Laporan #1 - Kelompok B.1.1.02 Ryan

B.1.1.02 Produksi DME (dimethyl-ether) Melalui Indirect Synthesis

1 dari 41

TK-4094 PERANCANGAN PABRIK KIMIA

LAPORAN I BASIS PERANCANGAN

12/02/2014 MJ KR RHL DAW

TANGGAL DISIAPKAN

OLEH PENJELASAN CHECK APPR. PEMBIMBING

PRODUKSI DME (DIMETHYL-ETHER) MELALUI INDIRECT SYNTHESIS

B.1.1.02 Mirna Jatiningrum 13010043

Kukuh Rahmanto 13010051

Ryan Hansel Limawan 13010083

Revisi ke- :

LAPORAN I 0 38


2 dari 41

LEMBAR REVISI

No. Rev. Tanggal Halaman Penjelasan Revisi


3 dari 41

Daftar Isi

LEMBAR REVISI 2

1. INFORMASI UMUM 5

1.1 PENGANTAR 5

1.2 NAMA PROJEK 5

1.3 LOKASI 5

1.4 RUANG LINGKUP 5

1.5 FILOSOFI PERANCANGAN 5

1.6 DATA LOKASI UMUM 5

1.6.1 KOORDINAT DAN LINGKUNGAN SEKITAR 5

1.6.2 PETA 6

1.7 DATA METEOROLOGI 7

2 DATA PERANCANGAN PROSES 7

2.1 UMPAN 7

2.1.1 KETERSEDIAAN BAHAN BAKU 7

2.1.2 KOMPOSISI UMPAN 8

2.1.3 KONDISI UMPAN 8

2.2 PRODUK 9

2.2.1 SPESIFIKASI PRODUK 9

2.2.2 SPESIFIKASI PRODUK SAMPING 9

2.2.3 SPESIFIKASI LIMBAH BUANGAN 10

2.3 SISTEM UTILITAS 10

2.3.1 SISTEM PENYEDIAAN PANAS 10

2.3.2 SISTEM PENYEDIAAN AIR 10


4 dari 41

2.3.3 STANDART KUALITAS AIR PROSES 10

2.3.4 MEDIA PENDINGIN 11

2.3.5 MEDIA PEMANAS 11

3 INFORMASI LINGKUNGAN 11

3.1.1 GAS BUANG 11

3.1.2 LIMBAH CAIR 12

3.1.3 LIMBAH PADAT 12

4 BASIS PEMILIHAN BAHAN 12

5 PERHITUNGAN KEEKONOMIAN SEDERHANA (GPM) 13

6 NERACA MASSA & ENERGI (BFD) 14

LAMPIRAN A LOKASI 16

LAMPIRAN B-BASIS DAN FILOSOFI PERANCANGAN 18

B.1. BASIS PERANCANGAN 18

B.2 FILOSOFI PERANCANGAN 21

LAMPIRAN C-KETERSEDIAAN BAHAN BAKU 23

LAMPIRAN D- PENAWARAN DAN PERMINTAAN DME 24

LAMPIRAN E-KEEKONOMIAN 27

LAMPIRAN F-TEKNOLOGI PEMBUATAN DME MELALUI INDIRECT SYNTHESIS 30

F.1. GASIFIKASI BATUBARA MENJADI SYNGAS, 30

F.2. PEMBERSIHAN SYNGAS 36

F.3. WATER GAS SHIFT CONVERSION 38

F.4. SINTESIS METANOL DENGAN SYNGAS, 38

F.5. DEHIDRASI METANOL MENJADI DME 39


5 dari 41

1 INFORMASI UMUM

1.1 Pengantar

Basis perancangan ini disusun sebagai basis studi konseptual perancangan Pabrik Dimetil Eter

dengan Indirect Synthesis sebagai bahan campuran LPG.

1.2 Nama Projek

Produksi DME (dimethyl-ether) Melalui Indirect Synthesis

1.3 Lokasi

Lokasi pabrik berada pada Wilayah Industri Katibung, Desa Tarahan, Kecamatan Katibung,

Kabupaten Lampung Selatan, Lampung.

1.4 Ruang Lingkup

Basis perancangan ini meliputi:

1. Studi ketersediaan dan spesifikasi bahan baku

2. Studi basis dan filosofi konseptual perancangan

3. Kajian keekonomian sederhana atau Gross Profit Margin (GPM)

4. Penyediaan utilitas

5. Pengelolaan lingkungan

6. Pemilihan material

7. Diagram blok proses dan Neraca Massa dan Energi

1.5 Filosofi Perancangan

Umur Pabrik : 10 tahun

Rasio turndown : 0,6

Mode Operasi : Kontinu

Filosofi perancangan lebih detail akan diberikan pada Lampiran B.

1.6 Data Lokasi Umum

1.6.1 Koordinat dan Lingkungan Sekitar

Wilayah Industri Katibung, Desa Tarahan, Kecamatan Katibung, Kabupaten Lampung Selatan

berada pada koordinat 105o 14 sampai dengan 105o 45 Bujur Timur dan 5o 15 sampai dengan

6o Lintang Selatan. Lokasi Tarahan terletak 20 km dari Bandar Lampung. Wilayah ini berada di

pinggir Teluk Lampung dan memiliki 1 buah dermaga besar yaitu Pelabuhan Panjang. Terdapat

1 buah PLTU, dan tersedia sarana angkutan kereta api di Tarahan. Wilayah Industri Katibung

dilewati 1 daerah aliran sungai (DAS) Way Katibung. Tarahan merupakan lokasi distribusi bahan

baku DME, yakni batubara yang diperoleh dari PT Bukit Asam (PTBA). Lokasi Tarahan di Teluk

Lampung memudahkan distribusi bahan baku dan produk DME menuju Jawa dan Lokasi


6 dari 41

Penyimpanan Sementara Pertamina, yakni Teluk Semangka. Hal detail tentang pemilihan lokasi

dapat disampaikan pada Lampiran A.

1.6.2 Peta

Peta wilayah pembangunan Pabrik DME, Wilayah Industri Katibung, Desa Tarahan, Kecamatan

Katibung, Lampung Selatan, Lampung diperlihatkan pada Gambar 1.1. dan Gambar 1.2.

Gambar 1.1. Peta Wilayah Lampung Selatan


7 dari 41

Gambar 1.2. Lokasi Tarahan, Kecamatan Katibung

1.7 Data Meteorologi

Temperatur rata-rata wilayah Tarahan adalah 28oC, hal ini dipengaruhi oleh udara tropikal pantai

dan daratan. Curah hujan rata-rata wilayah Tarahan adalah 3000 mm per tahun, terutama pada

wilayah yang bentuk fisiografi wilayahnya berbukit dan bergunung.

2 Data Perancangan Proses

2.1 Umpan

2.1.1 Ketersediaan bahan baku

Bahan baku batubara diperoleh dari PT Bukit Asam (PTBA). Jumlah produksi batubara PTBA

mencapai 13.966.834 ton pada tahun 2012. Selain itu PTBA juga membeli batubara dari

perusahaan lain, seperti PT Bukit Asam Prima, sebanyak 1.495.296 ton pada tahun 2012. Total

produksi dan pembelian batubara PTBA mencapai 15.462.130 ton. Dari total produksi dan

pembelian tersebut, 8.435.302 ton batu bara dijual di pasar domestik dan 6.900.581 ton batubara

diekspor ke luar negeri. Total ekspor batubara PTBA ini meningkat setiap tahunnya seiring

dengan peningkatan produksi dan pembeliannya. PTBA saat ini memiliki sumberdaya batubara

sekitar 7,30 milyar ton dan cadangan tertambang 1,99 miyar ton. Dengan asumsi produksi PTBA

20 juta ton per tahun, maka ketersediaan batu bara PTBA masih cukup hingga 465 tahun

mendatang.


8 dari 41

2.1.2 Komposisi Umpan

Komposisi batubara PT Bukit Asam berdasarkan analisis proksimat ditunjukkan oleh Tabel 2.1 dan

berdasarkan analisis ultimat ditunjukkan oleh Tabel 2.1.

