jurnal teknik pomits vol. 2, no. 1, (2013) issn: 2337-3539 (2301-9271 print) jaringan...
TRANSCRIPT
JURNAL TEKNIK POMITS Vol. 2, No. 1, (2013) ISSN: 2337-3539 (2301-9271 Print)
1
Abstrak—Jaringan pertukaran massa diperlukan
dalam industri kimia untuk mengurangi limbah yang dihasilkan
oleh sebuah pabrik agar tercapai ambang batas yang ditentukan
dan biaya serendah mungkin, serta meningkatkan produksi
pabrik. Tujuan penelitian ini menentukan jaringan pertukaran
massa dengan 2-rich stream dan 2-lean stream pada proses
absorpsi sweetening COG (Coke Oven Gas) dan menentukan
Total Annualized Cost (TAC) minimum pada beberapa variabel ε
(parameter perbedaan komposisi minimum yang
diperbolehkan). Sweetening COG adalah penghilangan asam
pada impuritis, terutama hidrogen sulfida dari COG, R1 (Rich
Stream 1), (campuran H2, CH4, CO, N2, NH3, CO2, dan H2S). H2S
merupakan impuritis yang tidak diinginkan, karena bersifat
korosif dan memberikan kontribusi pada emisi SO2 ketika COG
dibakar. Aqueous ammonia adalah kandidat pelarut (proses lean-
stream, S1 (Lean Stream 1)) dan chilled methanol (MSAs (Mass
Separating Agents) eksternal, S2 (Lean Stream 2)). Gas-gas asam
yang distripping dimasukkan ke “Unit Claus” di mana elemen
sulfur dikembalikan dari H2S. Tail gases yang meninggalkan unit
Claus adalah R2 (Rich Stream 2). Langkah pertama dalam
penelitian ini adalah mengumpulkan data yaitu laju alir, jumlah
rich stream dan lean stream, dan komposisi aliran masuk dan
aliran target. Selanjutnya mendesain sistem integrasi massa
dengan metode diagram pinch dengan menghitung pertukaran
massa masing-masing komposisi 2-rich stream dan 2-lean stream,
membuat kurva komposit, mengombinasikan garis dan
memadukan aliran dari rich stream dan lean stream serta
membuat grid diagram. Simulasi pertukaran massa pada kolom
absorber dilakukan dengan menggunakan software ProMax.
Metodologi ini dilakukan pada masing-masing variabel Ɛ, yaitu
Ɛ= 0,0005, Ɛ = 0,001, Ɛ= 0,002, Ɛ= 0,003, Ɛ= 0,004. Dari hasil
penelitian ada dua Total Annualized Cost (TAC) pada masing-
masing variabel Ɛ. Total Annualized Cost (TAC) pertama didapat
dengan melakukan splitting pada bagian aliran MSAs eksternal
daerah bawah pinch dan yang kedua tidak melakukan splitting.
Berdasarkan grafik antara harga dengan (Total Annualized Cost
(TAC), annual operating cost dan annualized fixed cost) sebagai
sumbu y dan nilai variabel Ɛ pada sumbu x dapat disimpulkan
bahwa jaringan pertukaran massa pada kondisi paling efisien
ketika Ɛ=0,0005912 dengan split aliran MSAs eksternal di bawah
pinch dan TAC optimum sebesar $ 1.187.500 /year
Kata Kunci— Industri, Jaringan Pertukaran
Massa, Sweetening COG.
I. PENDAHULUAN
ADA industri kimia, menganalisa dan melakukan optimasi
terhadap suatu unit sangat penting. Karena semakin
berkembangnya dunia industri, tuntutan akan adanya industri
yang efisien menjadi tak terelakkan. Proses optimasi adalah
dasar engineering, karena fungsi klasik seorang insinyur
adalah untuk mendesain sistem yang baru, yang lebih baik,
lebih efisien dan lebih murah, serta memikirkan sistem atau
prosedur untuk meningkatkan operasi sistem yang telah ada[1].
Untuk mengurangi limbah yang dihasilkan oleh sebuah
pabrik untuk level yang dapat diterima dan biaya serendah
mungkin, serta meningkatkan produksi pabrik maka digunakan
sintesis Mass Exchange Network (MEN). Operasi pertukaran
massa dapat digunakan pada proses absorpsi, adsorpsi,
stripping, ion exchange, solvent extraction, dan leaching [2].
