Pra Rancangan Pabrik Pembuatan Gas Hidrogen Dengan Bahan Baku Cangkang Kelapa Sawit Melalui Proses Gasifikasi Dengan Kapasitas Produksi 46.000 Ton/Tahun

(1)

PRA RANCANGAN PABRIK

PEMBUATAN GAS HIDROGEN DENGAN BAHAN BAKU

CANGKANG KELAPA SAWIT MELALUI PROSES GASIFIKASI

DENGAN KAPASITAS PRODUKSI 46.000 TON/TAHUN

TUGAS AKHIR

Diajukan Untuk Memenuhi Persyaratan

Ujian Sarjana Teknik Kimia

OLEH :

ARIEF HIDAYAT

NIM : 070425012

DEPARTEMEN TEKNIK KIMIA F A K U L T A S T E K N I K

UNIVERSITAS SUMATERA UTARA M E D A N

(2)

LEMBAR PENGESAHAN

PRA RANCANGAN PABRIK

PEMBUATAN GAS HIDROGEN DENGAN BAHAN BAKU CANGKANG KELAPA SAWIT MELALUI PROSES GASIFIKASI

DENGAN KAPASITAS PRODUKSI 46.000 TON/TAHUN

TUGAS AKHIR

Diajukan Untuk Memenuhi Persyaratan Ujian Sarjana Teknik Kimia

Oleh: ARIEF HIDAYAT

NIM : 070425012

Telah Diperiksa / Disetujui,

Dosen Pembimbing I Dosen Pembimbing II

Dr. Ir. Taslim, M.Si Ir. Renita Manurung, MT

NIP 196501151990031002 NIP 196812141997022001

Dosen Penguji I Dosen Penguji II Dosen Penguji III

Dr.Ir.Taslim, M.Si Dr.Ir.M.Turmuzi Lubis, MS M.Hendra S.Ginting,ST, MT NIP 196501151990031002 NIP 19611225198931003 NIP 197009191999031001

Mengetahui,

Koordinator Tugas Akhir

Dr.Eng.Ir. Irvan, MSi NIP 196808201995011001

DEPARTEMEN TEKNIK KIMIA FAKULTAS TEKNIK

UNIVERSITAS SUMATERA UTARA MEDAN

(3)

KATA PENGANTAR

Segala puji dan syukur kepada Allah swt atas segala berkat dan karunia-nya

sehingga penulis dapat menyelesaikan tugas akhir ini, yang berjudul:

“Pra rancangan pabrik pembuatan gas hidrogen dengan bahan baku cangkang kelapa

sawit melalui proses gasifikasi dengan kapasitas produksi 46.000 ton/tahun

Pra rancangan pabrik ini disusun untuk melengkapi tugas-tugas dan

merupakan salah satu syarat untuk menempuh ujian sarjana pada Departemen Teknik

Kimia, Fakultas Teknik, Universitas Sumatera Utara.

Penulis banyak menerima bimbingan, saran dan bantuan dari berbagai pihak

dalam menyelesaikan tugas akhir ini. Untuk itu dengan segala ketulusan hati penulis

mengucapkan terima kasih yang sebesar-besarnya kepada :

1. Bapak Dr. Ir. Taslim, M.Si dan Ibu Ir. Renita Manurung, MT selaku Dosen

Pembimbing I dan II yang telah banyak memberikan masukan dan bimbingan

selama Penulis menyusun Tugas Akhir ini.

2. Bapak Dr.Eng Ir. Irvan, M.Si, Koordinator Tugas Akhir Departemen Teknik

Kimia, Fakultas Teknik, Universitas Sumatera Utara

3. Ibu Ir. Renita Manurung, MT., Ketua Jurusan Departemen Teknik Kimia,

Fakultas Teknik, Universitas Sumatera Utara

4. Bapak M. Hendra Sahputra Ginting ST, MT., Sekretaris Jurusan Departemen

Teknik Kimia, Fakultas Teknik, Universitas Sumatera Utara

5. Bapak Dr. Ir. Irvan, MSi, selaku Koordinator Tugas Akhir.

6. Seluruh staf pengajar Departemen Teknik Kimia dan khususnya kepada Ibu Dr.

Ir. Iriany, M.Si yang telah banyak memberikan filosofi ilmu teknik kimia dan

selalu sabar dalam membimbing penulis sehingga dapat memberikan jalan keluar

kepada penulis ketika menghadapi kebuntuan dalam menyelesaikan tugas akhir

ini.

7. Para pegawai administrasi Departemen Teknik Kimia yang telah memberikan

bantuan selama Penulis mengenyam pendidikan di Teknik Kimia.

8. Kedua orang tua penulis yang telah banyak berkorban materi dan memberikan

(4)

9. Kedua adik penulis yang selalu memberikan dukungan dan semangat kepada

penulis.

10.Annisa’a Nurillah Moesthafa yang selalu memberi dukungan dan motivasi yang

besar buat penulis agar tetap semangat dan pantang menyerah dalam

menyelesaikan tugas akhir ini. Perjuangan ini akan tetap menjadi “Kenangan

Terindah” dan “Takkan Pernah Lekang Oleh Waktu”.

11.Keluarga besar Lakollo yang menyediakan tempat yang layak untuk penulis

selama tinggal dirumahnya dan selalu ikhlas merawat penulis dikala sakit dan

susah.

12.Abang dan Kakak stambuk atas setiap informasi dan saran yang diberikan dalam

penyusunan tugas akhir ini.

13.Teman-teman Angkatan 2006, 2007 dan 2008 Teknik Kimia Ekstension yang

telah banyak memberikan motivasi, dorongan, dan saran kepada penulis. Semoga

persahabatan diantara kita tidak akan berakhir hanya di Teknik Kimia ini saja.

14.Seluruh pihak yang tidak dapat disebutkan satu persatu namanya yang turut

memberikan bantuan kepada Penulis dalam menyelesaikan tugas akhir ini.

Penulis menyadari bahwa tugas akhir ini masih jauh dari kesempurnaan.

Untuk itu, Penulis mengharapkan saran dan kritik yang konstruktif dari pembaca.

Akhir kata, semoga tugas akhir ini dapat memberi manfaat kepada seluruh pembaca,

khususnya mahasiswa/i Teknik Kimia.

Medan, April 2010

Penulis,

ARIEF HIDAYAT

(5)

DAFTAR ISI

Halaman

KATA PENGANTAR ... i

INTISARI ... ii

DAFTAR ISI ... iii

DAFTAR GAMBAR ... vii

DAFTAR TABEL ... viii

BAB I PENDAHULUAN ... I-1

1.1 Latar Belakang ... I-1

1.2 Perumusan Masalah ... I-2

1.3 Tujuan Perancangan ... I-3

1.4 Ruang Lingkup Perancangan ... I-3

1.5 Manfaat Pra Rancangan ... I-3

BAB II TINJAUAN PUSTAKA ... II-1

2.1 Gambaran Umum Hidrogen ... II-1

2.2 Penggunaan Hidrogen ... II-2

2.3 Kelapa Sawit ... II-3

2.4 Komposisi Cangkang Kelapa Sawit ... II-3

2.5 Spesifikasi Bahan Pendukung ... II-5

2.6 Proses Pembuatan hidrogen... II-6

2.6.1 Steam Methane Reforming (SMR) ... II-7

2.6.2 Oksidasi Parsial ... II-8

2.6.3 Integrated gasification combined cycle (IGCC) ... II-9

2.6.4 Pirolisis ... II-9

2.6.5 Elektrolisis air... II-10

2.6.6 Produksi hidrogen secara biologi ... II-10

2.7 Seleksi Proses ... II-11

2.8 Deskripsi Proses ... II-12

2.8.1 Penanganan umpan (Feed Handling) ... II-12

(6)