Tabel 2.1. Komposisi batubara PTBA berdasarkan analisis proksimat

Parameter Nilai

Calorific Value

4550-5500 kcal/kg ,ar

Total Moisture 0.5%vol, ar

Ash 8%, adb

Volatile Matter 39%, adb

Fixed Carbon 38%, adb

Internal Moisture 15%, adb

Gas sintesis yang akan dijadikan memiliki komposisi tertentu dan rasio tertentu. Rasio hidrogen terhadap karbon monoksida adalah sebesar 2. Komposisi gas sintesis yang akan dijadikan metanol dan komposisi metanol umpan reaktor dehidrasi disajikan pada Tabel 2.2 dan 2.3.

Tabel 2.2 Komposisi Gas Sintesis Umpan Reaktor Sintesis Metanol

Senyawa Persen Mol

CO 30.29%

H2 64.41%

CO2 0.60%

H2O 4.64%

CH4 0.06%

Tabel 2.3 Komposisi Metanol Umpan Reaktor Dehidrasi Metanol

Senyawa Persen Mol

CO 0.40%

H2 1.22%

CO2 0.35%

H2O 12.02%

CH4 0.02%

CH3OH 85.98%

2.1.3 Kondisi Umpan

Umpan batubara yang dipakai berjenis low rank coal yang mengandung kadar air yang cukup

banyak. Umpan yang digunakan dalam proses gasifikasi memiliki spesifikasi sebagai berikut:

Kadar air : 30%

Temperatur : ambien


9 dari 41

Tekanan : 1 atm

Ukuran :


10 dari 41

H2

CO2

2.2.3 Spesifikasi Limbah Buangan

Limbah yang terbentuk selama proses pembuatan DME adalah

Partikulat : Max 400 mg/m3

SOx di udara : Max 1500 mg/m3

NOx di udara : Max 1700 mg/m3

Amonia : Max 1 mg/m3

Abu Batubara

Tar

Metanol (terlarut dalam air, tumpahan, uap)

DME (uap, tumpahan, out of spec)

2.3 Sistem Utilitas

2.3.1 Sistem penyediaan panas

Kebutuhan panas dipasok dari batubara dan syngas hasil proses gasifikasi.

Sumber penyediaan panas Syngas hasil gasifikasi yang tidak bereaksi (purge gas), pembakaran batubara pada boiler

Sumber penyediaan panas start-up Burner pada Gassifier Unit dengan bahan bakar batubara

Batubara yang digunakan 10% dari total batubara yang digunakan dalam proses

2.3.2 Sistem penyediaan air

Kebutuhan air diperoleh dari sungai dan laut.

Sumber air : Air sungai

Lokasi : Way Katibung dan air laut dari Selat Lampung

2.3.3 Standart Kualitas Air Proses

Tabel 2.3. menunjukkan kualitas air de-mineralisasi untuk kebutuhan BFW.

Table 2.3. Kualitas De-mineralized Water

No. Parameter Nilai

1. Conductivity @25oC (after ion exchange) Max 0,2 S/cm

2. pH 6-8

3. Hardness Max 10 ppm(w) CaCO3

4. Turbidity Max 3

No Parameter Nilai


11 dari 41

5. Chloride Max 0,02 ppm(w) Cl

6. Silica Max 20 ppb(w) SiO2

7. Total Iron / Total Copper / Permanganate Trace

8. Oxygen Max 0.1 ppm(w) O3

2.3.4 Media Pendingin

Media pendingin yang digunakan adalah air yang diperoleh dari sungai dan laut.

Pendingin Syngas : air pendingin

Pendingin proses dehidrasi metano l : air pendingin

2.3.5 Media Pemanas

Media pemanas yang digunakan diperoleh dari pemanfaatan panas reaksi eksotermis dehidrasi

metanol, gas cerobong, dan steam.

Pemanfaatan gas cerobong

Steam dehidrasi metanol

Pemanfaatan Panas Keluaran Reaktor atau Distilasi (Heat Integration)

3 INFORMASI LINGKUNGAN

3.1.1 Gas Buang

Emisi yang dihasilkan dari proses pembuatan DME dari batubara dengan Indirect Process

disajikan dalam Tabel 3.1.

Tabel 3.1. Gas Effluent dan Batas Emisi

Sumber Metode Pengolahan Batas Emisi/Regulasi

Gas cerobong pembakaran

batubara

Dibuang ke atmosfer Kepmen LH No.13/1995

Purging gas, pemisahan

syngas

Scrubber

Uap Metanol dan DME Dibuang ke lingkungan Peraturan Pemerintah No.32/2001


12 dari 41

3.1.2 Limbah Cair

Limbah cair yang dihasilkan dari proses disajikan dalam Tabel 3.2

Tabel 3.2 Liquid Effluent dan Batas Emisi

Sumber Metode Pengolahan Batas Emisi/Regulasi

Quenching dari Gasifier dan

scrubber Diolah di WTP Peraturan Pemerintah No.82/2001

Tar removal

Diolah di WTP dengan

biological treatment, atau

dimasukkan kembali ke

kolom gasifikasi.

Peraturan Pemerintah No.32/2001

Air utilitas, blowdown boiler Diolah di WTP Kepmen LH No.110/2003

Tumpahan Metanol dan

DME Ditampung dalam WTP Peraturan Pemerintah No.32/2001

3.1.3 Limbah Padat

Limbah padat yang dihasilkan dari proses disaikan dalam Tabel 3.3.

Tabel 3.3 Solid Effluent dan Batas Emisi

Sumber Metode Pengolahan Batas Emisi/ Regulasi

Abu Batubara Ditimbun, dijual, dijadikan

penguat aspal Peraturan Pemerintah

No.32/2001 Katalis sisa

Diolah oleh Lembaga

Pengelolaan B3

4 BASIS PEMILIHAN BAHAN

Senyawa yang akan diolah adalah Batubara, syngas, metanol, dan DME. Sifat bahan yang diolah

selama proses diberikan pada Tabel 4.1.

Tabel 4.1. Sifat Bahan sebagai Acuan Pemilihan Material

Sifat/Bahan Batubara Syngas Metanol DME

Fasa Padat Gas Cair Gas

Sifat Korosi

Tidak korosif,

kecuali

kandungan sulfur

dalam batubara

Tidak korosif Tidak korosif Tidak korosif


13 dari 41

Sifat bahan bahan yang digunakan tidak memiliki potensi tinggi untuk mengakibatkan korosi, kecuali

pada pengolahan batubara hingga sulfur dan air dihilangkan. Oleh sebab itu, bahan yang dipilih

pada proses yang melibatkan bahan korosif adalah stainless steel, sedangkan material lain yang

digunakan dalam proses yang tidak korosif adalah carbon steel (CS1080 dengan Tensile Strength

800-1310 MPa).

5 PERHITUNGAN KEEKONOMIAN SEDERHANA (GPM)

Perhitungan keekonomian sederhana pabrik DME dilakukan dengan menghitung total penjualan

DME (DME Sales) dikurangi dengan total pengeluaran pabrik (Total Expense). Total Expense

dihitung dari penjumlahan Raw Material Expense dan Personnel Cost. Perhitungan keekonomian

sederhana pabrik DME dapat dilihat pada Tabel 5.1.

Tabel 5.1. Perhitungan Keekonomian Sederhana Pabrik DME

RAW MATERIAL EXPENSE

Raw Coal Price USD/ton 48,67

Raw Coal Rate ton/yr 602250

Expense for Raw Coal MMUSD/yr 29,31

PERSONNEL COST

Standard Operator Cost USD/operator.yr 2000

Crusher Operators operator/shift 0,50

Gasifier Operators operator/shift 0,50

Separator Operators operator/shift 0,35

Reactor Operators operator/shift 0,50

Total Shift per Year shift 245

Total Personnel Cost MMUSD/yr 1,15

OTHER COSTS MMUSD/yr

TOTAL OPERATING EXPENSE MMUSD/yr 30,46

DME SALES

DME Price USD/ton 1000,00

DME Product Rate ton/yr 400000

DME Sales MMUSD/yr 400,00


14 dari 41

DME Sales - Total Expense MMUSD/yr 369,54

Dari perhitungan keekonomian sederhana ini dapat disimpulkan bahwa pabrik DME yang akan

dirancang menggunakan bahan baku dari PTBA menguntungkan secara ekonomi.

