Selain mempengaruhi methane slip, penurunan laju alir steam juga mengakibatkan kenaikan temperatur produk reformer, mengakibatkan coking katalis, turunnya konversi di reaktor shift converter, dan pada akhirnya akan menurunkan kemurnian hidrogen yang dihasilkan. Karena sebab inilah, maka laju alir steam harus diperhatikan, agar tidak menimbulkan masalah dalam ali ran proses.
2.4
Shift Conversion
2.4.1
Teori Dasar Shift Conversion
Reaksi shift conversion merupakan kelanjutan dari reaksi steam reforming, yang menggeser reaksi lebih lanjut sehingga CO yang terbentuk (dari reaksi steam
reforming) bereaksi dengan steam membentuk CO2 dan hidrogen. Berikut ini adalah reaksi yang terjadi di dalamnya.
CO H O 2
CO
H
2
2
Karena reaksi ini bersifat eksotermik (∆Hr298 = -4,1166E+07 J/kmol), maka reaksi ini berlangsung baik pada temperatur rendah. Namun, pada temperatur rendah, laju reaksinya sangat kecil, sehingga butuh volum reaktor yang sangat besar bila digunakan untuk bekerja dalam kapasitas besar. Jika digunakan temperatur yang tinggi, laju reaksinya akan cepat, tetapi konversinya rendah. Untuk mengatasi hal ini, digunakan dua reaktor seri: HTSC yang dilanjutkan dengan LTSC. Perbedaan utama pada kedua reaktor ini adalah temperatur reaksinya, di mana pada reaktor HTSC, temperaturnya lebih tinggi daripada LTSC. Berikut ini adalah tabel yang menunjukkan perbedaan kondisi operasi HTSC dan LTSC.
161
Tabel 2.4 Kondisi Operasi Reaktor HTSC dan LTSC Parameter
HTSC
LTSC
Temperatur Inlet (°C)
357
216
Temperatur Outlet (°C)
419
237
Tekanan Inlet (kg/cm2)
16,70
15,87
Tekanan Outlet (kg/cm2)
16,42
15,41
3,4
0,3
Kadar CO dalam produk (% vol, basis kering)
Sumber: Hydrogen Plant Operating Manual HTSC yang beroperasi pada temperatur tinggi berfungsi untuk mengkonversi sebagian besar CO dengan cepat. Untuk menurunkan kadar CO lebih lanjut, reaksi dilanjutkan di dalam LTSC di mana temperatur yang rendah mengakibatkan pergeseran kesetimbangan ke arah produk sehingga memungkinkan derajat konversi reaksi yang lebih tinggi.
Hal yang perlu diperhatikan dalam pengoperasian LTSC adalah batas atas temperatur reaksi sebesar 250°C karena pada temperatur tersebut ada potensi terjadinya sintering (pembentukan deposit mineral yang berpori pada katalis).
Unit reaktor HTSC memiliki diameter dalam 3000 mm, dan panjang 4100 mm. Di dalamnya terdapat unggun katalis Fe-Cr bervolum 21.2 m3 setinggi 3000 mm. Sedangkan pada LTSC, diameter unggun katalisnya adalah 3300 mm dan berisi 2491 m3 pellet katalis Cu-Al. Tinggi reaktor ini adalah 4400 mm.
162
2.4.2
Garis Besar Proses Shift Conversion
Produk reformer yang telah didinginkan masuk ke reaktor HTSC pada temperatur 357°C dan kemudian bereaksi menghasilkan produk dengan komposisi
tipikal sebagai berikut: Tabel 2.5 Tipikal Komposisi Produk HTSC Komponen
Komposisi (% vol)
Metan
1,14
Karbon dioksida
12,35
Karbon monoksida
2,17
Hidrogen
48
Nitrogen
0,01
Steam
36,33
Sumber: Hydrogen Plant Operating Manual Tabel di atas memperlihatkan bahwa produk HTSC masih mengandung CO, sehingga perlu direaksikan lebih lanjut agar diperoleh lebih banyak lagi gas hidrogen. Keluaran HTSC kemudian dialirkan melalui 3 heat exchanger untuk dimanfaatkan panasnya agar dapat memanaskan umpan methanator, dan membangkitkan steam. Heat exchanger yang terakhir berupa cooler. Proses selanjutnya berlangsung di dalam LTSC, di mana reaksi yang terjadi di sini sama dengan reaksi yang terjadi di dalam reaktor HTSC. Keluaran LTSC mengandung CO kurang dari 0,5% vol (basis kering). Berikut ini adalah tabel yang menunjukkan komposisi tipikal keluaran LTSC.
163
Tabel 2.6 Tipikal Komposisi Produk LTSC Komponen
Komposisi (% vol)
Metan
1,14
Karbon dioksida
14,21
Karbon monoksida
0,31
Hidrogen
49,86
Nitrogen
0,01
Steam
34,47
Sumber: Hydrogen Plant Operating Manual
Keluaran reaktor LTSC kemudian masuk ke benfield solution reboiler untuk diambil panasnya sehingga temperaturnya turun menjadi 124°C. Pada kondisi ini, sebagian gas terkondensasi menjadi kondensat. Untuk memisahkan kondensat ini dari fasa uapnya, setelah keluar dari reboiler, dialirkan ke shift product condensate
separator. Kondensat yang terbentuk kemudian process condensate stripper/ deaerator sebelum dibuang.
2.5
Kolom Absorber CO2
2.5.1
Teori Dasar Kolom Absorber CO2
Kolom absorber CO2 atau yang biasa dikenal dengan nama Benfield
Absorption System merupakan unit yang berfungsi untuk menangkap CO 2 yang terbentuk dari reaksi shift conversion. Seperti yang telah dijelaskan di bagian pendahuluan, hidrogen dari hydrogen plant akan digunakan dalam unit
Hydrocracker Unibon Process Unit (HCU). Katalis dalam unit ini sangat rentan mengalami deaktivasi jika ada kandungan CO 2 di dalamnya. Oleh karena itulah, gas
164
hidrogen yang akan disuplai ke HCU perlu dibersihkan dari CO 2 yang terkandung di dalamnya. Di hydrogen plant, ada dua unit yang berfungsi untuk menghilangkan kadar CO2 dalam produk hidrogen, yaitu methanator dan kolom CO2 absorber. Beban pemisahan terbesar ada di absorber CO 2, di mana kandungan CO2 diturunkan dari 21,7% menjadi sekitar 0,1% vol (basis kering).