2.8.3 Pembersihan dan kompresi gas (Gas Clean Up dan

Compression) ... II-14

2.8.4 Reforming, Shift, dan PSA ... II-15

2.8.5 Kompresi Hidrogen ... II-17

BAB III NERACA MASSA ... III-1

BAB IV NERACA ENERGI ... IV-1

BAB V SPESIFIKASI PERALATAN ... V-1

BAB VI INSTRUMENTASI DAN KESELAMATAN KERJA ... VI-1

6.1 Instrumentasi ... VI-1

6.1.1 Tujuan Pengendalian ... VI-2

6.1.2 Jenis-Jenis Pengendalian dan Alat Pengendali ... VI-3

6.1.3 Variabel-Variabel Proses dalam Sistem Pengendalian ... VI-9

6.1.4 Syarat Perancangan Pengendalian ... VI-18

6.2 Keselamatan Kerja Pabrik ... VI-7

BAB VII UTILITAS ... VII-1

7.1 Kebutuhan Uap air (Steam) ... VII-1

7.2 Kebutuhan Air ... VII-2

7.2.1 Kebutuhan air proses ... VII-2

7.2.2 Kebutuhan air lainnya ... VII-2

7.2.3 Screening ... VII-6

7.2.4 Sedimentasi ... VII-6

7.2.5 Klarifikasi ... VII-6

7.2.6 Filtrasi ... VII-7

7.2.7 Demineralisasi ... VII-8

7.2.7.1 Penukar Kation (Cation Exchanger) ... VII-8

7.2.5.2 Penukar Anion (Anion Exchanger) ... VII-10

7.2.8 Deaerator ... VII-11

7.3 Kebutuhan Bahan Kimia ... VII-11

7.4 Kebutuhan Listrik ... VII-12

7.5 Kebutuhan Bahan Bakar ... VII-13

7.6 Unit Pengolahan Limbah ... VII-14

(7)

7.6.2 Bak Pengendapan Awal (BPA)... VII-16

7.6.3 Bak Netralisasi (BN) ... VII-16

7.6.4 Unit Pengolahan Limbah dengan Sistem Activated

Sludge (Lumpur Aktif) ... VII-17

7.6.5 Tangki Sedimentasi (TS) ... VII-20

7.7 Spesifikasi Peralatan Utilitas ... VII-21

BAB VIII LOKASI DAN TATA LETAK PABRIK ... VIII-1

8.1 Lokasi Pabrik ... VIII-1

8.2 Tata Letak Pabrik ... VIII-3

8.3 Perincian Luas Tanah ... VIII-4

BAB IX ORGANISASI DAN MANAJEMEN PERUSAHAAN... IX-1

9.1 Organisasi Perusahaan ... IX-1

9.1.1 Bentuk Organisasi Garis ... IX-2

9.1.2 Bentuk Organisasi Fungsionil... IX-2

9.1.3 Bentuk Organiasi Garis dan Staf... IX-3

9.1.4 Bentuk Organisasi Fungsionil dan Staf ... IX-3

9.2 Manajemen Perusahaan ... IX-3

9.3 Bentuk Hukum Badan Usaha ... IX-4

9.4 Uraian Tugas, Wewenang, dan Tanggung Jawab ... IX-6

9.4.1 Rapat Umum Pemegang Saham (RUPS) ... IX-6

9.4.2 Dewan Komisaris ... IX-6

9.4.3 Direktur ... IX-6

9.4.4 Staf Ahli... IX-7

9.4.5 Sekretaris ... IX-7

9.4.6 Manager Produksi ... IX-7

9.4.7 Manager Teknik ... IX-7

9.4.8 Manager Umum dan Keuangan ... IX-8

9.4.9 Manager Pembelian dan Pemasaran... IX-8

9.5 Sistem Kerja ... IX-8

9.6 Jumlah Karyawan dan Tingkat Pendidikan ... IX-9

9.7 Sistem Penggajian ... IX-11

(8)

9.9 JAMSOSTEK dan Fasilitas Tenaga Kerja ... IX-13

BAB X ANALISIS EKONOMI ... X-1

10.1 Modal Investasi ... X-1

10.1.1 Modal Investasi Tetap (MIT) ... X-1

10.1.2 Modal Kerja / Working Capital (WC) ... X-3

10.1.3 Biaya Produksi Total (BPT) / Total Cost (TC) ... X-4

10.1.3.1 Biaya Tetap / Fixed Cost (FC)... X-4

10.1.3.2 Biaya Variabel / Variable Cost (VC) ... X-5

10.1.4 Biaya Variabel (Variabel Cost) ... X-5

10.2 Total Penjualan ... X-5

10.3 Bonus Perusahaan ... X-5

10.4 Perkiraan Rugi/Laba Usaha ... X-5

10.5 Analisa Aspek Ekonomi ... X-6

10.5.1 Profit Margin (PM)... X-6

10.5.2 Break Even Point (BEP) ... X-6

10.5.3 Return on Investment (ROI) ... X-7

10.5.4 Pay Out Time (POT) ... X-7

10.5.5 Return on Network (RON) ... X-8

10.5.6 Internal Rate of Return (IRR) ... X-8

BAB XI KESIMPULAN DAN SARAN ... XI-1

11.1 Kesimpulan ... XI-1

11.2 SARAN ... XI-1

DAFTAR PUSTAKA ... xii

LAMPIRAN A PERHITUNGAN NERACA MASSA ... LA-1

LAMPIRAN B PERHITUNGAN NERACA ENERGI ... LB-1

LAMPIRAN C PERHITUNGAN SPESIFIKASI PERALATAN ... LC-1

LAMPIRAN D PERHITUNGAN SPESIFIKASI PERALATAN UTILITAS . LD-1

(9)

DAFTAR GAMBAR

Gambar 2.1 Diagram Alir Blok Produksi Gas Hidrogen Dari Proses

Gasifikasi Cangkang Kelapa Sawit... II-18

Gambar 6.1 Diagram Balok Sistem Pengendalian Feedback ... VI-4

Gambar 6.2 Sebuah loop Pengendalian ... VI-4

Gambar 6.3 Suatu Proses Terkendali ... VI-5

Gambar 6.4 Instrumentasi pada tangki... VI-12

Gambar 6.5 Instrumentasi pada pompa ... VI-12

Gambar 6.6.1 Instrumentasi pada Reaktor Gasifier (R-201) dan Char

Combustor (R-202) ... VI-13

Gambar 6.6.2 Instrumentasi pada Reaktor Reformer (R-203) ... VI-14

Gambar 6.6.3 Instrumentasi pada Reaktor Steam Reformer (R-203) ... VI-14

Gambar 6.6.4 Instrumentasi pada Reaktor High Temperature Shift

(R-402) dan Low Temperature Shift (R-403) ... VI-15

Gambar 6.7 Instrumentasi pada Heater dan Cooler ... VI-15

Gambar 6.8 Instrumentasi pada Knock Out Drum ... VI-16

Gambar 6.9 Instrumentasi pada absorber ... VI-16

Gambar 6.10 Instrumentasi pada adsorber ... VI-17

Gambar 6.11 Instrumentasi pada Kompresor ... VI-17

Gambar 6.12 Tingkat kerusakan di suatu pabrik ... VI-18

Gambar 8.1 Peta lokasi pabrik Hidrogen ... VIII-1

Gambar 9.1 Struktur organisasi pabrik pembuatan Hidrogen ... IX-15

Gambar LC-1 Spaced-Bucket Centrifugal-Discharge Elevator ... LC-1 Gambar LC-2 Landfill Umpan Cangkang Kelapa Sawit ... LC-2 Gambar LC-3 Elipsoidal Head Bin umpan Cangkang Kelapa Sawit ... LC-4 Gambar LC-4 Ellipsoidal Head Bin Olivine ... LC-6 Gambar LC-5 Ellipsoidal Head Bin MgO ... LC-8 Gambar LC-6 Ellipsoidal Head Bin Katalis Olivine ... LC-10

Gambar LC-7 Horizontal scew conveyor umpan CKS ... LC-12

Gambar LC-8 Horizontal scew conveyor umpan MgO dan Olivine... LC-13

(10)