6 NERACA MASSA & ENERGI (BFD)

Unit operasi yang terdapat pada pabrik DME diantaranya pretreatment batubara, gasifier, separator,

reaktor, dan distilasi. Diagram alir blok pabrik DME dari metanol disajikan pada gambar 6.1

Gambar 6.1 Diagram Alir Blok Proses Produksi Dimetil Eter (DME) dari Batubara

Umpan batubara kelas rendah sebanyak 209 ton/jam dengan kadar air tinggi dimasukkan ke dalam

unit pretreatment and crushing yang bertujuan untuk menghilangkan kadar air dari batubara dan

memperkecil ukuran batubara menjadi serbuk. Setelah itu, batubara dimasukkan ke dalam gasifier

untuk melangsungkan proses gasifikasi menjadi gas sintesis pada temperatur 1037oC dan tekanan

1 bar.

Ke dalam gasifier dimasukkan oksigen dan kukus sebagai reaktan untuk melangsungkan reaksi.

Produk yang terbentuk yaitu gas sintesis, abu, dan tar. Tar dikeluarkan melalui bagian bawah

reaktor sedangkan abu dan gas sintesis dipisahkan melalui separator padat gas. Gas sintesis yang

terbentuk memiliki rasio mol hidrogen dan karbon monoksida sebesar 0.56. Untuk meningkatkan

rasio hidrogen dan karbon monoksida, dilakukan proses water gas shift pada temperatur 391oC dan

tekanan 19.61 bar dengan konversi reaksi 50%.

Gas sintesis yang sudah bebas pengotor dimasukkan ke dalam reaktor sintesis metanol. Reaksi

yang dilangsungkan bersifat eksoterm sehingga diperlukan pendingin agar temperatur reaksi


15 dari 41

berlangsung pada 260oC. Reaksi dilangsungkan pada reaktor unggun tetap dan reaksi berfasa gas.

Katalis yang digunakan adalah berbasis tembaga. Konversi kesetimbangan yang dapat dicapai

adalah sekitar 75%. Tekanan reaksi yang dilangsungkan adalah 107 bar.

Produk metanol dari reaktor sintesis metanol kemudian dipisahkan dari gas sintesis dengan

menggunakan separator. Metanol cair kemudian dimasukkan ke dalam reaktor dehidrasi metanol

dengan kemurnian 85%. Reaktor ini berjenis unggun tetap adiabatik yang dilengkapi dengan

pendingin. Reaksi dilangsungkan pada tekanan 107 bar dan temperatur 280oC dengan

menggunakan katalis zeolite. Konversi kesetimbangan yang dapat dicapai mencapai 85%.

Produk dimetil eter (DME) yang berfasa gas kemudian diturunkan temperaturnya menjadi 150oC

dam tekanannya menjadi 35 bar. Produk kemudian dipisahkan dengan cara distilasi sebanyak 2

tahap. Tahap pertama, proses distilasi memisahkan DME dengan air dan metanol. DME keluaran

kolom distilasi memiliki kemurnian 99.5%vol dengan kapasitas 50000 ton/jam. Tahap kedua, air dan

metanol yang keluar dari bottom didistilasi. Distilat yang terbentuk adalah metanol dengan

kemurnian 98% dan bottom yang terbentuk adalah air.


16 dari 41

DAFTAR PUSTAKA

1. Ahlers, B. 2013. Cooled reactor for the production of dimethyl ether from methanol. WO

2013041516 A2. Patent.

2. Babbitt, Robert P. Coal Gasification Process. US 4,013,428, 1977.

3. Bayuseno, A.P. Sulistyo. 2008. Pengaruh Sifat Fisik dan Struktur Mineral Batu Bara Lokal Terhadap

Sifat Pembakaran. Semarang : Universitas Diponegoro.

4. Bland, Alan E. dkk. Efficient Low Rank Coal Gasification, Combustion, and Processing System and

Methods. US0056431, 2012.

5. Breault, R.W. 2010. Gasification Processes Old and New: A Basic Review of the Major

Technologies. Energies (3) 216-240.

6. Haugaard, Jesper; Voss, Bodil. Process For The Synthesis of A Methanol/Dimethyl Ether Mixture

From Synthesis Gas. US 6,191,175 B1, 2001.

7. Japan DME Forum. 2007. DME Handbook. Japan: Ohmsha Ltd

8. Kementrian Energi dan Sumber Daya Mineral Republik Indonesia. 2013. Standar dan Mutu

(Spesifikasi) Bahan Bakar Gas Jenis Dimetil Eter Untuk Rumah Tangga dan Industri Yang

Dipasarkan di Dalam Negeri. ESDM

9. Larson, Eric D; Tingjin, Ren. Synthetic Guel Production By Indirect Coal Liquefaction, Energy for

Sustainable Development 7(4), 2013, 79-102.

10. New Energy and Industrial Technology Development Organization (NEDO), 2006. Clean coal

technologies in Japan. Tokyo: NEDO.

11. Ohno, Yotaro. A New DME Production Technology and Operation Result, Japan: NKK Corporation

12. Priyanto, Unggul. Current Status of Dimethyl Ether (DME) As Fuel In Indonesia. Badan Pengkajian

dan Penerapan Teknologi

13. PT. Bukit Asam. 2012. Laporan Tahunan 2012: Mempertajam Keunggulan. PT. Bukit Asam

14. Speight, James G. 2013. The Chemistry and Technology of Coal. USA: CRC Press

15. Taryono. 2013. The Challenges of Infrastructures and Distribution of the Kerosene to LPG

Conversion Program in Indonesia. Jakarta: PT Pertamina

16. Tirtosoeketjo, Soedjoko. 2006. Low Rank Coal and Its Contribution to the Energy Development in

Indonesia. Indonesian Coal Mining Association.

17. Winarto, Tri. Drebenstedt, Carsten. 2014. Opportunity of Low Rank Coal Development in Indonesia.

18. Visagie, J.P. 2008. Generic gassifier modelling: evaluating model by gassifier type. Dessertation.

University of Pretoria.


17 dari 41

LAMPIRAN A Lokasi Pabrik

Pertimbangan pemilihan Kawasan Industri Wilayah Industri Katibung, Desa Tarahan, Kecamatan

Katibung, Kabupaten Lampung Selatan, Lampung memperhatikan aspek-aspek berikut.

a. Bahan Baku

Bahan baku yang digunakan dalam pembuatan DME adalah batubara peringkat rendah yang

dipasok dari Bukit Asam Lampung Selatan. PT.Bukit Asam terletak 6 km dari Kawasan Industri

Katibung dan dapat dicapai selama 10 menit dengan kendaraan darat (truk). Pengangkutan

bahan baku juga dapat dilakukan dengan menggunakan konveyor dari dermaga.

b. Utilitas

Tarahan dilewati daerah aliran sungai (DAS) Way Katibung, dan berada pada selat Lampung.

Tersedia 1 PDAM dan 1 PLTU di wilayah tersebut. Untuk kebutuhan utilitas lain seperti BFW,

steam dan sebagainya, lokasi Tarahan strategis karena berada pada wilayah industri maritim

yang terdiri atas Pabrik Pembuatan kapal, recycle kapal, tempat penampungan sementara

minyak, batubara, dan sebagainya.

c. Pasar

DME yang dihasilkan dapat digunakan sebagai campuran bahan bakar LPG. Wilayah Tarahan

berada pada Selat Lampung, sehingga memudahkan distribusi DME ke pasar. Pasar DME

berada di Region II distribusi LPG pertamina, dan dapat dicampurkan di Tempat Penampungan

Sementara LPG yang terletak di Kabupaten Tanggamus, Teluk Semangka, 100km melalui jalur

darat.

d. Fasilitas Pendukung

Kabupaten Tanggamus memiliki 1 buah Pelabuhan, yaitu Pelabuhan Panjang. Disamping itu,

wilayah perkotaan Tarahan memiliki sarana transportasi dan kondisi jalan yang baik, rel kereta

api, mudah terjangkau, adanya Rumah Sakit, sekolah, dan tempat Ibadah, serta sarana

rekreasi. Penyediaan air bersih untuk kebutuhan rumah tangga dapat dipasok dari 1 buah

PDAM.

e. Kondisi Terkait

Kondisi ekonomi masyarakat sekitar Tarahan meningkat dari tahun ke tahun dengan populasi

yang semakin tinggi. Wilayah Tarahan berlokasi di pinggir laut sehingga dapat dibuat dermaga

untuk memudahkan transportasi bahan baku dan produk DME. Lokasi Tarahan yang berada di

sekitar Selat Sunda merupakan lokasi strategis perdagangan dan industri.