Sampai saat ini, dibandingkan dengan penelitian yang sedang
berkembang pada sintesis jaringan pertukaran panas (HENS),
hanya sedikit laporan penelitian yang telah diberikan untuk
mengatasi integrasi jaringan perpindahan massa (MENS)[3].
El-Halwagi dan Manousioutakis memperkenalkan masalah
dalam mempersatukan mass exchange network “MENs” dan
menemukan teknik sistematis untuk optimal desain [4].
Gambar 1. Schematic Representation of the MEN Synthesis
Problem
Penelitian ini memilih jaringan pertukaran massa yang
paling efisien pada proses absorpsi. Dalam absorpsi, campuran
gas dikontakkan dengan pelarut cair yang dapat melarutkan
satu atau dua komponen dari gas[5]. Laju alir cairan, suhu, dan
tekanan adalah variabel-variabel penting yang akan ditetapkan
[6]. Pada absorbsi zat yang terlarut menyebar dari fase gas ke
fase liquid, maka harus ada gradient konsentrasi pada arah
perpindahan massa pada setiap fase. Diasumsikan bahwa tidak
ada reaksi kimia yang terjadi. Konsentrasi A dari daerah utama
pada gas adalah yA,G (fraksi mol) dan turun ke yAi pada
interfase. Untuk liquid, konsentrasi dari xA,i pada interfase ke
xA,L pada bulk liquid. Konsentrasi bulk yA,G dan xA,L jelas
bukan merupakan nilai kesetimbangan, karena jika tidak difusi
zat terlarut tidak akan terjadi [7]. Sebelum adanya jaringan
Jaringan Pertukaran Massa dengan 2-Rich
Stream dan 2-Lean Stream pada Kolom
Absorber Terintegrasi Sweetening COG
Frestia Utami, Angga Wahyu Wicaksono, Renanto , Juwari
Jurusan Teknik Kimia, Fakultas Teknologi Industri, Institut Teknologi Sepuluh Nopember (ITS)
Jl. Arief Rahman Hakim, Surabaya 60111 Indonesia
e-mail:[email protected]
P
JURNAL TEKNIK POMITS Vol. 2, No. 1, (2013) ISSN: 2337-3539 (2301-9271 Print)
2
pertukaran massa, kemungkinan besar keluaran dari proses
absorpsi akan di buang sebagai waste, padahal sebenarnya
didalam waste tersebut masih terkandung komponen yang
diinginkan. Setelah melakukan pertukaran massa maka massa
yang diinginkan tersebut akan digunakan kembali untuk proses
sehingga dapat mengurangi pemakaian makeup proses [8].
Sistematisnya, ada 2 tahap prosedur pada sintesis MEN. Tahap
pertama, digunakan prosedur termodinamika dalam
mengidentifikasi pinch point. Analisis ini mengembangkan
gambaran semua integrasi pada rich stream. Hal ini dapat
dicapai dengan mengembangkan representasi komposit massa
yang dipertukarkan dari semua rich stream. Pada tahap
pertama akan dihasilkan mass exchanged dari jaringan
pertukaran massa. Tujuan dari tahap kedua adalah untuk
meningkatkan desain pada tahap awal dan mengembangkan
konfigurasi akhir dari Mass Exchange Network yang sesuai
yang nantinya akan meminimalisasi biaya serendah mungkin.
Proses yang diamati adalah Sweetening COG [9]. Simulasi
menggunakan Software ProMax. ProMax adalah software
simulasi yang digunakan untuk mendesain dan mengoptimasi
pemrosesan gas, pengolahan, dan fasilitas kimia[10].
Tujuan dari penelitian yang akan dilakukan ini adalah
mendapatkan jaringan pertukaran massa dengan 2-rich stream
dan 2-lean stream pada proses absorpsi dari beberapa variabel
Ɛ menggunakan software ProMax dan mendapatkan Total
Annualized Cost minimum pada beberapa variabel Ɛ.