Gas CO2 yang masuk ke dalam absorber terserap oleh larutan benfield yang terdiri dari 25-30%-m potassium carbonate (K2CO3), 3-4%-m diethanolamine (DEA), dan 0,5-0,6%-m vanadium pentoxide (V 2O5) dan sisanya air. Absorbsi yang terjadi adalah absorbsi kimia di mana reaksi yang terjadi adalah:
H 2O32 K CO R2 NH
CO2
KOH 3
KHCO
R2 NCOOH
R2 NCOOH KOH KHCO3 R2 NH H 2O K 2CO CO3 2KHCO 23
Fungsi DEA di dalam reaksi ini adalah sebagai promotor (katalis). Kehadirannya di dalam reaksi ini akan mempercepat laju reaksi. Vanadium pentoxide ditambahkan ke dalam larutan benfield untuk mengatasi korosi akibat adanya DEA. Kolom absorber ini bekerja secara counter-current di mana aliran gas yang akan diabsorb berasal dari bagian bawah kolom dan keluar dari puncak kolom, sedangkan larutan benfield dimasukkan dari bagian tengah ( semi lean benfield) dan dari puncak kolom (lean benfield) yang kemudian keluar sebagai larutan rich gas
benfield. Istilah lean dan semi lean mengacu pada kandungan CO 2 di dalamnya. Perbedaan utama antara larutan benfield lean dan semi lean adalah temperatur dan juga kandungan K2CO3 di dalamnya. Larutan lean memiliki temperatur 70°C,
165
sedangkan larutan semi lean memiliki temperatur 112°C. Dalam kolom absorber, penyerapan dilakukan dalam dua tahap. Tahap pertama terjadi di kolom sebelah bawah, di mana kandungan CO2 nya dikurangi sampai 1% vol (basis kering). Penyerapan kemudian dilanjutkan di tahap kedua yang terjadi di kolom sebelah atas, di mana kandungan CO2 nya dikurangi sampai 0,1% vol (basis kering) Tiap tahap penyerapan terdiri atas dua unggun packing. Berikut ini adalah skema sederhana kolom CO2 absorber.
Gambar 2.2 Diagram Sederhana Kolom Absorber CO2
Kolom absorber memiliki diameter atas 1400 mm, diameter bawah 2000 mm, serta tinggi totalnya 41.6 m. Di dalam kolom, terdapat empat unggun
packing pall ring dari bahan stainless steel dengan susunan seperti berikut:
166
Tabel 2. 7 Ukuran Unggun Packing Kolom Absorber Bawah
Atas
Unggun Ukuran packing (mm) Tinggi packing (mm)
A
B
C
D
40
40
50
50
7500
7500
9100
9100
Sumber: Hydrogen Plant Operating Manual Unggun A dan B ada di kolom atas, sedangkan C dan D ada di bawah. Larutan lean benfield masuk dari atas unggun A, dan larutan semi lean masuk dari bawah unggun B. 2.5.2
Garis Besar Proses Kolom Absorber CO2
Pada tahap pertama, gas keluaran shift product condensate separator dialirkan masuk ke dalam kolom melalui bagian bawah pada tekanan 15 kg/cm 2. Gas kemudian mengalir ke atas secara counter current terhadap aliran larutan
benfield melalui celah di antara packing. Pada tahap ini, larutan benfield yang menyerap CO2 merupakan gabungan dari larutan semi lean yang masuk dari bagian tengah kolom dan larutan lean yang turun dari tahap kedua. Aliran gas kemudian naik ke tahap kedua, sedangkan larutan benfield keluar dari bagian dasar kolom sebagai rich gas benfield solution dengan temperatur 118°C menuju benfield
solution stripper column. Aliran gas yang naik ke tahap kedua kemudian diserap kandungan CO 2 nya oleh larutan lean benfield yang masuk dari puncak packing. Gas kemudian keluar dari puncak kolom, sementara larutan lean benfield turun ke tahap pertama. Gas yang keluar dari kolom kemudian dialirkan ke dalam hydrogen wash water column di mana gas disemprot dengan Boiler Feed Water (BFW) untuk melarutkan sisa
167
larutan benfield yang ikut terbawa oleh aliran gas. Hal ini dilakukan karena larutan
benfield dapat mengakibatkan kerusakan pada katalis methanator.
2.5.3
Variabel Proses
Ada beberapa variabel proses yang mempengaruhi unjuk kerja kolom absorber, yaitu:
Tabel 2. 8 Efek Variabel Proses Absorpsi Peningkatan variabel Efek yang terjadi
Laju sirkulasi larutan benfield
Peningkatan kapasitas absorpsi
Regenerasi larutan benfield
Peningkatan kapasitas absorpsi
Temperatur larutan benfield
Peningkatan laju absorpsi, Penurunan kapasitas absorpsi
Kontak gas-larutan
Peningkatan kapasitas absorpsi
Selain hal-hal tersebut, masih ada beberapa hal yang dapat mempengaruhi kerja kolom, yaitu:
Penurunan kandungan DEA Jika kandungan DEA dalam larutan benfield turun sampai di bawah 3%, maka terjadi penurunan laju absorpsi.
Foaming Foaming mengakibatkan penurunan kontak larutan dengan gas, sebagai akibat dari hilangnya larutan dari CO 2 vent.
168
Injeksi stripping steam Injeksi stripping steam dengan temperatur tinggi mengakibatkan penurunan kelarutan CO2 dalam larutan benfield, sehingga regenerasinya menjadi lebih baik.
2.6
Neraca massa
Konsep neraca massa didasarkan pada hukum kekekalan massa. Secara sederhana, neraca massa dapat dinyatakan dalam persamaan matematis berikut:
Materialout
Material in
Pembentukan
Konsumsi
Akumulasi
Karena proses yang ditinjau bukan proses nuklir, maka tidak ada pembentukan atau konsumsi massa seperti yang dinyatakan oleh Einstein: e = mc 2. Pada reaksi kimia dengan kondisi tunak (steady state), tidak ada akumulasi massa, sehingga jumlah massa yang masuk sama dengan jumlah massa yang keluar. Perhitungan dalam laporan ini menggunakan neraca massa total antara intake dan produk suatu unit.