18 dari 41

LAMPIRAN B-Basis dan Filosofi Perancangan

B.1. Basis Perancangan

B.1.1. Spesifikasi Umpan dan Produk

Basis perancangan pabrik dimetil eter dari batubara terdiri dari spesifikasi produk dimetil eter

(DME), spesifikasi umpan batubara, dan spesifikasi gas sintesis. DME produk dialirkan dalam fasa

cair dan bertekanan 30 bar pada temperatur kamar 30oC. DME tersebut kemudian akan dicampur

dengan LPG dengan persentase volum 20% DME dan 80% LPG. Spesifikasi tersebut disajikan

pada tabel B1, B2, dan B3.

Tabel B1. Spesifikasi Produk Dimetil Eter (DME)

Parameter Nilai

Kandungan DME

99.5%vol

Kandugan Metanol + Air

0.5%vol

Kapasitas Produksi 400000 ton/tahun

Tabel B2. Spesifikasi Batubara Low Rank

Parameter Nilai

Calorific Value

4550-5500 kcal/kg ,ar

Total Moisture 0.5%vol, ar

Ash 8%, adb

Volatile Matter 39%, adb

Fixed Carbon 38%, adb

Komposisi

C 60.83%wt, db

H 4.45%wt, db

N 1.08%wt, db

Cl 0.15%wt, db

S 1.08%wt, db

O 15.82%wt, db

Moisture 34.90%wt


19 dari 41

Tabel B3. Spesifikasi Gas Sintesis hasil Gasifikasi

Parameter Nilai

C 0.46%mol

O2 0%mol

CO2 0.16%mol

CO 63.05%mol

H2 35.91%mol

CH4 0.07%mol

H2O 0.36%mol

B.1.2. Spesifikasi Proses

Spesifikasi proses produksi dimetil eter dari batubara terdiri dari penentuan kondisi-kondisi operasi

untuk berbagai peralatan proses. Kondisi operasi reaktor-reaktor yang terdapat pada proses

pembautan dimetil eter disajikan pada tabel

Tabel B4. Kondisi Operasi Proses Gasifikasi

Kondisi Operasi Nilai

Temperatur 900-1037oC

Tekanan 1-10 bar

Tabel B5. Kondisi Operasi Proses Water Gas Shift



Tekanan 19-20bar

Konversi 50-60%

Tabel B6. Kondisi Operasi Proses Sintesis Metanol



Tekanan 80-107 bar

Konversi 86%

Tabel B7. Kondisi Operasi Proses Dehidrasi Metanol


Temperatur 280oC

Tekanan 20-100 bar

Konversi 85%


20 dari 41

Spesifikasi proses lain yang ditetapkan adalah sebagai berikut:

Media pendingin yang digunakan adalah menggunakan air sungai atau udara yang mampu

mendinginkan hingga 35oC.

Rasio maksimum kompresor adalah sebesar 3-4 dengan efisiensi politropik 78.5%.

Rasio hidrogen dan karbon monoksida adalah 2 3 untuk proses sintesis metanol.

Turun tekan pada tube penukar panas adalah sebesar 5 psi dan pada shell sebesar 2 psi.

Rasio purging yang ditetapkan adalah 5% dari total aliran.

Minimum approach dari heat exchanger ditetapkan sebesar 10oC.

B.1.3. Reaksi dan Katalis

Reaksi yang terjadi pada proses pembuatan dimetil eter (DME) dibagi menjadi empat, diantaranya

adalah reaksi gasifikasi, reaksi water gas shift, reaksi sintesis metanol, dan reaksi dehidrasi

metanol. Reaksi gasifikasi terdiri dari empar reaksi, diantaranya reaksi oksidasi, gasifikasi kukus,

bouduard, dan metanasi. Reaksi gasifikasi adalah sebagai berikut:

Oksidasi : C+O2 CO2 (H298=-394 kJ/mol)

Gasifikasi kukus : C+H2O CO+H2 (H298=131 kJ/mol)

Reaksi Bouduard : C+CO2 2CO (H298=172 kJ/mol)

Reaksi Metanasi : C+2H2 CH4 (H298=-74.8 kJ/mol)

Reaksi water gas shift adalah reaksi pergeseran air pada temperatur 300-400oC dan tekanan 20 bar

dengan bantuan katalis Fe2O3 atau Cr2O3. Karbon monoksida yang terbentuk dari proses gasifikasi

akan dikonversikan menjadi karbon dioksida dan hidrogen sampai rasio H2/CO adalah 2. Reaksi

water gas shift adalah sebagai berikut:

CO+H2O CO2+H2 (H298=-41.2 kJ/mol)

Reaksi yang terjadi pada sintesis metanol adalah reaksi fasa gas antara karbon monoksida dan

hidrogen sehingga menghasilkan metanol. Reaksi ini adalah reaksi eksoterm dan terjadi dengan

bantuan katalis berbasis tembaga. Konversi reaksi ini adalah 80-90%. Reaksi yang terjadi adalah

sebagai berikut:

CO+2H2 CH3OH (H298=-92 kJ/mol)

Reaksi dehidrasi metanol adalah reaksi pelepasan molekul air dari senyawa metanol. Reaksi ini

juga bersifat eksotermis dan berfasa gas. Konversi reaksi ini adalah 80-90%. Katalis yang

digunakan dalam proses ini adalah katalis zeolite. Reaksi yang terjadi adalah sebagai berikut:

2CH3OH CH3OCH3 + H2O (H298=-23 kJ/mol)


21 dari 41

B.2 Filosofi Perancangan

Filosofi perancangan terdiri atas ugeran-ugeran yang digunakan untuk membantu dalam

perancangan proses dan filosofi dari proses yang dilakukan untuk memproduksi dimetil eter.

B.2.1. Ugeran-Ugeran (Heuristics)

Ugeran adalah kaidah-kaidah yang digunakan untuk merancang proses pembuatan dimetil eter dari

batubara. Ugeran yang ditentukan adalah dalam pemilihan bejana proses, bejana tekan, kompresor,

penukar panas, dan distilasi. Ugeran-ugeran untuk proses adalah sebagai berikut:

1. Bejana Proses

Bejana cair biasanya berbentuk horizontal.

Bejana gas biasanya berbentuk vertikal.

Waktu holdup adalah 5 menit untuk half-full reflux.

Kecepatan gas pada pemisah gas dan cair ditentukan dengan

m/s dengan k adalah

0.11 untuk sistem mesh deentrainer dan k=0.0305 tanpa mesh deentrainer.

Siklon dapat memisahkan sampai 95% partikel berukuran 5 m.

2. Bejana Tekan

Temperatur desain bejana tekan antara -30oC dan 345oC adalah 25oC diatas kondisi temperatur

maksimum.

Tekanan desain adalah 10% atau 0.69-1.7 bar diatas tekanan maksimal operasi.

Ketebalan dinding minimum adalah sebesar 6.4 mm (0.25 in) untuk diameter 1.07 m (42 in) dan

kurang dari 8.1 mm (0.32 in) untuk diameter 1.07-1.52 m (42-60 in), dan 11.7 mm (0.38 in)

untuk diameter lebih dari 1.52 m (60 in).

Corrosion allowance ditetapkan sebesar 8.9 mm untuk kondisi yang korosif, 3.8 mm untuk

aliran non-korosif, dan 1.6 mm untuk tangki kukus.

3. Kompresor

Rasio kompresi dari pengkompresian multi tahap adalah sama pada tiap tahapnya.

Efisiensi dari kompresor reciprocating adalah 65% pada rasio kompresi 1.5, 75% pada rasio

kompresi 2, dan 80-85% pada rasio kompresi 3-6.

Efisiensi dari kompresor sentrifugal pada laju 2.83-47.2 m3/s pada suction adalah sebesar 76-

78%.

4. Penukar Panas

Minimum temperature approach adalah 10oC untuk cairan dan 5oC untuk refiregeran.

Temperatur masuk air pendingin adalah 30oC dan maksimum outlet 45oC.

Koefisien perpindahan panas: water to liquid 850 W/m2oC, kondensor 850 W/m2oC, liquid to

liquid 280 W/m2oC, liquid to gas 60 W/m2oC, gas to gas 30 W/m2oC, reboiler 1140 W/m2oC.