Gambar LC-10 Lapple Conventional Cyclone with 4 inch insulation ... LC-26

Gambar LC-13 Char Combustor tipe Fliudized Bed Reactor ... LC-38

Gambar LC-14 Blower tipe Fan Centrifugal ... LC-50

Gambar LC-15 Reformer tipe Bubbling Fliudized Bed Reactor ... LC-54

Gambar LC-16 Cooler tipe 1 – 2 BEM fixed-tubesheet exchanger with

conical rear head ... LC-65

Gambar LC-18 Quench Chamber type Impingement tray scrubber ... LC-75

Gambar LC-19 Venturi tube with a rough-cast convergent-inlet cone ... LC-80

Gambar LC-20 Sketsa Pompa sirkulasi Quench chamber (P-301)... LC-83

Gambar LC-22a Knock Out Drum tipe vertikal dengan tutup dan alas

berbentuk segmen elips (torispherical head) ... LC-93

Gambar LC-22b Tutup knock out drum menggunakan torispherical head ... LC-95

Gambar LC-23 Radially Split Multistage Compressor ... LC-97

Gambar LC-24 Air cooler tipe Forced draft with 2 fan ... LC-102

Gambar LC-27 Air Cooler tipe Forced draft with 2 fan ... LC-119

(11)

Gambar LC-37 Cooler tipe 6 - 12 Shell and Tube Heat Exchanger ... LC-174

Gambar LC-39 Sketsa Pompa sludge (P-302) ... LC-183

Gambar LC-40 Konfigurasi umum Steam Reformer ... LC-188

Gambar LC-45a High Temperature Shift (HTS) Reactor ... LC-213

Gambar LC-45b Tutup Reaktor HTS menggunakan torispherical head ... LC-216

Gambar LC-48 Low Temperature Shift (LTS) Reactor ... LC-227

Gambar LC-48 Tutup reaktor LTS menggunakan torispherical head ... LC-230

Gambar LC-51 Air-cooler tipe Forced draft with 2 fan ... LC-240

(12)

Gambar LC-53b Tutup Reaktor HTS menggunakan torispherical head ... LC-254

Gambar LC-54a Unit Pressure Swing Adsroption (PSA) ... LC-256

Gambar LC-54b Tutup PSA menggunakan torispherical head ... LC-260

Gambar LC-54c Tangki PSA Off-gas ... LC-261

Gambar LC-54d Tutup Tangki PSA Off-gas menggunakan torispherical

head ... LC-265

Gambar LC-56 Compressor Hydrogen 1st Interstage (K-501A) type

Reciprocating ... LC-270

Gambar LC-59 Compressor Hydrogen 2nd Interstage (K-501A) type

Reciprocating ... LC-284

Gambar LC-63 Hydrogen Storage Tank (T-501) tipe Spherical Tank ... LC-303

Gambar LC-64 Steam Turbine ... LC-306

Gambar LC-65 Konfigurasi steam drum secara umum ... LC-308

Gambar LD-1 Sketsa Sebagian Bar Screen (dilihat dari atas) ... LD-1

Gambar LD-2 Sketsa pompa P-701 (dilihat dari samping) ... LD-3

Gambar LD-3 Sketsa 3D Bak Sedimentasi ... LD-8

Gambar LD-4 Sketsa Pompa sedimentasi (P-702) ... LD-10

Gambar LD-5A Sketsa tangki pelarutan asam (T-701)... LD-15

Gambar LD-5B Sketsa pengaduk tangki pelarutan alum (T-701) ... LD-18

(13)

Gambar LD-7A Sketsa tangki pelarutan soda abu (T-702) ... LD-25

Gambar LD-7B Sketsa pengaduk tangki pelarutan soda abu (T-702) ... LD-28

Gambar LD-8 Sketsa pompa soda abu (P-704)... LD-29

Gambar LD-9 Sketsa clarifier (C-701) ... LD-35

Gambar LD-10 Sketsa 3D Bak penampung sementara hasil clarifier

(B-702) ... LD-38

Gambar LD-11 Sketsa pompa clarifier (P-705) ... LD-40

Gambar LD-12 Tangki sand filter (F-702) ... LD-45

Gambar LD-13 Sketsa pompa sand filter (P-706) ... LD-48

Gambar LD-14 Sketsa Menara Air (T-704) ... LD-54

Gambar LD-15a Sketsa tangki pelarutan Asam Sulfat (T-706) ... LD-56

Gambar LD-15b Sketsa pengaduk tangki pelarutan asam sulfat ... LD-59

Gambar LD-16 Sketsa pompa asam sulfat (P-709) ... LD-60

Gambar LD-17 Sketsa Cation Exchanger (S-701) ... LD-66

Gambar LD-18 Sketsa pompa Cation Exchanger (P-707) ... LD-68

Gambar LD-19 Sketsa Anion Exchanger (S-702) ... LD-75

Gambar LD-20a Sketsa tangki pelarutan NaOH (T-707) ... LD-74

Gambar LD-20b Sketsa pengaduk tangki pelarutan NaOH ... LD-78

Gambar LD-21 Sketsa pompa NaOH (P-710) ... LD-79

Gambar LD-22 Sketsa pompa Anion Exchanger (P-708) ... LD-85

Gambar LD-23 Sketsa Tangki Air Umpan Deaerator (T-708) ... LD-90

Gambar LD-24 Sketsa pompa air umpan deaerator (P-711) ... LD-93

Gambar LD-25a Sketsa tangki pelarutan Kaporit (T-703) ... LD-98

Gambar LD-25b Sketsa pengaduk tangki pelarutan Kaporit ... LD-101

Gambar LD-26 Sketsa tangki Domestik (T-705) ... LD-102

Gambar LD-27 Sketsa pompa Domestik (P-712) ... LD-104

Gambar LD-28 Sketsa Deaerator (D-701) ... LD-109

Gambar LD-29 Sketsa Pompa Deaerator (P-713) ... LD-112

Gambar LD-30a Sketsa Water Cooling Tower (M-701) ... LD-117

Gambar LD-30b Grafik Entalpi dan Temperatur Cairan pada Cooling Tower LD-118

Gambar LD-31 Sketsa pompa Water Cooling Tower (P-714)... LD-120

(14)

Gambar LE-2 Linearisasi cost index dari tahun 2003 – 2008 ... LE-4

Gambar LE-3 Harga Peralatan untuk Cooling Tower pada tahun 2003 ... LE-5

(15)

INTI SARI

Gasifikasi cangkang kelapa sawit merupakan satu upaya pengkonversian

biomassa padat menjadi gas, seperti H2, CO, CO2, CH4, C2H4, C2H6, C3H8, C3H6,

C4H10 dan C4H8. Gas-gas ini selanjutnya akan mengalami proses purifikasi sebelum

disintesa menjadi senyawa kimia baru yang secara luas dibutuhkan dalam kehidupan

manusia, diantaranya adalah hidrogen. Hidrogen merupakan senyawa yang terbentuk

melalui reaksi Conversion dan gas shift pada fase gas .

Pabrik hidrogen ini direncanakan akan berproduksi dengan kapasitas 46.000

ton/tahun dan beroperasi selama 330 hari dalam setahun. Pabrik ini direncanakan

berlokasi di daerah Kabupaten Bengkalis, Provinsi Riau yang merupakan hilir Sungai

Rokan, dengan luas tanah yang dibutuhkan adalah 39.023 m2. Tenaga kerja yang

dibutuhkan berjumlah 250 orang dengan bentuk badan usaha Perseroan Terbatas

(PT) yang dipimpin oleh seorang direktur utama dengan struktur organisasi sistem

garis dan staf.