2.7
Neraca Energi
Neraca energi mengikuti hukum pertama termodinamika yang pada intinya menyatakan hukum kekekalan energi. Secara matematis, hukum ini dapat ditulis sebagai berikut:
Energiout
Energi in
Pembentukan Konsumsi Akumulasi
Pembentukan energi terjadi pada sistem reaksi yang bersifat eksotermik, sedangkan pada sistem reaksi yang bersifat endotermik, energi akan terkonsumsi.
169
Seperti neraca massa, akumulasi pada sistem yang beroperasi secara steady state akan bernilai nol. Penggunaan prinsip neraca massa dan energi pada laporan ini ditujukan untuk mengetahui komposisi keluaran suatu unit saat komposisi masukannya diketahui.
2.8
Entalpi Reaksi
Entalpi reaksi merupakan ukuran besarnya energi yang diserap atau dilepas oleh reaksi pada temperatur tertentu. Nilai entalpi reaksi didapat dari nilai entalpi pembentukan standar (pada 25°C) tiap produk dan reaktan. Berikut ini adalah persamaan matematisnya:
aW
bX cY
dZ
Maka entalpi reaksinya pada 25°C adalah:
Hr c
Y Hf d
Hf Z
(a
Hf W
b
Hf X )
Untuk reaksi pada temperatur selain 25°C, maka perlu dilakukan perhitungan tambahan, sehingga entalpi reaksi pada temperatur T adalah:
HrT Hr
T
298
vi Cpi dT
vi Cp ( ) (a (CpW) b (C) pX) i c C pY ()d CpZ
Sedangkan Cp sendiri merupakan fungsi dari temperatur, seperti yang ditunjukkan pada persamaan umum berikut:
Cp
C A BT T
2
DT
3 ET
4
170
Nilai A, B, C, D, E untuk tiap senyawa berbeda-beda, dan dapat dilihat di kebanyakan literatur yang berhubungan dengan termodinamika.
2.9
Kesetimbangan Reaksi
Pada dasarnya, semua reaksi bersifat reversibel sampai tingkat tertentu. Namun, pada kondisi operasi tertentu yang cukup ekstrim, reaksi dapat dianggap hanya berlangsung satu arah saja (ireversibel). Reaksi steam reforming, shift
conversion, dan metanasi yang terjadi pada kondisi operasi di masing-masing unit bersifat reversibel, sehingga konversinya dibatasi oleh kesetimbangan. Nilai kesetimbangan ini dinyatakan dalam konstanta kesetimbangan Kp sebagai berikut:
Kp
( pY) (c )pZ a
( pW) ( )p X
d b
Dari nilai konstanta kesetimbangan ini, dapat diketahui derajat konversi suatu reaksi pada tekanan dan temperatur tertentu. Nilai Kp dapat dilihat di beberapa buku
handbook, atau dihitung berdasarkan hukum Gibbs dengan menggunakan data-data energi bebas Gibbs pembentukan standar (∆G°), dan persamaan keadaan gas nonideal seperti Peng-Robinson, dll. Jika diperlukan, simulasi reaksi pada reaktor
equilibrium dalam piranti lunak seperti HYSYS juga dapat memunculkan nilai Kp ini.
171
2.10 Absorpsi
Perhitungan absorpsi pada kolom absorber membutuhkan data literatur utama yaitu kurva kesetimbangan yang bisa dilihat di buku Gas Conditioning. Perhitungan
yang dilakukan terdiri dari dua tahap, yaitu pada tahap pertama kolom dan tahap kedua kolom seperti yang telah dibahas sebelumnya di bagian awal. Perhitungan untuk tiap tahap dibagi lagi menjadi beberapa segmen kecil untuk meningkatkan akurasi perhitungan.
Langkah perhitungan dimulai dengan menentukan kemiringan ( slope) garis operasi yang merupakan rasio laju alir molar larutan inert terhadap gas inert. Istilah inert memaksudkan komponen selain komponen yang akan diserap (dalam absorpsi ini yang akan diabsorp adalah gas CO2). Dengan mengetahui komposisi gas dan larutan di tiap masukan dan keluaran, maka garis operasi dapat digambarkan di kurva kesetimbangan. Dari data ini, maka nilai konstanta absorpsi fasa gas (k Ga) dapat dihitung untuk kemudian digunakan dalam menghitung laju absorpsi (N aA). Berikut ini adalah diagram sederhana dan rumus perhitungan absorpsi:
Gambar 2.3 Diagram Sederhana Perhitungan Absorpsi '
H
N Aa
Gs kGa
Y1
dY
Y( Y Y2
i
)
kG a(Y Yi )dz
172
BAB III HASIL PERHITUNGAN Berikut ini adalah hasil perhitungan neraca massa dan energi masing-masing unit berdasarkan data aktual yang diambil pada tanggal 16 Juni 2008 dan data pada desain: 3.1
Neraca Massa Unit Reformer Tabel 3. 1 Neraca Massa Unit Reformer Aktual Komponen Intake (kg/hr) Produk(kg/hr)
Methane ( CH ) 4
4941,102195
Ethane )( C2H6
400,696146
Propane ()C3H8
372,9632288
732,3598656 0 0
i-Buthane ( i-C)4H10
105,3285853
0
n-Buthane ( n-C)4H10
119,78545
0
i-Pentanes ( i-C)5H12 61,53157711
0
n-Pentanes ( n-C5)H12 35,89341998
0
Hexane + ( C 6+ ) Nitrogen )( N2
153,1182524 3,981287768
Carbon Dioxide ( CO)2
0
3,981287768
808,5230044
8155,892453
Carbon Monoxide (CO)
0
5052,169271
Hydrogen (H2)
0
2328,569058
Steam (H2O) Total
29413,95561 36416,87876
20146,88856 36419,86049
Selisih
0.008%
173
Tabel 3. 2 Neraca Massa Unit Reformer Desain Komponen Intake (kg/hr) Produk(kg/hr)
Methane )( CH4
4751.048
Ethane) ( C2H6
640.491
Propane )( C3H8
1323.000
555.522 0 0
n-Buthane ( n-C ) 4H10
999.664
0
n-Pentanes ( n-C ) 5H12
202.020
0
Nitrogen ) ( N2
11.204
Carbon Dioxide ( CO ) 2
11.204
1447.929
Carbon Monoxide (CO)
0
7577.074
Hydrogen (H2)
0
3016.370
38391.610
26076.386
47766.966
47770.495
Steam (H2O) Total Selisih
3.2
10533.938
0.007%
Neraca Massa Unit HTSC Tabel 3. 3 Neraca Massa Unit HTSC Aktual Komponen Intake (kg/hr) Produk(kg/hr)