22 dari 41

5. Distilasi

Rasio reflux optimum adalah pada rentang 1.2 1.5 kali rasio reflux minimum.

Tangki reflux biasanya adalah horizontal dengan holdup 5 menit.

B.2.2. Filosofi Proses

Dimetil eter yang diproduksi digunakan untuk dicampur dengan LPG sebanyak 20%. Kapasitas

produksi dimetil eter adalah 400,000 ton per tahun. Angka kapasitas ini diambil berdasarkan jumlah

impor LPG Indonesia yaitu sebesar 2.19 juta ton pada tahun 2013. Pencampuran DME dengan LPG

tentunya akan mengurangi jumlah impor LPG Indonesia. Dengan pencampuran DME dan LPG,

impor LPG akan berkurang menjadi 1.3-1.5 juta ton per tahun.

Umur pabrik yang ditetapkan adalah 10 tahun disebabkan proyeksi peningkatan permintaan LPG

Indonesia sampai 2020 sebagai bahan bakar sehingga kebutuhan dimetil eter pun akan meningkat.

Proyeksi permintaan dan penawaran LPG di Indonesia disajikan pada gambar B1.

Gambar B1. Proyeksi Permintaan dan Penawaran LPG di Indonesia (Taryono, 2013)

Proses produksi dimetil eter dari batubara dilaksanakan pada konfigurasi kontinu disebabkan

kapasitas produksi yang besar (400,000 ton/tahun) yang sangat tidak ekonomis jika dilaksanakan

pada konfigurasi partaian. Rasio turndown yang ditetapkan adalah sebesar 0.6. Hal ini disebabkan

pada proses produksi DME, digunakan kolom distilasi sieve tray yang memiliki rasio turndown

sebesar 0.5. Untuk faktor keamanan, rasio ditambah 0.1 sehingga menjadi 0.6.


23 dari 41

LAMPIRAN C-Ketersediaan Bahan Baku

Bahan baku yang digunakan untuk pabrik DME ini adalah low rank coal (LRC). LRC merupakan

batubara yang memiliki jumlah kalori 6100 Kkal/kg) = 1.655 juta ton (5,9%)

3. Medium Quality Coal (5100 6100 Kkal/kg) = 16.128 juta ton (57,5%)

4. Low Rank Quality Coal (


24 dari 41

LAMPIRAN D- Penawaran dan Permintaan DME

Dimetil eter (DME) adalah senyawa eter paling sederhana yang memiliki rumus kimia CH3OCH3.

Karakteristik dan sifat fisik dimetil eter disajikan pada tabel D1.

Tabel D1. Karakteristik Dimetil Eter dan Propane (Ohno, 1999)

Karakteristik DME Propana

Titik Didih (oC) -25.1 -42

Densitas cair (g/cm3 @20oC) 0.67 0.49

Viskositas cair (kg/m.s @25oC) 0.12-0.15 0.2

Specific gravity gas 1.59 1.52

Tekanan uap (MPa @25oC) 0.61 0.93

Batas ledakan (%) 3.4-17 2.1-9.4

Angka setan 55-60 5

Nilai kalor net (kcal/Nm3) 14200 21800

Nilai kalor net (kcal/kg) 6900 11100

DME pada umumnya digunakan sebagai pengganti LPG sebagai bahan bakar gas dan dapat

digunakan pada mesin diesel. Dapat dilihat pada karakteristik DME, DME memiliki nilai kalor net

yang lebih rendah daripada propana yaitu sekitar 14200 kcal/Nm3. Namun demikian, DME memiliki

batas ledakan yang lebih besar daripada propana sehingga DME lebih aman dalam hal kebocoran

(leakage). Penggunaan DME untuk menggantikan bahan bakar konvensional disajikan pada tabel

D2.

Tabel D2. Penggunaan DME pada Berbagai Sektor (Ohno, 1999)

Sektor Bahan Bakar

Konvensional

Banhan Bakar Sintetik

Rumah tangga dan

komersial

Batubara, kerosene, gas

alam, LPG

DME

Transportasi Bensin, LPG, solar MTG, DTG, metanol,

etanol. CNG, DME

Pembangkit listrik Batubara, gas alam, LPG DME, metanol

Berdasarkan gambar D3, impor LPG di Indonesia mengalami peningkatan yang signifikan dari tahun

ke tahun. Pada tahun 2013, total impor LPG di Indonesia mencapai 2.19 juta ton dan total jumlah

LPG di Indonesia adalah 4.39 juta ton. Jumlah tersebut adalah sekitar 50% dari total seluruh LPG di

Indonesia. Untuk mengurangi volume impor LPG, dapat dilakukan pencampuran LPG dengan DME

sebanyak 15-20%vol (gambar D4). Volume impor LPG dengan mencapur DME dengan LPG

sebanyak 20% dapat berkurang sebesar 36% (Priyanto, 2011).


25 dari 41

Gambar D3. Produksi, Impor, Ekspor, dan Konsumsi dari LPG di Indonesia (Priyanto, 2011)

Gambar D4. Kurva Produksi LPG dan DME serta Impor LPG (Priyanto, 2011)


26 dari 41

Gambar D5. Kurva Nilai Bakar LPG terhadap Persentase DME dalam LPG (Priyanto, 2011)

Pencampuran DME dengan LPG akan mengurangi nilai kalor pembakaran. Pada komposisi DME

20%, nilai kalor pembakaran total adalah 10615 kcal/kg, lebih rendah dari kalor pembakaran LPG

(11100 kcal/kg). Semakin tinggi persen DME, nilai kalor akan semakin menurun seperti yang

ditampilkan pada gambar D5 (Priyanto, 2011). Namun pencampuran DME dengan LPG dapat

memberikan manfaat diantaranya dapat mengurangi emisi CO2 sebanyak 30-80% dan mengurangi

emisi NOx sebanyak 5-15% sebagai hasil pembakaran.


27 dari 41

LAMPIRAN E-Keekonomian

Perhitungan keekonomian sederhana dilakukan dengan menghitung total penjualan DME (DME Sales)

dikurangi dengan total pengeluaran pabrik (Total Expense). Perhitungan ini dilakukan untuk menentukan

secara dasar apakah suatu pabrik layak untuk dibangun atau tidak.

E.1. Total Expense

Expense for Raw Coal atau pengeluaran untuk bahan baku batubara dihitung dengan mencari

harga batubara (Raw Coal Price) dan memperkirakan laju alir masukan batubara (Raw Coal Rate).

Perhitungannya dilakukan menggunakan persamaan berikut.

Di mana

Expense for Raw Coal = Total pengeluaran untuk bahan baku (MMUSD/yr)

Raw Coal Price = Harga batubara per satuan masa batubara (USD/ton)

Raw Coal Rate = Laju alir masukan batubara (ton/yr)

Contoh perhitungan Expense for Raw Coal

Diketahui :

Raw Coal Price = 48,67 USD/ton

Raw Coal Rate = 602250 ton/y

Maka perhitungan Expense for Raw Coalnya adalah

Total Personnel Cost atau total pengeluaran untuk pekerja pabrik dihitung dengan mencari gaji

standar seorang operator pabrik (Standard Operator Cost), menentukan alat alat apa yang akan

digunakan di dalam pabrik, menentukan jumlah operator untuk masing masing alat per shift

(Operators for Equipmentn), dan menentukan jumlah shift per tahun (Total Shift per Year).

Perhitungannya dilakukan menggunakan persamaan berikut.

(

)

Di mana

Total Personnel Cost = Total pengeluaran untuk pekerja pabrik (MMUSD/yr)

Standard Operator Cost = Gaji standar seorang operator pabrik (USD/operator.year)


28 dari 41

Operators for Equipmentn = Jumlah operator untuk alat n per shift (operator/shift)

Total Shift per Year = Jumlah shift per tahun (shift)

Contoh Perhitungan Total Personnel Cost

Diketahui :

Standard Operator Cost = 2000 USD/operator.year

Operators for Crusher = 0,50 operators/shift

Operators for Gasifier = 0,50 operators/shift

Operators for Separator = 0,35 operators/shift

Operators for Reactor = 0,50 operators/shift

Total Shift per Year = 245 shift

Maka perhitungan Total Personnel Costnya adalah

( )

Other Costs atau pengeluaran lainnya dihitung apabila ada pengeluaran lain yang perlu

ditambahkan. Namun karena untuk saat ini belum ada pengeluaran lain yang perlu ditambahkan

maka Other Costs untuk pabrik DME ini tidak ditambahkan.