Hasil analisa terhadap aspek ekonomi pabrik pembuatan Hidrogen dengan

proses gasifikasi Cangkang Kelapa Sawit adalah:

• Total Modal Investasi : Rp. 2.031.761.038.949,- • Total Biaya Produksi : Rp. 802.533.325.315,- • Hasil Penjualan : Rp. 1.528.556.348.234,- • Laba Bersih : Rp. 505.692.535.463,-

• Profit Margin (PM) : 47,260%

• Break Even Point (BEP) : 51,810 % • Return on Investment (ROI) : 24,889%

• Pay Out Time (POT) : 4,018 tahun • Return on Network (RON) : 41,482 % • Internal Rate of Return (IRR) : 42,590 %

Dari hasil analisa aspek ekonomi, maka dapat disimpulkan bahwa pabrik

pembuatan hidrogen dengan proses gasifikasi cangkang kelapa sawit ini layak untuk

(16)

DAFTAR TABEL

Tabel 1.1 Kebutuhan impor hidrogen di Indonesia ... I-2

Tabel 2.1 Sifat termodinamika dan fisik dari hidrogen gas ... II-2

Tabel 2.2 Komposisi ideal tandan buah sawit ... II-3

Tabel 2.3 Proximate Analysis dari cangkang kelapa sawit (% berat) ... II-4

Tabel 2.4 Ultimate Analysis dari cangkang sawit (% berat kering) ... II-4

Tabel 2.5 Analisis gas (% berat) ... II-4

Tabel 2.6 Parameter Pengoperasian, hasil dan komposisi gas ... II-13

Tabel 2.7 Performa rancangan dari reformer... II-14

Tabel 3.1 Neraca Massa pada Conveyer (C-101) ... III-1

Tabel 3.2 Neraca Massa pada Gasifier (R-201)... III-1

Tabel 3.3 Neraca Massa pada Char Combustor (R-202) ... III-2

Tabel 3.4 Neraca Massa pada Cyclone (S-201) ... III-2

Tabel 3.7 Neraca Massa pada Reformer (R-203) ... III-4

Tabel 3.8 Neraca Massa pada Scrubber (M-301) ... III-4

Tabel 3.9 Neraca massa untuk Knock Out Drum (S-301) ... III-5

Tabel 3.10 Neraca massa untuk Knock Out Drum (S-302A) ... III-5

Tabel 3.11 Neraca massa untuk Knock Out Drum (S-302B) ... III-6

Tabel 3.12 Neraca massa untuk Knock Out Drum (S-302C) ... III-6

Tabel 3.13 Neraca massa untuk Knock Out Drum (S-302D) ... III-7

Tabel 3.15 Neraca Massa pada Steam Reformer (R-401) ... III-8

Tabel 3.16 Neraca Massa pada bahan bakar Steam Reformer (R-401) ... III-9

Tabel 3.17 Neraca Massa pada Reaktor High Temperature Shift (R-402) ... III-10

Tabel 3.18 Neraca Massa pada Reaktor Low Temperature Shift (R-403).... III-10

(17)

Tabel 4.1 Neraca Energi pada Gasifier (R-201) ... IV-1

Tabel 4.2 Neraca Panas pada Cyclone (S-201) ... IV-2

Tabel 4.4 Neraca Energi pada Char Combustor (R-202) ... IV-4

Tabel 4.6 Neraca Panas pada Reformer (R-203) ... IV-6

Tabel 4.7 Neraca Energi pada Cooler (H-201) ... IV-7

Tabel 4.9 Neraca Energi Pada Venturi Scrubber (M-302) ... IV-9

Tabel 4.10 Neraca Energi pada scrubber (M-301) ... IV-10

Tabel 4.12 Neraca Energi pada Knock Out Drum (S-301) ... IV-12

Tabel 4.13 Neraca Energi pada Compressor (K-301A) ... IV-13

Tabel 4.14 Neraca Energi pada Air Cooler (H-302A) ... IV-14

Tabel 4.15 Neraca Energi pada Knock Out Drum (S-302A)... IV-15

Tabel 4.16 Neraca Energi pada Compressor (K-301B) ... IV-16

Tabel 4.17 Neraca Energi pada Air Cooler (H-302B) ... IV-17

Tabel 4.18 Neraca Energi pada Knock Out Drum (S-302B) ... IV-18

Tabel 4.19 Neraca Energi pada Compressor (K-301C) ... IV-19

Tabel 4.20 Neraca Energi pada Air-Cooler (H-302C) ... IV-20

Tabel 4.21 Neraca Energi pada Knock Out Drum (S-302C) ... IV-21

Tabel 4.22 Neraca Energi pada Compressor (K-301D) ... IV-22

Tabel 4.23 Neraca Energi pada Air-Cooler (H-302D) ... IV-23

Tabel 4.24 Neraca Energi pada Knock Out Drum (S-302D)... IV-24

Tabel 4.25 Neraca Energi pada Compressor (K-301E) ... IV-25

Tabel 4.26 Neraca Energi pada Air-Cooler (H-302E) ... IV-26

(18)

Tabel 4.30 Neraca Energi pada Steam Reformer (R-401) ... IV-30

Tabel 4.31 Neraca Energi pada Blower (K-401) ... IV-30

Tabel 4.32 Neraca Energi pada Pembakar Steam Reformer (R-401) ... IV-31

Tabel 4.33 Neraca Energi pada Flue gas Reformer Feed Preheater

(H-401) ... IV-32

Tabel 4.34 Neraca Energi pada flue gas Cooler/Steam Superheater

(H-404) ... IV-32

Tabel 4.35 Neraca Energi pada Cooler (H-402) ... IV-33

Tabel 4.37 Neraca energi pada Reaktor HTS (R-402) ... IV-35

Tabel 4.40 Neraca energi pada Reaktor LTS (R-403) ... IV-38

Tabel 4.42 Neraca Energi pada Knock Out Drum (S-401) ... IV-40

Tabel 4.43 Neraca Energi pada Air-Cooler (H-408) ... IV-41

Tabel 4.46 Neraca Energi pada unit PSA (S-403) ... IV-44

Tabel 4.48 Neraca Energi pada Compressor Hydrogen 1st Interstage

(K-501A) ... IV-45

Tabel 4.49 Neraca Energi pada Air-Cooler (H-501A) ... IV-45

Tabel 4.51 Neraca Energi pada Compressor (K-501B) ... IV-46

Tabel 4.52 Neraca Energi pada Air-Cooler (H-501B) ... IV-46

Tabel 6.1 Jenis variabel pengukuran dan controller yang digunakan ... VI-9

Tabel 6.2 Jenis Variabel Pengukuran dan Controller yang Digunakan

(19)

Tabel 6.3 Daftar Penggunanan Instrumentasi pada Pra-Rancangan

Pabrik Pembuatan Hidrogen dengan Proses Gasifikasi

Cangkang Kelapa Sawit ... VI-11

Tabel 7.1 Kebutuhan Uap (Steam) Pabrik ... VII-1

Tabel 7.2 Kebutuhan Air Pendingin Pabrik ... VII-2

Tabel 7.3 Pemakaian Air Untuk Berbagai Kebutuhan ... VII-4

Tabel 7.4 Kualitas Air Sungai Rokan, Riau ... VII-5

Tabel 8.1 Perincian Luas Tanah ... VIII-5

Tabel 9.1 Susunan Jadwal Shift Karyawan ... IX-9

Tabel 9.2. Jumlah Karyawan dan Kualifikasinya ... IX-10

Tabel 9.3 Perincian Gaji Karyawan ... IX-11

Tabel LA-1 Komposisi Cangkang Kelapa Sawit (basis kering) ... LA-1

Tabel LA-2 Analisis gas (% berat kering) dari proses gasifikasi CKS ... LA-2

Tabel LA-3 Parameter Operasi Gasifier, Yield, dan Komposisi Gas Hasil

Sintesa ... LA-2

Tabel LB-1 Data Kapasitas Panas Komponen Gas ( kJ/mol K) ... LB-1

Tabel LB-2 Data Panas Perubahan Fasa Komponen ... LB-1

Tabel LB-3 Data Kapasitas Panas Komponen Cair ( kJ/mol K) ... LB-2

Tabel LB-4 Data Panas Reaksi Pembentukan Komponen ... LB-2

Tabel LB-5 Tabel Kontribusi Unsur Atom dengan Metode Hurst dan

Harrison ... LB-6

Tabel LB-6 Neraca Energi pada Gasifier (R-201) ... LB-13

Tabel LB-7 Neraca Energi pada Cyclone (S-201)... LB-15

Tabel LB-9 Neraca Energi pada Char Combustor (R-202) ... LB-21

Tabel LB-11 Neraca Energi pada Reformer (R-203) ... LB-29

Tabel LB-12 Neraca Energi pada Cooler (H-201) ... LB-32

Tabel LB-14 Neraca Energi Pada Venturi Scrubber (M-302) ... LB-36

Tabel LB-15 Neraca Energi pada Quench Chamber (M-301) ... LB-38

(20)