Methane ( CH ) 4 Nitrogen )( N2
732,3598656 3,981287768
Carbon Dioxide ( CO)2
732,3598656 3,981287768
8155,892453
14551,33323
Carbon Monoxide (CO)
5052,169271
981,8148915
Hydrogen (H2)
2328,569058
2622,111216
Steam (H2O)
20146,88856
17528,26
36419,86049
36419,86049
Total Selisih
0.000%
174
Tabel 3. 4 Neraca Massa Unit HTSC Desain Komponen Intake (kg/hr) Produk(kg/hr)
Methane)( CH4
555.522
555.522
Nitrogen ) ( N2
11.204
11.204
Carbon Dioxide ( CO ) 2
10533.938
Carbon Monoxide (CO)
7577.074
1629.452
Hydrogen (H2)
3016.370
3445.296
Steam (H2O)
26076.386
22250.033
47770.495
47770.495
Total Selisih
3.3
19878.988
0.000%
Neraca Massa Unit LTSC Tabel 3. 5 Neraca Massa Unit LTSC Aktual Komponen Intake (kg/hr) Produk(kg/hr)
Methane ( CH ) 4 Nitrogen )( N2
732,3598656
732,3598656
3,981287768
Carbon Dioxide ( CO)2
3,981287768
14551,33323
15965,20289
Carbon Monoxide (CO)
981,8148915
81,96283055
Hydrogen (H2)
2622,111216
2687,005938
17528,26
16949,34768
36419,86049
36419,86049
Steam (H2O) Total Selisih
0.000%
175
Tabel 3. 6 Neraca Massa Unit LTSC Desain Komponen Intake (kg/hr) Produk(kg/hr)
Methane)( CH4
555.522
555.522
Nitrogen ) ( N2
11.204
11.204
Carbon Dioxide ( CO ) 2
19878.988
22166.867
Carbon Monoxide (CO)
1629.452
173.340
Hydrogen (H2)
3445.296
3550.306
Steam (H2O)
22250.033
21313.256
47770.495
47770.495
Total Selisih
0.000%
176
3.5
Unit Kolom Absorber CO2
3.5.1
Laju Absorpsi Kolom Absorber CO2 Aktual
Tabel 3. 7 Laju Absorpsi Kolom Absorber CO 2 Aktual NAA (kmol/m2.hr) Titik ke Bawah Atas
1
0,312886
0,002802
2
0,285807
0,004102
3
0,258698
0,005401
4
0,231555
0,006698
5
0,204378
0,007995
6
0,177163
0,00929
7
0,149907
0,010584
8
0,122608
0,011877
9
0,095263
0,013169
10
0,067867
0,01446
11
0,040416
0,01575
12
0,012906
0,017038
Total
1,959454
0,119167
Total
2,07862
177
3.5.2
Laju Absorpsi Kolom Absorber CO2 Desain
Tabel 3. 8 Laju Absorpsi Kolom Absorber CO 2 Desain NAA (kmol/m2.hr) Titik ke Bawah Atas
1
0.751
0.125
2
0.687
0.115
3
0.623
0.105
4
0.559
0.094
5
0.495
0.084
6
0.431
0.074
7
0.366
0.063
8
0.302
0.053
9
0.237
0.042
10
0.173
0.032
11
0.108
0.021
12
0.044
0.011
Total
3.5.3
5.594
Efisiensi Penyerapan CO2
Tabel 3. 9 Efisiensi Penyerapan CO2 Efisiensi Penyerapan Kondisi Operasi Kolom Atas Kolom Bawah
Aktual
71,632%
96,276%
Desain
90.090%
96.390%
178
BAB IV PEMBAHASAN
4.1
Evaluasi Neraca Massa dan Energi
Perhitungan laju penyerapan CO2 di dalam kolom absorber dimulai dengan penyusunan neraca massa dan energi di unit-unit yang mendahuluinya, yaitu:
Unit reformer
Unit HTSC
Unit LTSC, dan Penyusunan neraca massa dilakukan karena analisa laboratorium yang
lengkap hanya dilakukan sekali, yaitu pada umpan gas alam. Setelah keluar dari unit reformer, HTSC, dan LTSC, analisa yang dilaporkan hanya analisa berupa basis kering yang biasa digunakan untuk keperluan analisa praktis lapangan. Padahal, untuk mengevaluasi laju absorpsi di kolom absorber CO2, dibutuhkan
Penyusunan neraca energi untuk di setiap unit dilakukan dengan bantuan piranti lunak HYSYS. Data-data aliran yang dibutuhkan adalah komposisi, laju alir, dan temperature.
Dari sini dapat ditarik kesimpulan bahwa penyusunan neraca massa dan energi dapat dijadikan metode alternatif untuk mengetahui komposisi. Hal ini tentu saja harus didukung oleh kelengkapan data yang memadai dan ketepatan dalam menentukan proses apa saja yang terjadi dalam unit yang ditinjau.
179
4.2
Evaluasi Kinerja Kolom Absorber CO2
Evaluasi
kolom
absorber
dilakukan
dengan
menghitung
laju
penyererapannya. Evaluasi laju penyerapannya di hitung dari penyerapan kolom
atas dan bawah. Hal ini dilakukan untuk mendapatkan gambaran perbandingan laju absoropsi di kedua bagian tersebut, sehingga bila diperlukan, dapat dilakukan modifikasi untuk menghasilkan untuk kerja yang optimal. Seperti yang ditampilkan Tabel 3.7 (kondisi aktual) dan 3.8 (kondisi desain), terlihat bahwa di setiap segmen, nilai laju absorbsi di kolom atas lebih kecil daripada di kolom bawah. Hal ini disebabkan karena temperatur larutan lean
benfield yang masuk ke kolom bagian atas cukup tinggi yaitu 98,6°C vs 70°C desain. Tingginya temperatur ini disebabkan dari performance lean benfield solution cooler finfan (Ea-8-11), maka perlu ditinjau ulang agar proses pendinginan larutan lean benfield dapat berjalan lebih optimal. Apabila temperatur larutan lean
benfield terlalu tinggi, maka kinerja absorpsi CO2 pada kolom atas tidak akan maksimal seperti pada desain awal. Tabel 3.7 dan 3.8 memperlihatkan bahwa pada kondisi operasi saat ini(aktual), terjadi penurunan laju absorpsi di kolom bagian atas, dan begitu pula di bagian bawah laju penyerapannya mengalami penurunan dari desain awal. Hal ini disebabkan karena pada saat ini, larutan benfield yang digunakan kandungan DEA nya hanya 0,35% wt kurang dari spesifikasi desain awal nya sebesar 5% wt. Seperti yang dijelaskan sebelumnya, DEA berfungsi sebagai pemotor (katalis) dalam proses absorpsi CO2, sehingga jika jumlahnya turun, maka laju absorbsinya juga akan turun.