Total expense atau total pengeluaran pabrik dihitung dengan menambahkan total pengeluaran

untuk bahan baku batubara (Expense for Raw Coal), pengeluaran untuk pekerja pabrik (Total

Personnel Cost), dan pengeluaran lainnya (Other Costs). Berikut persamaan yang digunakan.

Di mana

Total Expense = Total pengeluaran pabrik (MMUSD/yr)

Expense for Raw Coal = Pengeluaran untuk bahan baku batubara (MMUSD/yr)

Total Personnel Cost = Total pengeluaran untuk pekerja pabrik (MMUSD/yr)

Other Costs = Pengeluaran pengeluaran lainnya (MMUSD/yr)

Contoh Perhitungan Total Expense

Diketahui :

Expense for Raw Coal = 29,31 MMUSD/yr

Total Personnel Cost = 1,15 MMUSD/yr

Other Costs = 0

Maka perhitungan Total Expensenya adalah


29 dari 41

E.2. DME Sales

Perhitungan DME Sales dilakukan dengan menghitung mencari harga DME dan memperkirakan

total produksi pabrik DME yang akan dibuat. Perhitungannya dilakukan menggunakan persamaan

berikut.

Di mana

DME Sales = Total harga penjualan DME (MMUSD/yr)

DME Price = Harga DME per satuan massa DME (USD/ton)

DME Product Rate = Perkiraan laju produksi pabrik DME (ton/yr)

Contoh Perhitungan DME Sales

Diketahui :

DME Price = 241,5 USD/ton

DME Product Rate = 400000 ton/yr

Maka perhitungan DME Salesnya adalah

E.3. Total Keuntungan

Total keuntungan dihitung dari total penjualan DME (DME Sales) dikurangi dengan total

pengeluaran pabrik (Total Expense). Berikut persamaan yang digunakan.

Contoh Perhitungan Total Keuntungan

Diketahui :

DME Sales = 96,60 MMUSD/yr

Total Expense = 30,46 MMUSD/yr

Maka perhitungan total keuntungannya adalah


30 dari 41

LAMPIRAN F-Teknologi Pembuatan DME melalui Indirect Synthesis

Proses pembuatan DME dengan bahan baku batubara melalui Indirect synthesis dilakukan melalui

3 tahapan proses utama:

F.1. Gasifikasi batubara menjadi syngas,

Gasifikasi dilakukan dengan mengubah batubara menjadi gas CO dan H2 pada temperatur tinggi

(700-1200oC) dengan menggunakan media gasifikasi. Umumnya, media gasifikasi yang

digunakan adalah udara, oksigen murni, atau steam. Berbeda dengan pembakaran, pada

proses gasifikasi oksigen yang dipasok tidak berlebih, sehingga terjadi pirolisis bahan baku

(batubara) yang digunakan. Reaksi yang dapat terjadi dalam proses gasifikasi diberikan pada

poin-poin berikut.

2 C + O2 2 CO C+ O2 CO2 C + CO2 2 CO (Boudoards reaction) CO + H2O CO2 + H2 (shift reaction) C + H2O CO + H2 (water gas reaction) C + 2 H2 CH4 2 H2 + O2 2 H2O CO + 2 H2 CH3OH CO + 3 H2 CH4 + H2O (methanation reaction) CO2 + 4 H2 CH4 + 2 H2O C + 2 H2O 2 H2 + CO2 2 C + H2 C2H2 CH4 + 2 H2O CO2 + 4 H2

Pembakaran dengan oksigen dapat terjadi juga pada H2, CO, dan S yang merupakan hasil

reaksi dan senyawa yang terkandung dalam batubara. Hal ini dapat mengakibatkan

terbentuknya H2O, CO2, dan SO2 pada gas hasil gasifikasi. Untuk itu, rangkaian alat gasifikasi

harus dilengkapi dengan pembersihan gas. Reaksi gasifikasi terjadi pada temperatur dan

tekanan yang bervariasi bergantung pada teknologi. Pemilihan teknologi gasifikasi dilakukan

dengan mempertimbangkan bahan baku yang digunakan, jenis reaktor, teknologi yang sudah

ada, limbah yang dihasilkan, kemudahan operasi, dan keekonomian. Perbandingan antara 3

jenis reaktor gasifikasi diberikan dalam Tabel F.1.

Tabel F.1. Perbandingan jenis reaktor gasifikasi

Jenis Gasifier: Fixed Bed Fluidized Bed Entrained Bed

Tekanan Bergantung teknologi

Temperatur (oC) 200-1200 800-1000 1400-1800

Jenis Batubara Non-caking Non-caking Semua jenis

Ukuran umpan (mm) 6-50


31 dari 41

Karakteristik syngas yang dihasilkan dari masing-masing teknologi dapat dilihat pada Tabel F.4

Tabel F.2. Karakteristik Syngas Berdasarkan Teknologi (Speight, 2013)

Proses Komposisi Gas (% v/v)

CO H2 CO2 H2O CH4 H2S H2/CO

Lurgi 9,2 20,1 14,7 50,2 4,7 0,3 2,2

Koppers-Totzek 50,4 33,1 5,6 9,6 0 0,3 0,66

Winkler 25,7 32,2 15,8 23,1 2,4 0,3 1,3

Synthane 10,5 17,5 18,2 37,1 15,4 0,3 1,7

Bi-Gas 22,9 12,7 7,3 48,0 8,1 0,7 0,55

CO2 acceptor 14,1 44,6 5,5 17,1 17,3 0,03 3,2

HYGAS-steam oxygen 18,0 22,8 18,5 24,4 14,1 0,9 1,3

HYGAS-steam-iron 7,4 22,5 7,1 32,9 26,1 1,5 3,0

Dari tiga jenis reaktor gasifikasi yang dapat digunakan (Fixed Bed, Fluidized Bed, dan Entrained

Bed) akan dibandingkan 3 teknologi yang umum digunakan untuk gasifikasi batubara tingkat

rendah. Ketiga teknologi tersebut adalah Lurgi Dry Ash, High Temperature Winkler, dan

Koppers-Totzek.

A. Lurgi Dry Ash (Fixed bed/Moving Bed Reactor)

Reaksi gasifikasi terjadi pada 4 zona dalam reaktor fixed bed, yaitu zona penguapan (100-

250oC), zona pirolisis (250-500oC), zona oksidasi (900-1400oC), dan zona reduksi (~900oC).

Keunggulan dari fixed bed dibandingkan reaktor lain adalah kemudahan dalam operasi dan

harga yang murah. Disamping itu berbagai teknologi menyediakan keunggulan

pembentukan tar yang rendah dalam gas hasil dan pengolahan limbah yang lebih mudah.

Fixed bed umumnya digunakan pada kapasitas produksi yang rendah. Teknologi proses

gasifikasi dengan fixed bed reactor yang telah banyak digunakan antara lain Lurgi (slagging

dan dry ash), Wellman-Galusha, Foster-Wellerstoic, Slagging Fixed bed, dan Woodal

Duckham.

Lurgi merupakan teknologi yang paling sering digunakan untuk proses gasifikasi batubara

tingkat rendah.

Tabel F.3. Karakteristik Teknologi Lurgi Dry Ash (Speight, 2013)

Karakteristik Lurgi Dry Ash

Tekanan, Mpa

Temperatur, oC

Zona Pembakaran

Zona Gasifier

Gas Keluar

Steam/O2 (kg/kg)

O2 (kg/GJ gas)

Kecepatan Bed (m/jam)

Waktu Tinggal (jam)

2,5

980-1370

650-815

370-540

4

17

4

1


32 dari 41

Gambar F.1. Gassifier Lurgi Dry Ash

Gambar F.2. Proses Lurgi Dry Ash

Teknologi Lurgi merupakan moving bed reaktor dengan kondisi operasi seperti ditampilkan

pada Tabel F.3. Steam digunakan untuk memberikan supply hidrogen untuk pembentukan

H2 dan berfungsi sebagai pemasok panas. Disamping itu, panas dihasilkan dari karbon yang

terbakar dalam reaktor. Ayakan berputar (grate) pada dasar reaktor, seperti ditunjukkan


33 dari 41

pada Gambar F.1. berfungsi untuk mensupport batubara, memisahkan abu, mensupply

steam dan oksigen. Dibandingkan dengan teknologi lain, lurgi menghasilkan banyak metana

dalam syngas. Raw syngas masih mengandung tar, minyak,fenol, amoniak, debu batubara,

dan abu. Dalam teknologi ini, diharapkan tidak terbentuk cake pada abu batubara karena

akan sulit untuk dibersihkan. Untuk mencegah pembentukan slag temperatur operasi Lurgi

Dry ash dijaga rendah. Temperatur rendah akan menimbulkan adanya tar dan minyak berat,

sehingga perlu adanya pembersihan syngas lebih lanjut. Gambar F.2. menunjukkan proses

gasifikasi Lurgi dengan proses pembersihan syngas. Beberapa variasi Lurgi dry ash adalah

adanya pengaduk dalam reaktor sehingga mempercepat proses gasifikasi.