Tabel LB-17 Neraca Energi pada Knock Out Drum (S-301) ... LB-42

Tabel LB-18 Neraca Energi pada Compressor (K-301A) ... LB-44

Tabel LB-19 Neraca Energi pada Air Cooler (H-302A) ... LB-46

Tabel LB-20 Neraca Energi pada Knock Out Drum (S-302A)... LB-48

Tabel LB-21 Neraca Energi pada Compressor (K-301B) ... LB-50

Tabel LB-22 Neraca Energi pada Air Cooler (H-302B) ... LB-52

Tabel LB-23 Neraca Energi pada Knock Out Drum (S-302B) ... LB-54

Tabel LB-24 Neraca Energi pada Compressor (K-301C) ... LB-56

Tabel LB-25 Neraca Energi pada Air-Cooler (H-302C) ... LB-58

Tabel LB-26 Neraca Energi pada Knock Out Drum (S-302C) ... LB-60

Tabel LB-27 Neraca Energi pada Compressor (K-301D) ... LB-62

Tabel LB-28 Neraca Energi pada Air-Cooler (H-302D) ... LB-64

Tabel LB-29 Neraca Energi pada Knock Out Drum (S-302D)... LB-66

Tabel LB-30 Neraca Energi pada Compressor (K-301E) ... LB-68

Tabel LB-31 Neraca Energi pada Air-Cooler (H-302E) ... LB-70

Tabel LB-34 Neraca energi pada Reformer Feed Preheater (H-401) ... LB-77

Tabel LB-35 Neraca Energi pada Steam Reformer (R-401) ... LB-81

Tabel LB-36 Neraca Energi pada Blower (K-401) ... LB-82

Tabel LB-37 Neraca Energi pada Pembakar Steam Reformer (R-401) ... LB-90

Tabel LB-38 Neraca Energi pada Flue gas Reformer Feed Preheater

(H-401) ... LB-91

Tabel LB-39 Neraca Energi pada flue gas Cooler/Steam Superheater

(H-404) ... LB-92

Tabel LB-40 Neraca Energi pada Cooler (H-402) ... LB-94

Tabel LB-42 Neraca energi pada Reaktor HTS (R-402) ... LB-98

Tabel LB-45 Neraca energi pada Reaktor LTS (R-403) ... LB-104

(21)

Tabel LB-47 Neraca Energi pada Knock Out Drum (S-401) ... LB-108

Tabel LB-48 Neraca Energi pada Air-Cooler (H-408) ... LB-110

Tabel LB-51 Neraca Energi pada unit PSA(S-403) ... LB-116

Tabel LB-53 Neraca Energi pada Compressor Hydrogen 1st Interstage

(K-501A) ... LB-119

Tabel LB-54 Neraca Energi pada Air-Cooler (H-501A) ... LB-120

Tabel LB-56 Neraca Energi pada Compressor (K-501B) ... LB-123

Tabel LB-57 Neraca Energi pada Air-Cooler (H-501B) ... LB-124

Tabel LD-1 Perhitungan Entalpi dalam Penentuan Tinggi Menara

Pendingin... LD-118

Tabel LE-1 Perincian Harga Bangunan ... LE-2

Tabel LE-2 Harga Indeks Marshall dan Swift ... LE-3

Tabel LE-3 Estimasi Harga Peralatan Proses Impor ... LE-6

Tabel LE-4 Estimasi Harga Peralatan Proses Non Impor ... LE-8

Tabel LE-5 Estimasi Harga Peralatan Utilitas Impor ... LE-9

Tabel LE-6 Estimasi Harga Peralatan Utilitas Non Impor ... LE-9

Tabel LE-7 Biaya Sarana Transportasi... LE-12

Tabel LE-8 Perincian Gaji ... LE-16

Tabel LE-9 Perincian Biaya Kas ... LE-19

Tabel LE-10 Perincian Modal Kerja ... LE-20

Tabel LE-11 Aturan Depresiasi Sesuai UU Republik Indonesia

No. 17 Tahun 2000 ... LE-21

Tabel LE-12 Aturan Biaya Depresiasi Sesuai UU Republik Indonesia

(22)

INTI SARI

Gasifikasi cangkang kelapa sawit merupakan satu upaya pengkonversian

biomassa padat menjadi gas, seperti H2, CO, CO2, CH4, C2H4, C2H6, C3H8, C3H6,

C4H10 dan C4H8. Gas-gas ini selanjutnya akan mengalami proses purifikasi sebelum

disintesa menjadi senyawa kimia baru yang secara luas dibutuhkan dalam kehidupan

manusia, diantaranya adalah hidrogen. Hidrogen merupakan senyawa yang terbentuk

melalui reaksi Conversion dan gas shift pada fase gas .

Pabrik hidrogen ini direncanakan akan berproduksi dengan kapasitas 46.000

ton/tahun dan beroperasi selama 330 hari dalam setahun. Pabrik ini direncanakan

berlokasi di daerah Kabupaten Bengkalis, Provinsi Riau yang merupakan hilir Sungai

Rokan, dengan luas tanah yang dibutuhkan adalah 39.023 m2. Tenaga kerja yang

dibutuhkan berjumlah 250 orang dengan bentuk badan usaha Perseroan Terbatas

(PT) yang dipimpin oleh seorang direktur utama dengan struktur organisasi sistem

garis dan staf.

Hasil analisa terhadap aspek ekonomi pabrik pembuatan Hidrogen dengan

proses gasifikasi Cangkang Kelapa Sawit adalah:

• Total Modal Investasi : Rp. 2.031.761.038.949,- • Total Biaya Produksi : Rp. 802.533.325.315,- • Hasil Penjualan : Rp. 1.528.556.348.234,- • Laba Bersih : Rp. 505.692.535.463,-

• Profit Margin (PM) : 47,260%

• Break Even Point (BEP) : 51,810 % • Return on Investment (ROI) : 24,889%

• Pay Out Time (POT) : 4,018 tahun • Return on Network (RON) : 41,482 % • Internal Rate of Return (IRR) : 42,590 %

Dari hasil analisa aspek ekonomi, maka dapat disimpulkan bahwa pabrik

pembuatan hidrogen dengan proses gasifikasi cangkang kelapa sawit ini layak untuk

(23)

BAB I PENDAHULUAN

1.1 Latar belakang

Selama ini Indonesia menggunakan BBM (Bahan Bakar Minyak) sebagai

sumber daya energi primer secara dominan dalam perekonomian nasional.

Kelangkaan pasokan BBM di tingkat global serta penyebab lainnya seperti bencana

besar dan konflik di negara-negara penghasil utama BBM menyebabkan

ketergantungan pada BBM menjadi titik rawan perekonomian yang bukan saja

menciptakan gangguan ekonomi tapi juga kerawanan politik.

Salah satu bentuk energi terbarukan yang dewasa ini menjadi perhatian besar

pada banyak negara, terutama di negara maju adalah hidrogen. Hidrogen

diproyeksikan oleh banyak negara akan menjadi bahan bakar masa depan yang lebih

ramah lingkungan dan efisien. Wikipedia (2006) menyatakan laju pertumbuhan

penggunaan hidrogen di dunia saat ini adalah 10% per tahun dan terus meningkat.

Untuk tahun 2004, produksi hidrogen dunia mencapai 50 juta metrik ton (million

metric tons-MMT) atau setara dengan 170 juta ton minyak bumi. Diharapkan pada

tahun 2010 sampai 2020, laju penggunaan hidrogen bisa menjadi dua kali lipat dari

laju penggunaan saat ini.

pada tanggal 6 September 2008)

Hidrogen bukanlah sumber energi (energy source) melainkan pembawa

energi (energy carier), artinya hidrogen tidak tersedia bebas di alam atau dapat

ditambang layaknya sumber energi fosil. Salah satu cara untuk menghasilkan gas

hidrogen adalah dengan proses gasifikasi biomassa. Gasifikasi biomassa adalah

proses perubahan (konversi) biomassa dari fasa solid menjadi fasa gas (gas sintesa).