180
Jika ditinjau dari efisiensi absorpsinya, dapat dikatakan bahwa pada kondisi operasi saat ini, terjadi penurunan untuk kerjanya. Tabel 3.9 menunjukkan bahwa penurunan efisiensi yang terjadi pada kolom bawah hanya sebesar 0,12% sehingga tidak terlalu signifikan, berbeda dengan kolom atas, yaitu sebesar 18,46%. Penurunan efisiensi dapat dilihat dari kandungan CO2 pada gas keluaran absorber. Pada kondisi desain, gas yang keluar mengandung CO 2 sebesar 0.1%, sedangkan pada kondisi operasi aktual, kandungannya adalah sebesar 0.13%. Penurunan efisiensi ini disinyalir diakibatkan oleh penurunan kandungan K2CO3 dalam larutan
benfield yang digunakan saat ini. Di dalam desain, larutan lean yang digunakan mengandung 27% wt K2CO3, sedangkan pada kondisi aktual hanya mengandung 17,8% wt Temperatur larutan yang lebih tinggi juga menjadi penyebab turunnya efisiensi absorpsi.
181
BAB V KESIMPULAN DAN SARAN 5.1
Kesimpulan
1. Performance kolom absorber ditunjukkan oleh laju dan efisiensi penyerapan CO2. - Total laju absorpsi Aktual 2,0775 (kmol/m2.hr) vs desain 5,595 (kmol/m2.hr) - Sedangkan efisiensi absorpsi Aktual kolom atas 71,63% vs desain kolom atas 90,09% dan kolom bawah aktual 96,27% dan kolom bawah 96,37% 2. Pada kondisi aktual kandungan DEA hanya 0,35% wt vs desain 5% wt. Sehingga laju absorpsinya rendah. DEA berfungsi sebagai katalis dalam proses absorpsi CO2, 3. Temperatur larutan lean benfield yang masuk ke kolom bagian atas cukup tinggi yaitu 98,6°C vs 70°C desain. Yang menyebabkan laju absorbsinya rendah, hal ini disebabkan karena performance lean benfield solution cooler finfan (Ea-811) yang kurang maksimal 4. Efisiensi penyerapan dipengaruhi dari kandungan
K2CO3
hanya mengandung 17,8% wt vs desain 27% wt K2CO3.
pada kondisi aktual
182
5.2
Saran
Saran-saran yang dapat diberikan adalah sebagai berikut: 1. Perlu dilakukan optimasi temperature pada cooler finfan (Ea-8-11) yang digunakan untuk mengoptimalkan absorpsi CO 2 sehingga komposisi CO2 pada gas keluaran kolom sesuai dengan persyaratan. 2. Perlu dilakukan make up larutan DEA dan K2CO3 apabila konsentrasinya sudah jauh di bawah konsentrasi desain
183
DAFTAR PUSTAKA Coulson, J.M. and Richardson, J.F., “Chemical Engineering”, vol. 6, Pergamon Press, Oxford, 1983. Kohl, Arthur & Nielsen, Richard; “Gas Purification”; 5th Edition; Gulf Publishing Company; 1997. Operating Manual Book; ”Plant 8 A/B, Hydrogen Plant” ; PT. Pertamina UP V; Bechtel Great Britain Ltd; London; 1983. Perry, R.H. and Green, D.W., “Perry’s Chemical Engineer’s Handbook”, 7thed., McGraw-Hill Book Company, New York, 1999. Project Specification; “Hydrogen Plant”; Process Division; UOP Inc; Illinois 60016 USA; 1980. Twigg, Martyn. V., “Catalyst Handbook”, 2nd ed., Manson Publishing, London, 1996. Yaws, Carl. L., “ Handbook of Thermodynamic Diagrams”, Vol 1, 2, 3, 4, Gulf Publishing Company, Houston, 1996.
184
DATA OPERASI A.1
Unit Reformer Tabel A. 1 Data Analisa Umpan dan Kondisi Operasi Unit Reformer Komponen
Methane ()CH4
Intake (kg/hr)
4941,102195
Produk (kg/hr)
732,3598656
Ethane) ( C2H6
400,696146
0
Propane)( C3H8
372,9632288
0
i-Buthane ( i-C ) 4H10
105,3285853
0
n-Buthane ( n-C ) 4H10
119,78545
0
i-Pentanes ( i-C ) 5H12
61,53157711
0
n-Pentanes ( n-C ) 5H12
35,89341998
0
Hexane + ( C6+ ) Nitrogen) ( N2 Carbon Dioxide ( CO ) 2
153,1182524 3,981287768
0 3,981287768
808,5230044
8155,892453
Carbon Monoxide (CO)
0
5052,169271
Hydrogen (H2)
0
2328,569058
Steam (H2O)
29413,95561
20146,88856
Total
36416,87876
36419,86049
Selisih
T inlet (°C) T outlet (°C)
0.008%
822,38 811,13
538 849
P inlet (kg/cm2)
15,75
20,44
2
15,26
17,51
P outlet (kg/cm )
*Hasil rata-rata temperatur outlet South dan North.