B. High Temperature Winkler (fluidized bed reactor)

Berbeda dengan fixed bed, temperatur sepanjang reaktor fluidized bed memiliki

kecenderungan untuk seragam sepanjang reaktor. Dalam reaktor fluidized bed, batubara

atau sumber karbon yang difluidisasi hanya berkisar 5-10% dari total kolom, sisanya

digunakan packing berupa pasir silika yang memiliki konduktivitas panas yang baik sehingga

dapat menjaga keseragaman temperatur sepanjang kolom. Abu hasil pembakaran memiliki

kadar silika yang tinggi, sehingga dapat digunakan sebagai packing. Temperatur dalam

fluidized bed umumnya berkisar antara 800-1000oC bergantung pada teknologinya.

Reaktor fluidized bed dapat digunakan secara kontinu dengan kapasitas besar. Karbon yang

terkonversi cukup tinggi, sekitar 80%, dan dapat lebih tinggi dengan adanya recycle

abu/karbon yang tidak tergasifikasi. Teknologi fluidized bed reactor untuk gasifikasi yang

telah diterapkan antara lain Winkler, Hydarane, Hygas, Synthane, U-gas, Union Carbide

(Coalcon), Westinghouse Pressurized, Carbon Dioxide Acceptor, Agglomerating Burner, dan

COED/COGAS.

Untuk batubara peringkat rendah, teknologi High Temperature Winkler merupakan teknologi

yang paling banyak dipakai. Karakteristik HTW diberikan pada Tabel F.4. Pada proses

Winkler, batubara yang telah digerus dikontakkan dengan steam atau oksigen yang disupply

dari bagian bawah reaktor, seperti ditunjukkan pada Gambar F.4. Di dalam reaktor, terdapat

bed yang terfluidakan dengan tekanan di atas tekanan atmosferik. Gas yang dihasilkan

mengandung lebih sedikit tar dan minyak rantai panjang apabila dibandingkan dengan fixed

bed. Abu yang terbentuk sebanyak 70% terbawa oleh aliran gas, dan sisanya dihilangkan

melalui dasar reaktor. Sisa karbon tidak terbakar akan langsung dikonsumsi oleh steam dan

oksigen yang berada pada dasar reaktor.

Tabel F.4. Karakteristik Teknologi Winkler

Karakteristik Winkler

Tekanan, MPa

Temperatur, oC

Reaktor

Gas Keluar

Steam/Oksidan (kg/kg)

Oksidan (kg/GJ gas)

Waktu Tinggal (jam)

Efisiensi gas dingin (%)

0,1

980

790

0,4-0,6

28

~3

72


34 dari 41

Gambar F.3. Gassifier High Temperatur Winkler

Gambar F.4. Proses High Temperature Winkler

Gambar F.4. menunjukkan proses gasifikasi Winkler disertai dengan pembersihan syngas.

Urutan pembersihan syngas dilakukan dengan 1. Pendinginan syngas dengan heat

exchanger, 2. Pemanfaatan panas dalam Waste Heat Boiler, dan siklon. Selanjutnya

dilakukan pemberihan dengan scrubber, electrostatuc precipitator, dan penghilangan sulfur.


35 dari 41

C. Koppers-Totzek (entrained bed reactor)

Gasifikasi dengan entrained bed reactor terjadi pada temperatur sangat tinggi yakni 1400-

1800oC dalam waktu yang singkat, . Seperti dalam fluidized bed, temperatur dalam entrained

bed seragam sepanjang reaktor. Efisiensinya bagus, hampir 100% dengan kapasitas yang

tinggi. Kelebihan entrained bed adalah karena temperaturnya yang sangat tinggi, reaktor ini

toleran terhadap kadar moisture dalam umpan, dapat memecah tar menjadi senyawa yang

lebih pendek, dan dapat menghindari pembentukan metana. Kelemahan proses dengan

entrained bed adalah biayanya yang cukup mahal dan operasional yang sulit. Selain itu perlu

adanya umpan yang banyak dan recovery panas yang dihasilkan.

Teknologi gasifikasi dengan entrained bed antara lain adalah Koppers-Totzek, Bi-Gas,

Combustion Engineering Entrained Bed, dan Texaco. Gasifikasi dengan entrained bed

umumnya dapat digunakan untuk semua jenis batubara, akan tetapi dengan temperatur

yang sangat tinggi gasifier ini berbahaya untuk digunakan pada batubara yang sangat

reaktif.

Teknologi yang telah digunakan pada batubara tingkat rendah adalah Koppers Totzek.

Kondisi operasi reaktor K-T ditunjukkan pada Tabel F.5.

Tabel F.5. Karakteristik Koppers Totzek

Karakteristik Winkler

Tekanan, MPa

Temperatur, oC

Reaktor

Gas Keluar

Steam (kg/kg batubara)

Oksidan (kg/kg batubara)

Waktu Tinggal (detik)

Efisiensi gas dingin (%)

Atm

1925

1500

0,3-0,34

0,7-0,75


36 dari 41

Gambar F.5. Gassifier Koppers-Totzek

Gambar F.6. Proses Koppers-Totzek

F.2. Pembersihan syngas

Syngas yang telah dihasilkan dari proses gasifikasi masih mengandung produk samping

yang dapat menimbulkan korosi, slagging, atau pencemaran lingkungan sehingga perlu

dihilangkan. Terdapat berbagai metode penghilangan pengotor syngas, seperti ditunjukkan

pada Tabel F.6.


37 dari 41

Tabel F.6. Produk Samping Gasifikasi Batubara dan Cara Pembersihan

Produk Samping Proses Penghilangan

CO2 Scrubbing

H2S Scrubbing, Stertford process, treatment amina, rectisol process

COS,CS Dihilangkan dengan H2S

NH3 Scrubbing, Ammonia stripping

HF,HCl,HCN Scrubbing

Abu Dihilangkan dari Gassifier dan dibuang ke landfill

Partikel tersuspensi Siklon, electrostatic precipitator, scrubbing

Tar, minyak Scrubbing

A. Pemisahan abu

1. Pemisahan dengan siklon

Abu yang terbawa dalam aliran syngas dipisahkan dalam siklon dengan prinsip gaya

sentrifugasi. Abu yang dihasilkan dapat dikumpulkan dan ditangani dalam sistem

pengolahan limbah, atau direcycle kembali ke dalam reaktor, karena masih dimungkinkan

adanya sisa karbon yang belum tergasifikasi.

2. Pemisahan dengan quenching

Pemisahan abu dengan quenching dilakukan dengan menyemprotkan air dingin ke dalam

syngas panas. Perbedaan temperatur yang tinggi dapat mengagetkan partikel sehingga

terbentuk padatan dan jatuh pada dasar gassifier maupun pada siklon.

3. Pemisahan dengan scrubber

Hampir sama dengan quenching, dalam scrubber air atau aliran yang digunakan dalam

scrubber dialirkan dalam reaktor sehingga terbentuk kontak permukaan yang luas, sehingga

abu akan basah dan jatuh ke bagian bawah reaktor dan siklon/scrubber.

B. Pendinginan Syngas

Pendinginan syngas dilakukan dengan menggunakan air pendingin. Syngas yang dipisahkan

dalam siklon merupakan syngas panas dengan temperatur 800-900oC. Pada temperatur

tersebut uap dan senyawa volatil masih berbentuk gas yang terbawa oleh syngas. Pada

temperatur kurang dari 180-200oC tar dan minyak berat akan memiliki wujud cair sehingga

dapat dipisahkan dari syngas. Pada temperatur yang lebih rendah, yakni kurang dari 100oC

air akan menjadi cair, sehingga dapat dipisahkan sebelum memasuki reaktor metanol.