Pada dasarnya, biomassa dikonversikan menjadi campuran CO, CO2, H2O, H2, dan

hidrokarbon-hidrokarbon ringan. Cangkang Kelapa Sawit (CKS) merupakan

biomassa yang dapat dimanfaatkan untuk menghasilkan hidrogen melalui proses

gasifikasi biomassa. Adapun kebutuhan impor hidrogen di Indonesia dapat dilihat

(24)

Tabel 1.1 Kebutuhan impor hidrogen di Indonesia

Tahun Impor Jumlah (ton)

2009 1.063.307

2008 958.564

2007 678.819

2006 353.363

2005 918.869

2004 286.675

2003 11.210

Sumber : Biro Pusat Statistik Indonesia, Tahun 2007

Perkebunan kelapa sawit salah satu agribisnis yang cukup besar dan

mempunyai pasar yang sangat baik di dunia karena hasil produksinya yaitu minyak

goreng. Perkebunan kelapa sawit Indonesia merupakan perkebunan nomor dua

terbesar di dunia setelah Malaysia.

Sumatera Utara memiliki perkebunan kelapa sawit yang luas, sehingga

potensi cangkang kelapa sawit sangat besar untuk dimanfaatkan sebagai bahan baku

produksi gas hidrogen yang selama ini dibuang sebagai limbah. Dari 120.000 ton

produksi sawit per tahun, menghasilkan cangkang sekitar 50.000 ton.

1.2 Perumusan Masalah

Kebutuhan hidrogen terus meningkat dan untuk memenuhi kebutuhan

tersebut sampai saat ini Indonesia masih mengimpor, maka diperlukan suatu usaha

agar permintaan hidrogen dapat dipenuhi dengan cara mendirikan pabrik hidrogen.

Perancangan pabrik hidrogen ini menggunakan bahan baku utama cangkang kelapa

sawit, yang materialnya diperoleh dari limbah hasil produksi kelapa sawit oleh

perusahaan pengolahan kelapa sawit. Pemilihan bahan baku ini didasarkan atas

pertimbangan bahwa proses gasifikasi biomassa dari cangkang sawit merupakan

alternatif untuk menghasilkan hidrogen yang bersifat renewable. Apalagi permintaan

hidrogen di perdagangan dunia sangat tinggi, sehingga terbuka kemungkinan untuk

(25)

Indonesia, maka akan berdampak pada berkurangnya pengeluaran negara,

meningkatnya perekonomian nasional dan meningkatnya kesejahteraan masyarakat.

1.3 Tujuan Perancangan

Tujuan perancangan pabrik gas hidrogen dari proses gasifikasi cangkang

kelapa sawit adalah untuk mengaplikasikan ilmu teknik kimia yang meliputi neraca

massa, neraca energi, spesifikasi peralatan, operasi teknik kimia, utilitas dan bagian

ilmu teknik kimia lainnya, juga untuk memenuhi aspek ekonomi dalam pembiayaan

pabrik sehingga memberikan gambaran kelayakan pra rancangan pabrik gas hidrogen

dari proses gasifikasi cangkang sawit.

1.4 Ruang Lingkup Perancangan

Ruang lingkup dari perancangan pabrik hidrogen adalah seperti berikut :

a. Penanganan umpan (feed handling)

b. Proses gasifikasi dan pembentukan ulang (Gasification and Reforming )

c. Proses pengkondisian dan pembersihan gas (gas clean up and conditioning)

d. Proses pergeseran konversi (shift conversion)

e. Proses pemurnian hidrogen (hydrogen purification)

f. Proses integrasi dengan siklus steam dan power generation

1.5 Manfaat Perancangan

Manfaat atau kontribusi yang diberikan oleh pabrik gas hidrogen dari proses

gasifikasi cangkang kelapa sawit adalah seperti berikut ini.

a. Sebagai bahan acuan untuk penelitian-penelitian dan perancangan selanjutnya

tentang proses pembuatan gas hidrogen melalui proses gasifikasi.

b. Sebagai bahan aplikasi bagi mahasiswa dari teori-teori yang di dapat dalam

perkuliahan.

c. Membuka pemikiran mahasiswa dan masyarakat terhadap perkembangan

(26)

BAB II

TINJAUAN PUSTAKA

2.1 Gambaran Umum Hidrogen

Dalam abad pertengahan, Paracelsus (1573 – 1655) menemukan suatu gas

yang mudah terbakar yang dihasilkan ketika besi dileburkan dalam ”Roh vitriole”.

Bagaimanapun, hidrogen pertama kali dipisah dan diidentifikasi pada pertengahan

abad ke 18 oleh Boyle dimana besi dan asam sulfur yang dilarutkan akan

menghasilkan suatu gas. Dan pada tahun 1785, Lavoisier mendemonstrasikan

pemecahan molekul air menjadi hidrogen dan oksigen dalam suatu pipa tembaga

yang dipanaskan. Ia juga memberikan nama hidrogen adalah ”udara yang mudah

terbakar” (Ullmann’s, 2002)

Proses Catalitic Steam Reforming untuk pembuatan hidrogen mulai

beroperasi secara komersial pada tahun 1930, dengan perkembangan lebih dari lima

belas tahun. Pada tahun 1940, sebanyak 90% produksi hidrogen di dunia dibuat dari

batubara dan kokas, kemudian batubara berangsur-angsur digantikan oleh gas alam

atau fraksi-fraksi minyak bumi. Kemudian, pada tahun 1954, perusahaan Texaco

mengembangkan proses non catalitic partial oxidation yang kemudian

dikembangkan lagi oleh Shell dengan proses gasifikasi.

Hidrogen (hidrogenium, simbol H), dalam tabel periodik unsur memiliki Ar =

1,00797, nomor atom 1, konfigurasi elektron 1s1. Biasanya dalam oksidasi

dinyatakan +1, tapi dalam garam tipe hidrida -1 adalah juga mungkin. Tiga isotop

dengan Ar 1, 2 dan 3 telah diketahui; isotop dengan Ar 3 adalah tidak stabil.

Perbedaan dalam massa isotop relatif adalah sedemikian besar sehingga sifat kinetika

dan fisik juga sangat berbeda. Isotop dengan massa relatif 2 dinamakan Deuterium

(simbol D), dan pada massa relatif 3 dinamakan Tritium (Simbol T). Pada atom

nukleus, semua muatan positif tunggal dinamakan proton, deuteron, dan triton. Sifat

(27)

Tabel 2.1 Sifat termodinamika dan fisik dari gas hidrogen

Sifat Hidrogen

Para- Normal

Densitas pada 0 oC, (mol/cm3) × 103 0,05459 0,04460 Faktor kompresibilitas, Z = PV/RT, pada 0 oC 1,0005 1,00042 Kompresibilitas adiabatik, (–∂V/V∂P)s, pada 300 K,

MPa-1 b

7,12 7,03

Koefisien ekspansi volume, (–∂V/V∂T)p, pada 300 K, K-1 0,00333 0,00333

Cp pada 0 oC, J/(mol.K) c 30,35 28,59

Cv pada 0 oC, J/(mol.K) c 21,87 20,30

Entalpi pada 0 oC, J/mol c d 7656,6 7749,2 Energi dalam pada titik lebur, J/mol c d 5384,5 5477,1 Entropi pada titik lebur, J/(mol.K) c d 127,77 139,59

Kecepatan suara, m/s 1246 1246

Viskositas, mPas (=cp) 0,00839 0,00839

Konduktivitas termal pada titik lebur, mW/(cm.K) 1,841 1,740 Konstanta dielektrik pada titik lebur 1,00027 1,000271 Kompresibilitas isotermal, 1/V(∂V/V∂P)T , Mpa-1 b -9,86 -9,86

Koefisien difusi-diri pada 0 oC, cm2/s – 1,285 Difusivitas gas dalam air pada 25 oC, cm2/s – 4,8 × 10-5 Diameter benturan, σ, m × 1010 – 2,928 Parameter interaksi, Є/k, K – 37,00 Panas disosiasi pada 298,16 K, kJ/mol c 435,935 435,881 Catatan : a semua nilai pada 101,3 kPa (1 atm)

b

untuk konversi Mpa ke atm, dibagi dengan 0,101

c

untuk konversi J ke cal, dibagi dengan 4,184

d

titik dasar (nilai nol) untuk entalpi, energi dalam, dan entropi adalah 0 K untuk gas ideal pada tekanan 101,3 kPa (1 atm)

Sumber : Othmer, K., 1967

2.2 Penggunaan Hidrogen

Hidrogen sangat penting digunakan oleh industri kimia terutama pada

penyulingan minyak dan dalam sintesis amonia dan methanol. Disamping itu,

hidrogen digunakan juga dalam pabrik berbagai bahan kimia, sebagai contoh

sikloheksana, dealkilasi benzena dengan toluena, oxo-alkohol, dan anilin; untuk

proses metalurgi; hidrogenasi minyak nabati; bahan bakar transportasi; dan dalam

(28)

2.3 Kelapa Sawit

Pohon Kelapa Sawit terdiri daripada dua spesies Arecaceae atau famili palma

yang digunakan untuk pertanian komersil dalam pengeluaran minyak kelapa sawit.