185
A.2
Unit HTSC Tabel A. 2 Data Kondisi Operasi Unit HTSC Kondisi
Aktual
Desain
346,82
357
T outlet (°C) P inlet (kg/cm2)
400,43 16,02594778
419 16.7
P outlet (kg/cm2)
15,10560621
16.42
T inlet (°C)
A.3
Unit LTSC Tabel A. 3 Data Kondisi Operasi Unit LTSC Kondisi
Aktual
Desain
T inlet (°C)
202,48
216
T outlet (°C)
217,48
237
P inlet (kg/cm2)
15,75584754
15.87
2
15,06559136
15.41
P outlet (kg/cm )
A.4
Kolom Absorber CO2 Tabel A. 4 Data Kondisi Operasi Kolom Absorber CO2
Komponen Satuan
DEA
Lean Benfield S.Lean Benfield Rich Gas Benfield 0,35
0,3
KVO3
0,72
0,66
0,64
V2O5
0,47
0,44
0,42
K2CO3
17,8
11,6
6,72
KHCO3
5,35
10,6
19,88
Temperatur Laju alir
0,26
C
98,603
104,002
105,002
m3/hr
118,0264
367,8527
507,2811
186
HASIL ANTARA
B.1
Unit reformer
B.1.1 Neraca Massa B.1.1.1Kondisi Aktual CH4
Awal Reaksi Bereaksi Akhir Reaksi
H2 O
Bereaksi
1632,294984
0
0
-262,3904196
-262,3904196
787,1712587
262,3904196
45,65834574
1369,904564
787,1712587
262,3904196
H2 O
0
0
-13,32544549
-26,65089099
66,62722747
26,65089099
0
0
66,62722747
26,65089099
H2 O
CO
25,37164822
0
0
-8,457216073
-25,37164822
59,20051251
25,37164822
0
0
59,20051251
25,37164822
i-C4H10
Bereaksi
H2
8,457216073
Akhir Reaksi
Awal Reaksi
CO
26,65089099
C 3 H6
Bereaksi
H2
13,32544549
Akhir Reaksi
Awal Reaksi
CO
308,0487653
C 2 H6
Awal Reaksi
H2
H2 O
H2
CO
1,812260587
7,249042349
0
0
-1,812260587
-7,249042349
16,31034528
7,249042349
0
0
16,31034528
7,249042349
Akhir Reaksi
n-C4H10
H2 O
H2
CO
187
Awal Reaksi Bereaksi
2,061002236
8,244008945
0
0
-2,061002236
-8,244008945
18,54902013
8,244008945
0
0
18,54902013
8,244008945
Akhir Reaksi
i-C5H12
Awal Reaksi Bereaksi
H2 O
4,264142558
0
0
-0,852828512
-4,264142558
9,381113628
4,264142558
0
0
9,381113628
4,264142558
n-C5H12
Bereaksi
CO
0,852828512
Akhir Reaksi
Awal Reaksi
H2
H2 O
H2
CO
0,497483298
2,487416492
0
0
-0,497483298
-2,487416492
5,472316283
2,487416492
0
0
5,472316283
2,487416492
Akhir Reaksi
n-C6H14
H2 O
Awal Reaksi
1,776726066
10,66035639
0
0
Bereaksi
1,776726066 -10,66035639
23,09743886
10,66035639
23,09743886
10,66035639
Akhir Reaksi
0
H2
0
CO
CO
H2 O
H2
Awal Reaksi
347,3179255
1284,977058
985,8092328
18,37134752
Bereaksi
166,9477266 -166,9477266
166,9477266
166,9477266
Akhir Reaksi
180,3701989
1152,756959
185,3190741
1118,029332
CO2
188
B.1.1.2Kondisi Desain CH4
H2 O
H2
CO
Awal Reaksi
296.200
2130.500
0
0
Bereaksi
-261.566
-261.566
784.699
261.566
34.634
1868.934
784.699
261.566
C2H6
H2 O
H2
CO
Awal Reaksi
21.300
42.600
0
0
Bereaksi
-21.300
-42.600
106.500
42.600
0
0
106.500
42.600
C3H6
H2 O
H2
CO
Awal Reaksi
30.000
90.000
0
0
Bereaksi
-30.000
-90.000
210.000
90.000
0
0
210.000
90.000
n-C4H10
H2 O
H2
CO
Awal Reaksi
17.200
68.800
0
0
Bereaksi
-17.200
-68.800
154.800
68.800
0
0
154.800
68.800
n-C5H12
H2 O
H2
CO
Awal Reaksi
2.800
14.000
0
0
Bereaksi
-2.800
-14.000
30.800
14.000
0
0
30.800
14.000
Akhir Reaksi
Akhir Reaksi
Akhir Reaksi
Akhir Reaksi
Akhir Reaksi
189
CO
H2 O
H2
CO2
Awal Reaksi
476.966
1653.534
1286.799
32.900
Bereaksi
-206.453
-206.453
206.453
206.453
Akhir Reaksi
270.513
1447.080
1493.253
239.353
B.2
Unit HTSC
B.2.1 Neraca Massa B.2.1.1Kondisi Aktual CO
Awal Reaksi
180,3701989 1118,029332
H2
CO2
1152,756959
185,3190741
-145,3179
145,3179
145,3179
35,05229888 972,7114318
1298,074859
330,6369741
Bereaksi Akhir Reaksi
H2 O
-145,3179
B.2.1.2Kondisi Desain CO
H2 O
H2
CO2
Awal Reaksi
270.513
1447.080
1493.253
239.353
Bereaksi
-212.339
-212.339
212.339
212.339
58.174
1234.741
1705.592
451.693
Akhir Reaksi
B.3
Unit LTSC
B.3.1 Neraca Massa B.3.1.1Kondisi Aktual CO
Awal Reaksi Bereaksi Akhir Reaksi
H2 O
35,05229888 972,7114318 -32,1261
-32,1261
2,926198877 940,5853318
H2
CO2
1298,074859
330,6369741
32,1261
32,1261
1330,200959
362,7630741
190
B.3.1.2Kondisi Desain CO
H2 O
H2
CO2
Awal Reaksi
58.174
1234.741
1705.592
451.693
Bereaksi
-51.985
-51.985
51.985
51.985
6.189
1182.756
1757.577
503.678
Akhir Reaksi
B.4
Kolom CO2 Absorber
B.4.1 Kondisi Aktual Tabel B. 1 Hasil Antara Unit Absorber Kolom Atas Aktual Y