II. URAIAN PENELITIAN
Proses yang Diamati (Sweetening COG)
Gambar 2. Proses Sweetening COG
Tujuan dasar dari sweetening COG adalah penghilangan asam
pada impuritis, terutama hidrogen sulfida dari COG, R1, (campuran
H2, CH4, CO, N2, NH3, CO2, dan H2S). Hidrogen sulfida merupakan
impuritis bersifat korosif dan memberikan kontribusi pada emisi SO2
ketika COG dibakar. Adanya amoniak dalam COG dan selektivitas
aqueous ammonia dalam menyerap H2S menunjukkan bahwa
aqueous ammonia adalah kandidat pelarut/solvent (proses lean-
stream, S1). Selain amonia, MSAs eksternal (chilled methanol, S2)
juga tersedia untuk melengkapi larutan aqueous ammonia yang
diperlukan. Gas asam yang selanjutnya distripping dari pelarut dan
MSAs regenerasi yang disirkulasikan. Gas-gas asam yang distripping
dimasukkan ke’’Unit Claus’’ di mana elemen sulfur dikembalikan
dari hidrogen sulfida. Dalam pengendalian pencemaran udara, tail
gases meninggalkan unit Claus, R2, harus diolah untuk pengangkatan
sebagian dari hidrogen sulfida yang belum dikonversi[9].
Tabel 1. Data Rich Stream Sweetening COG
Tabel 2. Data Lean Stream Sweetening COG
Pada table 1 dapat diketahui bahwa ada 2 aliran rich stream
dimana laju alir (Gi) dari R1>R2, yis dan yit merupakan
komposisi supply dan target dari rich stream. Pada tabel 2
dapat diketahui juga ada 2 aliran lean stream. x1s dan x1
t
merupakan komposisi supply dan target dari lean stream,
sedangkan mj dan bj merupakan slope dan intercept dari
fungsi kesetimbangan, kemudian cj adalah harga dari MSAs.
Pengumpulan dan Pengolahan Data
Setelah mendapatkan data stream, selanjutnya
menentukan variabel yang digunakan. ε yang digunakan adalah
overall driving force berdasarkan fase liquid yaitu ε = x*-x
dimana x*= y/m [7]. Variabelnya ε=0,0005 , ε=0,001, ε=0,002
, ε=0,003 , ε=0,004.
Selanjutnya yang dilakukan adalah menentukan jaringan
pertukaran massa dengan metode pinch diagram, membuat
grid diagram, menentukan annual operating cost, simulasi
konfigurasi jaringan pertukran massa menggunakan software
ProMax, Menentukan annualized fixed cost, menentukan total
annualized cost (TAC) dan TAC paling minimum.
IV. HASIL DAN DISKUSI
A. Mendesain Mass Exchange Network Menggunakan
Metode Pinch Diagram
Untuk mendapatkan desain MEN dengan metode pinch
yaitu dengan membuat kurva komposit mass exchanged dari
komposisi rich stream dan lean stream.
Gambar 3. Composite curve MEN pada ε = 0.0005
JURNAL TEKNIK POMITS Vol. 2, No. 1, (2013) ISSN: 2337-3539 (2301-9271 Print)
3
Gambar 4. Composite curve MEN pada ε = 0.001
Gambar 5. Composite curve MEN pada ε = 0.002
Gambar 6. composite curve MEN pada ε = 0.003
Gambar 7. Composite curve MEN pada ε = 0.004
Dari kurva komposit didapatkan nilai Mass Exchanged
masing-masing variabel Ɛ, kemudian berdasarkan persamaan
MRi = Gi(yis – yi
t) i = 1, 2, … , NR didapatkan nilai S1 dan
penggunaan MSAs eksternal S2 seperti pada tabel berikut :
Tabel 3. Hasil perhitungan nilai S1 dan S2
Berdasarkan tabel diatas,semakin besar nilai Ɛ maka semakin
kecil nilai mass exchanged yang didapat dan penggunaan S1
namun semakin besar penggunaan S2.
B. Membuat Grid Diagram Mass Exchange Network
Berdasarkan kurva komposit masing- masing variable
ε didapatkan nilai komposisi untuk daerah di atas dan di bawah
pinch. Sistem di atas pinch harus memenuhi syarat untuk bisa
dipertukarkan massanya,yaitu :
jumlah aliran rich stream ≤ jumlah aliran lean stream
Pada proses sweetening COG, jumlah aliran rich stream lebih
sedikit daripada jumlah aliran lean stream. Oleh karena itu
harus dilakukan split aliran pada lean stream menjadi dua
aliran. Kemudian untuk daerah di bawah pinch harus
memenuhi syarat untuk bisa dipertukarkan massanya,yaitu :
jumlah aliran rich stream ≥ jumlah aliran lean stream
Syarat ini digunakan apabila aliran lean stream melebihi batas
pinch, jika tidak maka aliran dapat di split atau tidak.