Pohon Kelapa Sawit Afrika, Elaeis guineensis, berasal dari Afrika barat di antara

Angola dan Gambia, manakala Pohon Kelapa Sawit Amerika, Elaeis oleifera, berasal

dari Amerika Tengah dan Amerika Selatan.

Kelapa sawit termasuk tumbuhan pohon. Tingginya dapat mencapai 24 meter.

Bunga dan buahnya berupa tandan, serta bercabang banyak. Buahnya kecil dan

apabila masak, berwarna merah kehitaman. Daging buahnya padat. Daging dan kulit

buahnya mengandungi minyak. Minyaknya itu digunakan sebagai bahan minyak

goreng, sabun, dan lilin. Ampasnya dimanfaatkan untuk makanan ternak, khususnya

sebagai salah satu bahan pembuatan makanan ayam. Tempurungnya digunakan

sebagai bahan bakar dan arang. Komposisi ideal tandan buah sawit dapat dilihat pada

Tabel 2.2.

Tabel 2.2 Komposisi ideal tandan buah sawit

Berat Tandan 23 – 27 kg

Buah/Tandan 60 – 65 % Minyak/Tandan 21– 23 %

Kernel/Tandan 5 – 7 %

Mesocarp/Tandan 44 – 46 %

Mesocarp/Buah 71 – 76 % Kernel/Buah 21 – 22 %

Cangkang/Buah 10 – 11 % Sumber : Chin, C. M., 2005

2.4 Komposisi Cangkang Kelapa Sawit

Hasil komposisi Cangkang kelapa sawit dapat diperoleh menggunakan

metode Thermogravimetric Analysis (TGA) melalui reaksi pirolisis dalam reaktor

batch 200 cm3. Dalam pengerjaannya kira-kira 20 mg sampel dipanaskan pada 25 oC

menit-1 sampai 600 oC menggunakan nitrogen sebagai gas pembersih. Hasil dari

(29)

Ultimate Analysis dari cangkang sawit dapat dilihat pada Tabel 2.4, dan analisis gas

dapat dilihat pada Tabel 2.5.

Tabel 2.3 Proximate Analysis dari cangkang kelapa sawit (% berat)

Parameter nilai

Moisture content (Mad) 27,2

Volatile Matters (Vad) 34,0

Ash (Ad) 15,0

Fixed Carbon (FCad) 23,8

Ket: ad: on air dried basis; d: on dry basis Sumber : Lee, dkk., 2006

Tabel 2.4 Ultimate Analysis dari cangkang sawit (% berat kering)

C 53,78

H 7,20

N 0,00

S 0,51

O 36,30

Sumber : Lee, dkk., 2006

Tabel 2.5 Analisis gas dari cangkang sawit (% berat)

CO 33,08

CO2 38,4

H2 8,9

CH4 17

C2H6/C2H4 2,1

C3H8 0,2

C3H6 0,3

C4H10 0,01

C4H8 0,01

(30)

(31)

2.5. Spesifikasi Bahan Pendukung 2.5.1. Air

Rumus molekul : H2O

Berat molekul : 18

Berat jenis : 1 gr/cm3 (pada suhu 25 0C)

Titik lebur : 0 0C

Titk didih : 100 0C

(Othmer, 1967)

2.5.2. Oksigen

Wujud : Gas

Rumus : O2

Berat Molekul : 32

Titik Didih, oC : -182,95

Temperatur Kriris, oC : -118,38

Tekanan kritis, atm : 50,14

Cp, Joule/mol oC : 29,1 + (1,158*10-2)T - (0,6076*10-5)T2

+ (1,311*10-9) T3

(Othmer, 1967)

2.5.3 Nitrogen

Wujud : Gas

Rumus : N2

Berat Molekul : 28,01

Titik Didih, oC : -195,8

Temperatur Kriris, oC : -146,96

Tekanan kritis, atm : 33,5

Cp, Joule/mol oC : 29 + (0,2199*10-2)T + (0,5723*10-5)T2

(2,871*10-9) T3

2.5.4 Olivine1

Wujud : Solid

(32)

∆Hf (s) : -753,659 kJ/mol

Cp, kJ/kg oK : 1,036

1

Berat molekul dihitung berdasarkan komposisi dari Fuel Processing Technology 86, Tabel 3 hal. 717, (dalam % berat) MgO=49; SiO2=40; Fe2O3=9,89; Al2O3=0,4; Cr2O3=0,4; CaO=0,3 dan NiO=0,01

2.5.5 Katalis Olivine2

Wujud : Solid

Rumus : Tidak Diketahui

∆Hf (s) : -732,069 kJ/mol

Cp, kJ/kg oK : 1,036

1

Berat molekul dihitung berdasarkan komposisi dari Fuel Processing Technology 86, Tabel 3 hal. 717, (dalam % berat) MgO=46; SiO2=39; Fe2O3=9,2; Al2O3=0,4; Cr2O3=0,4; CaO = 0,3 dan NiO=4,7

2.6. Proses Pembuatan Hidrogen

Kriteria seleksi proses dalam pembuatan gas hidrogen difokuskan dalam

beberapa faktor : kandungan hidrogen dalam umpan; hidrogen yang dihasilkan dari

proses; yang meliputi biaya dari umpan; biaya modal dan operasi; energi yang

dibutuhkan; pertimbangan lingkungan; penggunaan yang diharapkan dari hidrogen.

Secara mendasar, spesifikasi proses komersial untuk pabrik hidrogen

diperoleh dari steam reforming, oksidasi parsial, gasifikasi batubara, dan elektrolisa

air. Di seluruh dunia, hidrogen sebagai bahan baku untuk industri kimia diperoleh

sebagai berikut: 77% dari gas alam/petroleum, 18% dari batubara, 4% dari elektrolisa

air, dan 1% dari proses lain.

Semua proses ini menghasilkan hidrogen dari hidrokarbon dan air.

(33)

(Othmer, 1967)

Sekarang ini hidrogen digunakan hampir secara eksklusif sebagai suatu bahan

kimia industri, dimana kapasitas itu diterapkan untuk suatu penggunaan yang luas,

mencakup produksi amoniak (untuk pabrik fertilizer), refineri yang digunakan untuk

proses desulfurisasi dan lain-lain, serta untuk produksi methanol. Produksi tahunan

dunia adalah sekitar 500 milyar Nm3. Produsen yang paling besar adalah produk

udara, yang beroperasi lebih dari 50 pabrik individu, yang menghasilkan lebih dari

25 juta Nm3 per hari, dan 7 sistem perpipaan secara total lebih dari 340 juta. Produksi

curah hidrogen (hampir 50%) dihasilkan oleh proses Steam Methane Reforming,

yang mana proses tersebut adalah dalam skala besar merupakan rute ekonomis.

(Dutton, G., 2002)

2.6.1. Steam Methane Reforming (SMR)

Proses Steam Methane Reforming (SMR) terdiri atas 4 langkah proses:

1. Pemanasan stok umpan dan pemurnian (dibutuhkan karena katalis memiliki

sensitivitas yang tinggi oleh ketidakmurnian, contohnya: sulfur, mercury, dan

logam lainnya)

2. Steam reformer

3. CO shift

4. PSA purification (menyerap campuran lainnya selain dari H2 untuk

menghasilkan H2 mencapai 80 – 90%.

Reaksi reformer (untuk methana) :

CH4 + 2H2O ↔ CO2 + 4H2 (ΔHo = +164kJ /mol; secara umum beroperasi pada

suhu 850 oC)

CH4 + H2O ↔ CO2 + 3H2 (ΔHo = +205kJ /mol )

- Beroperasi pada < 40 bar

- Sangat endotermis

- Konversi penguapan oleh steam dan suhu yang tinggi; konversi akan

berkurang dengan tekanan yang tinggi.