Pendinginan syngas dapat dilakukan dengan heat exchanger maupun boiler apabila panas

yang dihasilkan memenuhi kebutuhan produksi steam dengan boiler.

C. Acid gas removal

Asam yang ada dalam batubara dan mungkin terbentuk selama proses gasifikasi adalah

CO2, H2S, dan dalam jumlah kecil NOx, COS, CS, NH, HF, HCl, serta HCN. Penghilangan

asam dapat dilakukan dengan berbagai cara, seperti ditunjukkan pada Tabel F.7


38 dari 41

Tabel F.7. Metode Penghilangan Asam

Solven/Reaktan Gas yang dihilangkan Proses

A. Absorbsi dengan Solven

20-30% kalium karbonat dalam

larutan air panas dan katalis

15% monoetanolamin dalam air

Metanol dingin

H2S, CO2

Benfield

Amina

Rektisol

B. Adsorbsi padat

Karbon

Logam besi

H2S

Karbon teraktivasi

Penyerapan besi

C. Reaksi Kimia gas asam

Besi oksida

Zink oksida

H2S

Sponge besi

Zink oksida

Pengelolaan gas buang dapat juga dilakukan selama keberjalanan proses. Pada reaktor

fluidized bed, untuk mengurangi kandungan SOx dalam syngas, dapat ditambahkan CaCO3

dalam unggun pasir. Reaksi yang terjadi diberikan pada persamaan berikut.

CaCO3+SO2 CaSO3 + CO2

F.3. Water Gas Shift Conversion

Pada Tabel B.3 diperoleh hasil syngas yang dihasilkan dari proses gasifikasi. Spesifikasi syngas

yang digunakan dalam sintesis metanol memiliki perbandingan H2/CO sebesar 2:1. Untuk

menghasilkan kompsosisi syngas sesuai dengan spesifikasi, dilakukan reaksi Water Gas Shift

Conversion (WGS) dengan mereaksikan CO dan H2O menjadi H2 dan CO2.Reaksi yang terjadi

ditunjukkan pada persamaan berikut.

CO + H2O CO2 + H2 (H298=-41.2 kJ/mol)

Reaksi tersebut merupakan reaksi kesetimbangan yang eksotermis, sehingga temperatur yang

tinggi dapat menurunkan konversi reaksi. Akan tetapi, untuk mengimbangi kinetika reaksi,

digunaan temperatur yang tinggi agar reaksi berjalan dengan cepat. Reaksi dilangsungkan pada

temperatur 300-400oC dan tekanan 20 bar. Temperatur yang dipilih harus lebih tinggi daripada

Dew Temperature campuran air dan syngas, yakni 180oC. Katalis yang dapat digunakan pada

reaksi ini adalah besi kromia (Fe3O4/Cr2O3) berbentuk padatan yang ditumpukkan sebagai

unggun. Dari spesifikasi syngas yang dihasilkan dalam proses gasifikasi, penggunaan satu

temperatur (temperatur tinggi) sudah mencukupi kebutuhan konversi syngas.

Terdapat dua teknologi untuk sintesis Metanol dari syngas dan dehidrasi metanol, diantaranya adalah

teknologi Haldor Topsoe dan teknologi MGC.

F.4. Sintesis metanol dengan syngas (Haldor Topsoe)

Syngas dengan perbandingan H2/CO 2:1 dan telah dihilangkan dari CO2 dan air digunakan

dalam sintesis metanol. Reaksi yang terjadi pada sintesis metanol ditunjukkan pada persamaan

berikut.


39 dari 41

CO+2H2 CH3OH (H298=-92 kJ/mol)

Reaksi ini merupakan reaksi yang eksotermis, sehingga konversi akan lebih besar terjadi pada

temperatur rendah. Tekanan mempengaruhi reaksi karena reaksi terjadi pada fasa gas. Semakin

tinggi tekanan, reaksi akan menghasilkan konversi yang lebih tinggi. Dalam proses ini dipilih

tekanan reaktor sebesar 107 bar dengan temperatur 260oC. Kondisi ini menghasilkan metanol

dengan konversi 86%. Syngas yang sudah tidak digunakan direcycle kembali dan sebagian

dibuang untuk menghindari akumulasi gas pengotor. Katalis yang digunakan dalam reaksi ini

adalah tembaga.

F.5. Dehidrasi metanol menjadi DME (Haldor Topsoe)

Reaksi selanjutnya adalah reaksi dehidrasi metanol menjadi DME. Metanol yang terbentuk pada

proses sebelumnya dipisahkan dari syngas dengan kolom separator. Kemurnian metanol yang

diperoleh adalah 99,7%. Metanol kemudian diumpankan menuju reaktor dehidrasi untuk

pembentukan DME. Reaksi yang terjadi dalam pembentukan DME ditunjukkan pada persamaan

berikut.

2CH3OH CH3OCH3 + H2O (H298=-23 kJ/mol)

Reaksi ini merupakan reaksi yang eksotermis, sehingga untuk menanggulangi temperatur reaksi

yang tinggi, reaktor dapat dilangsungkan pada reaktor unggun tetap adiabatik. Reaksi

dilangsungkan pada tekanan 107 bar dan temperatur 280oC. Katalis yang digunakan dalam

reaksi ini adalah zeolit atau gamma alumina. DME yang terbentuk pada kondisi ini memiliki fasa

gas. Waktu tinggal dalam reaktor adalah 3-7 detik untuk menghindari reaksi lebih lanjut.

Proses pemurnian DME dilakukan dengan dua kali distilasi, yaitu untuk memisahkan DME dari

metanol, dengan kondisi tekanan 35 bar dan temperatur 150oC, dan untuk memisahkan metanol

dan air. DME produk memiliki kemurnia 99,8%, sedangkan metanol yang dipisahkan memiliki

kemurnian 98%. Metanol kemudian didaur ulang menuju reaktor dehidrasi. Skema reaktor

sintesis metanol dan dehidrasi metanol teknologi Haldor Topsoe disajikan pada gambar F.7.

Reaktor R1 pada gambar F.7 adalah reaktor sintesis metanol dan reaktor R2 adalah reaktor

dehidrasi metanol. DME keluaran dipisahkan dengan separator dan syngas didaur ulang ke

reaktor R1 dan produk DME keluar dari bawah separator.


40 dari 41

Gambar F.7 Skema Reaktor Sintesis dan Dehidrasi Metanol Teknologi Haldor Topsoe (Haugard, 2001)

F.6. Sintesis metanol dengan syngas (MGC)

Sintesis metanol dilakukan dengan menggunakan katalis berbasis tembaga dengan temperatur

200-300oC dan tekanan 5-15 MPa. Umur katalis diperkirakan 4-6 bar. Reaksi dilangsungkan

pada reaktor pipa ganda (Super Converter henceforth SPC) (Japan DME Forum, 2007).

Konfigurasi reaktor sintesis metanol disajikan pada gambar F.8.

Gambar F.8 Skema Reaktor Sintesis Metanol Teknologi MGC (Japan DME Forum)


41 dari 41

F.7. Dehidrasi metanol menjadi DME (MGC)

Reaksi dilangsungkan dengan bantuan katalis gamma alumina yang memiliki selektivitas dan

aktivitas yang tinggi. Kapasitas DME dari reaktor ini adalah menghasilkan 6000 ton/tahun DME.

Reaksi dilangsungkan pada temperatur 250-400oC dan tekanan 1-2.5 MPa. Umur katalis

diperkirakan 4-6 tahun. Reaktor dehidrasi metanol dilangsungkan pada reaktor adiabatik karena

panas reaksi dehidrasi lebih kecil dibandingkan reaksi sintesis metanol. Katalis alumina juga

memiliki resistansi terhadap panas yang lebih baik daripada katalis tembaga (Japan DME Forum,

2007). Skema reaktor dehidrasi metanol disajikan pada gambar F.8.

Gambar F.9 Skema Reaktor Sintesis Metanol Teknologi MGC (Japan DME Forum, 2007)

Laporan #1 - Kelompok B.1.1.02 Ryan

Documents

Transcript of Laporan #1 - Kelompok B.1.1.02 Ryan