Y*
1/(Y-Y*)
Area
Y-Y*
NAA
0,04512
0,001201
-0,00024
691,5977
0,046411
0,001878
-0,00024
472,4056
0,00328
0,002117
0,047703
0,002555
-0,00023
358,7966
0,002603
0,002787
0,048994
0,003231
-0,00023
289,2894
0,00223
0,003457
0,050286
0,003908
-0,00022
242,378
0,001991
0,004126
0,051577
0,004584
-0,00021
208,5842
0,001825
0,004794
0,052869
0,005261
-0,0002
183,0806
0,001701
0,005462
0,05416
0,005937
-0,00019
163,1497
0,001604
0,006129
0,055452
0,006614
-0,00018
147,1447
0,001527
0,006796
0,056743
0,00729
-0,00017
134,0095
0,001463
0,007462
0,058035
0,007967
-0,00016
123,0357
0,001409
0,008128
0,059326
0,008643
-0,00015
113,7302
0,001363
0,008793
0,001446
191
Tabel B. 2 Hasil Antara Unit Absorber Kolom Bawah Aktual Y
Y*
1/(Y-Y*)
Area
Y-Y*
NAA
0,155511
0,232146
0,002057
4,346142
0,146767
0,211828
0,001651
4,757909
0,001847
0,210176
0,138023
0,191509
0,001269
5,256501
0,001916
0,190241
0,129279
0,171191
0,00091
5,872659
0,001994
0,170281
0,120535
0,150872
0,000578
6,653592
0,002083
0,150295
0,111791
0,130554
0,000273
7,675696
0,002185
0,130281
0,103047
0,110236
-2,8E-06
9,071257
0,002306
0,110238
0,094303
0,089917
-0,00025
11,09097
0,002455
0,090163
0,085559
0,069599
-0,00046
14,27468
0,002653
0,070054
0,076815
0,04928
-0,00063
20,03701
0,002951
0,049908
0,068071
0,028962
-0,00076
33,64623
0,003538
0,029721
0,059326
0,008643
-0,00085
105,3637
0,006141
0,009491
0,230089
192
B.4.2 Kondisi Desain Tabel B. 3 Hasil Antara Unit Absorber Kolom Atas Desain Y
Y*
1/(Y-Y*)
0.280
0.005
3.636
0.255
0.004
3.982
0.231
0.004
0.206
Area
Y-Y*
NAA
0.275
0.788
0.002
0.251
0.719
4.401
0.003
0.227
0.651
0.003
4.919
0.003
0.203
0.582
0.182
0.002
5.577
0.003
0.179
0.514
0.157
0.002
6.439
0.003
0.155
0.445
0.133
0.001
7.618
0.003
0.131
0.376
0.108
0.001
9.328
0.004
0.107
0.307
0.084
0.001
12.036
0.004
0.083
0.238
0.059
0.000
16.969
0.005
0.059
0.169
0.035
0.000
28.791
0.007
0.035
0.099
0.010
0.000
95.364
0.017
0.010
0.030
193
Tabel B. 4 Hasil Antara Unit Absorber Kolom Bawah Desain
B.5
Y
Y*
1/(Y-Y*)
0.010
0.000
101.441
0.009
0.000
110.391
0.008
0.000
0.008
Area
Y-Y*
NAA
0.010
0.070
0.003
0.009
0.064
121.083
0.003
0.008
0.059
0.000
134.080
0.003
0.007
0.053
0.007
0.000
150.218
0.004
0.007
0.047
0.006
0.000
170.791
0.004
0.006
0.042
0.005
0.000
197.920
0.005
0.005
0.036
0.004
0.000
235.335
0.005
0.004
0.030
0.003
0.000
290.252
0.006
0.003
0.024
0.003
0.000
378.708
0.008
0.003
0.019
0.002
0.000
544.929
0.010
0.002
0.013
0.001
0.000
971.927
0.016
0.001
0.007
Kurva Kesetimbangan Benfield
Kurva Kesetimbangan Benfield 90 C Y
110 C
X
Gambar B. 1 Gambar Kurva Kesetimbangan Benfield
194
CONTOH PERHITUNGAN
C.1 Neraca Massa
Contoh perhitungan untuk neraca massa diambil dari perhitungan pada unit
reformer. Di dalam reformer, semua hidrokarbon selain metan diasumsikan habis bereaksi (konversinya mendekati 100%). Asumsi ini diambil berdasarkan besarnya nilai konstanta kesetimbangan (Kp) hidrokarbon tersebut yang sangat besar, sehingga praktis semua hidrokarbon ini terkonversi (hampir) sempurna. Berikut ini adalah nilai Kp (dalam basis tekanan atm) dari reaksi steam reforming hidokarbonhidrokarbon tersebut pada kondisi reaksi aktual 16 Juni 2008:
Tabel C. 1 Tabel Nilai Kp Berbagai Reaksi Steam Reforming Reaksi steam reforming dengan
Kp
Methane
2.095E+02
Ethane
1.319E+08
Propane
2.944E+13
i-Butane
1.083E+19
n-Butane
4.457E+18
i-Pentane
8.039E+23
n-Pentane
1.048E+24
n-Hexane
2.153E+29
Shift Conversion
1.019E+00
Dengan asumsi ini, maka persamaan reaksi yang harus diselesaikan secara simultan pada kondisi kestimbangan berkurang menjadi 2, yaitu reaksi steam
195
methane reforming (SMR) dan reaksi shift conversion. Berikut ini adalah contoh sederhana perhitungannya.
1.
Tuliskan 9 set persamaan reaksi yang berlangsung di dalam reformer: CH4
+
C2H6 + C3H8
2 H2O == 5 H2 + 2 CO +
3 H2O == 7 H2 + 3 CO
i-C4H10
+
4 H2O == 9 H2 + 4 CO
n-C4H10
+
4 H2O == 9 H2 + 4 CO
i-C5H12
+
5 H2O == 11 H2 + 5 CO
n-C5H12
+
5 H2O == 11 H2 + 5 CO
C6H14 CO 2.