Gambar 8. Grid diagram MEN pada ε = 0.0005 dan daerah
bawah pinch dilakukan splitting
JURNAL TEKNIK POMITS Vol. 2, No. 1, (2013) ISSN: 2337-3539 (2301-9271 Print)
4
Gambar 9. Grid diagram MEN pada ε = 0.001 dan daerah
bawah pinch dilakukan splitting
Gambar 10. Grid diagram MEN pada ε = 0.002 dan daerah
bawah pinch dilakukan splitting
Gambar 11. Grid diagram MEN pada ε = 0.003 dan daerah
bawah pinch dilakukan splitting
Gambar 12. Grid diagram MEN pada ε = 0.004 dan daerah
bawah pinch dilakukan splitting
Kemudian membuat grid diagram masing-masing variabel
ε dan untuk daerah di bawah pinch tanpa melakukan split
aliran. Berikut adalah gambar dari grid diagram untuk masing-
masing variabel ε :
Gambar 13. Grid diagram MEN pada ε = 0.0005 dan daerah
bawah pinch tidak dilakukan splitting
Gambar 14. Grid diagram MEN pada ε = 0.001 dan daerah
bawah pinch tidak dilakukan splitting
Gambar 15. Grid diagram MEN pada ε = 0.002 dan daerah
bawah pinch tidak dilakukan splitting
Gambar 16. Grid diagram MEN pada ε = 0.003 dan daerah
bawah pinch tidak dilakukan splitting
JURNAL TEKNIK POMITS Vol. 2, No. 1, (2013) ISSN: 2337-3539 (2301-9271 Print)
5
Gambar 17. Grid diagram MEN pada ε = 0.004 dan daerah
bawah pinch tidak dilakukan splitting
C. Menghitung Nilai Annual Operating Cost (AOC)
Setelah mendapatkan nilai S1(Aqueous Ammonia) dan
penggunaan MSAs eksternal S2(Chilled Methanol).
Selanjutnya dapat menentukan nilai annual operating cost
(AOC) pada masing-masing variabel Ɛ.
AOC didapat dari perkalian waktu operasi,massa eksternal
MSAs yang digunakan dan harga eksternal MSAs , dengan
Asumsi pabrik beroperasi 330 hari = 28512000 s.
Tabel 4. Hasil perhitungan Annual Operating Cost (AOC)
Dari tabel diatas diketahui bahwa semakin besar nilai Ɛ maka
semakin tinggi nilai AOC. Nilai AOC menggunakan split di
bawah pinch dan tidak displit di bawah pinch adalah sama
karena nilainya bergantung pada kurva komposit.
D. Simulasi Konfigurasi Mass Exchange Network pada
Software ProMax
Selanjutnya adalah menyimulasikan ulang desain yang
telah diintegrasi ke dalam software ProMax. Dari simulasi
didapatkan Annualized fixed cost. Simulasi dilakukan
berdasarkan analisa metode pinch dengan daerah di bawah
nilai pinch yang di split dan yang tidak. Adapun simulasi pada
software ProMax sebagai berikut berdasarkan beberapa
variabel Ɛ :
Gambar 18. Simulasi MEN dengan split di bawah pinch
Gambar 19. Simulasi MEN dengan daerah bawah pinch tidak
displit
Data-data yang diinputkan ke dalam kolom absorber pada
Software Promax adalah laju alir, komposisi supply dan
komposisi target masing-masing aliran rich stream dan lean
stream. Dari simulasi didapatkan besarnya ukuran diameter
packing pada absorber Untuk perhitungan tinggi absorber
yaitu: H= HTUy . NTUy (1)
Asumsi HTUy sebesar 0,6.
(2)
Dimana:
(3)
Installed cost of column = 2300H0.85.D0.95 (4)
The packing cost is $ 800/m3
Capital cost = Installed cost of column + Packing cost (5)
Perhitungan Annualized Fixed Cost (AFC):
(6)
Tabel 5. Hasil perhitungan annualized fixed cost (AFC) antara
daerah bawah pinch dilakukan splitting dan t
Dari tabel dapat diketahui bahwa semakin besar nilai Ɛ maka
semakin kecil nilai, begitu sebaliknya. Dari nilai AFC yang
didapatkan MEN ini menunjukkan bahwa dengan melakukan
split pada daerah bawah pinch akan mendapatkan nilai AFC
lebih rendah dibanding tidak melakukan split pada daerah
bawah pinch. Hal ini disebabkan karena ketika tidak dilakukan
split, kinerja absorber akan lebih berat.