H2O == 3 H2 + CO
+ +
6 H2O == 13 H2 + 6 CO H2O ==
H2 +
CO2
Misalkan jumlah hidrokarbon yang bereaksi dengan steam adalah x(1),
x(2),... dst sampai x(9). Maka, pada kestimbangan, komposisinya adalah: Methane = 319.573-x(1) Ethane=18.041-x(2) Propane=8.731-x(3) iButane=2.124-x(4) nButane=2.665-x(5) iPentane=1.004-x(6) nPentane=0.734-x(7) nHexane=1.931-x(8)
196
CO=x(1)+2*x(2)+3*x(3)+4*(x(4)+x(5))+5*(x(6)+x(7))+6*x(8)-x(9) CO2=30.713+x(9) H2=3* x(1)+5*x(2)+7*x(3)+9*(x(4)+x(5))+11*(x(6)+x(7))+13*x(8)+x(9) H2O=1775.745-( x(1)+2*x(2)+3*x(3)+4*(x(4)+x(5))+5*(x(6)+x(7))+6*x(8)x(9)) N2=0.811 3. Totalkan seluruh komponen pada kesetimbangan: tot = 2162.076+2*x(1)+4*x(2)+6*x(3)+8*(x(4)+x(5))+10*(x(6)+x(7))+12*x(8)+2*x(9 ) 4. ((H2^3)*(CO))/((Methane)*(H2O)*(tot^2))=0.878 ((H2^5)*(CO^2))/((Ethane)*(H2O^2)*(tot^4))=2.319*10^3 ((H2^7)*(CO^3))/((Propane)*(H2O^3)*(tot^6))=2.171*10^6 ((H2^9)*(CO^4))/((iButane)*(H2O^4)*(tot^8))=3.347*10^9 ((H2^9)*(CO^4))/(( nButane)*(H2O^4)*(tot^8))=1.378*10^9 ((H2^11)*(CO^5))/((iPentane)*(H2O^5)*(tot^10))=1.042*10^12 ((H2^11)*(CO^5))/((nPentane)*(H2O^5)*(tot^10))=1.358*10^12 ((H2^13)*(CO^6))/((nHexane)*(H2O^6)*(tot^12))=1.171*10^15 ((CO2)*(H2))/((CO)*(H2O))=1.019 5. Evaluasi ke 9 set persamaan di atas secara simultan dengan solver, atau dengan menggunakan rutin Newton-raphson dalam piranti lunak MATLAB. Untuk mempermudah perhitungan, gunakan asumsi bahwa semua hidrokarbon selain metan bereaksi sempurna dengan steam, sehingga persamaan yang perlu diselesaikan menjadi: ((H2^3)*(CO))/((Methane)*(H2O)*(tot^2))=0.878 ((CO2)*(H2))/((CO)*(H2O))=1.019
197
C.3
Perhitungan kolom absorber
Berikut ini adalah garis besar langkah-langkah perhitungan pada kondisi aktual dengan data pada tanggal 16 Juni 2008.
X4
Y4
X3 X2
X5
Gambar C. 1 Diagram Alir Sistem Absorber 1. Penentuan komposisi aliran yang diketahui.
=0,12% = 10,0,00012012 =0,0012 = 362,95 =0,23 = 1.563,44 ×73,90 =0,0451 = 0,5× = 0,5818, 97 0, 5 × 0, 5 ×1. 1 = = 3.770,72,9083 =0,1555 = 0,52.×453, = 0, 5× 588,427 =0,0875 0,0224(0,1292) = ℎ = 2,32360,5238 =0,0593
198
= × =0,0593×0,5238 (0,0224) =0,0086 2. Penentuan slope garis operasi kolom bawah
′ 818,972813,97 ′ == = 1563,= 44 =497,3,1446/ℎ.=1.155, 94/ℎ. 3,14 155,94 =2,32 = ′′ = 1.497, 46
3. Penentuan slope garis operasi kolom atas
818,97 ′ = = 1,54 =531,80 1.563,44 ′ = = 1,54 =1.015,22 ′ = ′ =0,5238
4. Tarik garis dari X 1, Y1 dengan kemiringan garis
2,32
pada kurva kesetimbangan.
Tarik garis dari X4, Y4 dengan kemiringan garis
0,5238
pada kurva
kesetimbangan.
Perpotongan kedua garis operasi ini adalah kondisi di peralihan dari kolom bawah ke kolom atas (kondisi X3, Y3).
5. Bagi ketinggian Y3-Y1 menjadi 11 segmen (10 titik antara) dan baca pada kurva kestimbangan nilai Y* nya. Berikut ini adalah ilustrasi pembacaan kurva kesetimbangan.
199
Gambar C. 2 Ilustrasi Pembacaan Kurva Kesetimbangan 6. Hitung nilai 1/(Y-Y*) di setiap titik, kemudian plot sebagai sumbu ordinat, dan Y sebagai sumbu aksis. Berikut ini adalah ilustrasinya.
Gambar C. 3 Ilustrasi Integrasi Grafis 7. Grafik di atas dapat digunakan untuk melakukan integrasi secara grafis sehingga diperoleh nilai Y1
dY
Y2
(Y Yi )
200
Integrasi grafis dilakukan dengan menghitung luas area di bawah kurva dengan menggunakan rumus trapesium:
Y1
Luas
Y2
dY
(Y Yi )
1
1 (Y1 Y ) i ( Y )Y
2
i
(Y1 Y2 )
2
8. Menghitung nilai konstanta perpindahan (k Ga) dari persamaan
'
H
Gs kG a
Y1
dY
Y( Y Y2
i
)
Misalnya, untuk kolom atas data aktual, tinggi packing (H) adalah 15m, nilai G s’ dari langkah 3 adalah 971.608 kmol/hr.m 2, luas dari integrasi grafis adalah 0.096. Maka didapat nilai k Ga = 6.232 kmol/m3.hr.
9. Menghitung nilai laju absorpsi Untuk menentukan laju absorpsi, dibutuhkan nilai Y-Y* yang dapat diperoleh dari grafik pada Gambar C.3. Nilai ini kemudian dikalikan dengan kGa dari langkah di atas, dan dikalikan dengan dz, sesuai persamaan:
N Aa
kG a (Y
Yi )dz
Di mana dz adalah tinggi tiap segmen, yaitu tinggi packing kolom atas dibagi dengan jumlah segmen. Untuk kolom atas, nilai dz adalah 15/11=1.363. Misalnya, untuk laju absorpsi kolom atas data aktual diperoleh nilai N aA sebesar 1.749 kmol/m2.hr.
201
C.4 Perhitungan Efisiensi Absorber
Bawah
2 = 1∗ ℎ =0,2321∗497,4578 =115,4829 2 = 3∗ ℎ =0,0086∗497,4578 =4,2996 = 2 2 2 ∗100% 115,48294,2996 = 96,=96, 27672767 ∗100%
Atas
2 = 3 =0,0086 2 = 4∗ =0,0012∗1015,2201 =1,2197 = 2 2 ∗100% = 0,00861, ∗100% 0,02 0862197 =71,6321%
202
LAMPIRAN AA LAMPIRAN SURAT SURAT KETERANGAN KETERANGAN SELESAI SELESAI KERJA KERJA PRAKTEK PRAKTEK
203
204
205
LAMPIRAN B LAMPIRAN B BIMBINGAN LAPANGAN BIMBINGAN LAPANGAN
208
LAMPIRAN C LAMPIRAN C BIMBINGAN JURUSAN BIMBINGAN JURUSAN