JURNAL TEKNIK POMITS Vol. 2, No. 1, (2013) ISSN: 2337-3539 (2301-9271 Print)
6
E. Menghitung Total Annual Cost (TAC)
Total Annualized Cost (TAC) didapatkan dari penjumlahan
annual operating cost dan annualized fixed cost.
Tabel 6. Hasil Perhitungan Total Annualized Cost (TAC)
dengan daerah bawah pinch dilakukan Splitting
Tabel 7. Hasil Perhitungan Total Annualized Cost (TAC)
dengan daerah bawah pinch tidak dilakukan Splitting
Berdasarkan tabel dapat dilihat bahwa semakin besar nilai ε
maka semakin tinggi nilai TAC dan sebaliknya apabila
semakin kecil nilai ε maka semakin rendah nilai TAC.
F. Menentukan Total Annual Cost (TAC) Paling Minimum
Nilai Ԑ adalah parameter yang dapat digunakan untuk
mengoptimalkan MEN. Saat Ɛ mendekati nol maka AOC dari
jaringan jadi tidak terhingga. Peningkatan nilai Ԑ
meningkatkan biaya MSA yang digunakan, tetapi menurunkan
AOC. Oleh karena itu, ada nilai dari Ɛ dimana nilai TAC
menjadi optimum. TAC yang paling optimum dapat dilihat
dari grafik dibawah ini :
Gambar 20. Grafik nilai TAC dengan split di bawah pinch
Berdasarkan grafik diketahui bahwa Total Annualized
Cost (TAC) optimum adalah sebesar $ 1.187.200 /year ketika
nilai Ɛ adalah 0,0005912.
Gambar 21. Grafik nilai TAC tidak dengan split di bawah
pinch
Berdasarkan grafik di atas diketahui bahwa Total
Annualized Cost (TAC) optimum adalah sebesar $
1.200.000/year ketika nilai Ɛ adalah 0,000594
V. KESIMPULAN
1. Telah ditentukan jaringan pertukaran massa dengan 2-rich
stream dan 2-lean stream pada kolom absorber terintegrasi
dengan contoh kasus yang diamati adalah proses sweetening
COG. Telah dikaji variabel minimum allowable composition
difference (Ɛ), sehingga didapatkan hubungan antara Ɛ
dengan mass exchanged yaitu semakin besar nilai Ɛ yang
digunakan, maka semakin kecil nilai mass exchanged dan
penggunaan S1(aqueous ammonia) namun semakin besar
penggunaan S2 (Chilled Methanol). Begitu sebaliknya,
2. Total Annual Cost (TAC) yang paling optimum dari
beberapa variabel Ɛ adalah sebesar $ 1.187.000 /year ketika
Ɛ yang digunakan adalah 0,0005912.
DAFTAR PUSTAKA
[1] Hallale, N. and Fraser, D.M. (2000). “Supertargeting for Mass
Exchange Networks Part I: Targeting and Design Techniques”. IChemE,
vol 78, part A, pp. 202-207
[2] El-Halwagi,M.M. (2006).”Process Integration”.USA,San Diego:Elsevier
Inc
[3] Chen, C.L. and Hung, P.S. 2005. “Simultaneous Synthesis of Mass
Exchange Networks for Waste Minimization”. Computers and Chemical
Engineering, vol 29, pp. 1561-1576
[4] El-Halwagi,M.M and Manousiouthakis,V. (1990).”Automatic Synthesis
of Mass-Exchange Networks with Single-Component Targets”.
Chemical Engineering Science, vol 45, no. 9, pp. 2813-2831
[5] Geankoplis, C.J. (1993). “Transport Process and Unit Operations, Third
Edition”. New Jersey, Englewood Cliffs: Prentice Hall Inc
[6] Smith, R. (2005). “Chemical Process Design and Integration”. England,
Chicester: John Wiley & Sons Ltd
[7] Treybal, Robert E. (1980). “Mass Transfer Operations 3rd Edition”.
McGRAW BOOK COMPANY
[8] Hallale, N. and Fraser, D.M. (1998). “Capital Cost Targets for Mass
Exchange Networks, A Special Case: Water Minimisation”. Chemical
Engineering Science, vol. 53, no. 2, pp. 293-313
[9] Hallale, N. and Fraser, D.M. (2000). “Supertargeting for Mass
Exchange Networks Part II: Applications”. IChemE, vol 78, part A, pp.
208-216
[10] Anonim. (2011). “ProMax Foundations”. Texas: Bryan Research &
Engineering, Inc