- Sangat dibutuhkan katalis nikel aktif

Reaksi CO shift :

(34)

- Menggunakan katalis CO shift : besi oksida (secara konvensional suhu tinggi

340 – 460 oC), (suhu sedang) besi + tembaga oksida (suhu tinggi dimodifikasi

310 – 370 oC), tembaga, seng, aluminium (suhu rendah 180 – 280 oC)

- Ukuran pabrik kecil dan sedang yang memiliki reactor shift suhu sedang yang

tunggal

- Pabrik skala besar memiliki 2 reaktor suhu sedang atau suhu tinggi ditambah

reaktor suhu sedang

Ukuran pabrik yang umum :

Kecil 500 - 3000 Nm3/jam

Sedang mencapai 25,000 Nm3/jam

Besar lebih dari 25,000 Nm3/jam

Sangat besar over 150,000 Nm3/jam

(Dutton, G., 2002)

2.6.2. Oksidasi parsial

Hidrogen juga dapat dibentuk oleh non-katalisis oksidasi parsial hidrokarbon.

Banyak umpan hidrokarbon yang dapat dimampatkan atau dipompa mungkin

digunakan. Efisiensi proses secara keseluruhan adalah hanya 50% (dibandingkan

SMR pada 65 – 75%). Oksigen murni diperlukan sebagai umpan.

Reaksi reformer – oksidasi parsial :

Gas alam : CH4 + ½ O2 → CO + 2H2 (1350 oC)

Batu bara : C + ½ O2 → CO (1350 oC)

- Proses gas sintesis

- Menggunakan banyak bahan bakar fosil dan dapat beroperasi pada tekanan

tinggi (>100 bar)

Daftar sumber hidrogen terdiri atas tiga model teknologi :

1. Catalytic Steam Reforming (CSR) melibatkan reaksi bahan bakar hidrokarbon dan steam dalam kehadiran katalis dimana dibutuhkan sumber

panas eksternal. Proses ini memiliki efisiensi yang tinggi.

(35)

yang digunakan untuk menghasilkan hidrogen dibutuhkan panas untuk reaksi.

Proses ini dapat digunakan pada banyak perbedaan tipe dari bahan bakar.

3. Catalytic Partial Oxidation Reforming (CPOX) adalah sama halnya seperti auto thermal reforming (ATR) tetapi menggunakan sistem operasi yang lebih

simpel dan sederhana.

(Dutton, G., 2002)

2.6.3. Integrated gasification combined cycle (IGCC)

Dalam sistem IGCC, gasifier batubara mengubah batubara yang telah di

pulverisasi menjadi gas sintesis (campuran H2 dan CO) dengan penambahan steam

dan oksigen. Gas sintesis ini selanjutnya dibersihkan dari kotorannya dan digunakan

untuk menghasilkan energi dalam turbin gas. (secara alternatif gas yang diproduksi

dapat digunakan untuk menghasilkan hidrogen, bahan kimia, atau bahan bakar

lainnya).

Panas yang terbuang dari turbin gas digunakan dalam turbin steam untuk

menghasilkan banyak elektrisitas. Teknologi gasifier terintegrasi dengan siklus yang

dikombinasikan dengan cara ini menawarkan efisiensi sistem yang tinggi dan

tingkatan polusi yang sangat rendah. Sistem dirancang untuk menangani berbagai

umpan, mencakup batubara dengan kandungan sulfur yang tinggi dan rendah,

antrasit, dan biomassa. Secara umum sistem memiliki rentang dalam ukuran dari 200

– 800 MWe. Secara umum pabrik menawarkan peningkatan efisiensi suhu 10% yang

melebihi stasiun pembakaran batubara konvensional.

Efisiensi operasi adalah diantara 29 – 41%, tergantung pada karakteristik

bahan bakar (yaitu kandungan sulfur, kandungan abu, dan nilai kalori), tipe dari

sistem IGCC (yaitu entrained, moving-bed atau fluidized bed) dan puncak suhu

turbin gas. Dalam kaitan efisiensi rendah dan biaya, IGCC hanya merupakan

teknologi demonstrasi, akan tetapi diharapkan bahwa teknologi generasi kedua akan

merealisasikan efisiensi sebesar 45 – 50% dan mengurangi biaya. (Dutton, G., 2002)

2.6.4. Pirolisis

Hidrokarbon dapat dikonversi menjadi hidrogen tanpa menghasilkan CO2,

(36)

oksigen (pirolisis). Sebagai contoh methana dapat di cracked dalam katalis seperti

karbon (golongan karbon, seperti jelaga C60, grafit atau karbon aktif). Pada

prinsipnya, pirolisis dapat juga diaplikasikan lebih jauh kedalam hidrokarbon

kompleks, biomassa, limbah padat kota. (Dutton, G., 2002)

2.6.5. Elektrolisis air

Hidrogen dapat dihasilkan dari air yang dielekrolisis. Jika elektrolitas

dihasilkan dari teknologi renewable (seperti solar, hidro, angin, pasang surut), maka

proses tersebut disebut bebas karbon. Pemecahan elektrokimia dari air telah

diketahui melalui reaksi :

H2O → H₂+ ½ O₂

Pabrik elektrolisis komersial secara umum mencapai efisiensi 70 – 75%.

Ada 2 tipe dasar dari elektrolizer:

1. Alkalin cair

2. Membran pertukaran proton

Secara umum beroperasi pada tekanan 50 bar (750 psig) yang mana tidak

cukup pembebanan silinder tekanan tinggi. Konsumsi listrik dari proses elektrolisis

dapat direduksi dengan operasi pada suhu tinggi (900 – 1000 oC). Untuk

penyimpanan hidrogen, dapat dilakukan menggunakan kompresor atau disebut

elektrolizer tekanan tinggi. (Dutton, G., 2002)

2.6.6 Produksi hidrogen secara biologi

Hidrogen dapat dihasilkan secara biologi dalam 2 proses :

1. Proses fotosintesis

2. Proses fermentasi

Ganggang hijau dapat menangkap energi dari sinar matahari. Dibawah

kondisi anaerobik, ganggang hijau menghasilkan enzim hidrogenase yang mana

dapat menghasilkan hidrogen dari air dengan proses yang diketahui sebagai

bio-fotolisis. Kondisi ini harus diatur secara hati-hati sewaktu enzim hidrogenase bekerja

dalam fase gelap dan sangat sensitif pada kehadiran oksigen yang dihasilkan dari

fotosintesis. Ada dua tahapan proses yang digunakan untuk memaksimalkan produk

(37)

1. Peningkatan produksi hidrogen oleh suatu faktor 10, atau lebih.

2. Peningkatan efisiensi konversi energi solar dari 5% menjadi 10% atau lebih.

3. Memproduksi sel membran tidak hidup oleh oksigen dan hidrogen untuk

menghasilkan enzim

Proses biologi yang kedua untuk menghasilkan hidrogen adalah dengan

menggunakan fermentasi tanpa membutuhkan cahaya. Ini dilakukan dalam keadaan

gelap, dimana proses anaerobik dilaksanakan oleh banyak spesies bakteri, satu

diantaranya adalah Clostridia. Reaksi melibatkan enzim hidrogenase yang bertindak

untuk menghasilkan hidrogen (dan karbon dioksida):

C6H12O6 + 2H2O → 2CH3COOH + 2CO2 + 4H2

Secara teoritis, hidrogen yang dihasilkan adalah 0,5 m3 H2/kg karbohidrat.

Bakteri fermentasi dikalikan secara cepat dan dapat menghasilkan kuantitas yang

banyak dari hidrogen, tetapi parameter rancangan dan operasional ini adalah belum

mapan. (Dutton, G., 2002)

2.7 Seleksi Proses

Pada pra perancangan pabrik pembuatan Gas hidrogen, proses yang dipilih

adalah proses gasifikasi biomassa cangkang kelapa sawit. Proses ini dipilih dengan

pertimbangan :

- Jumlah hidrogen yang dihasilkan lebih besar dengan adanya sebagian

hidrogen dari steam (uap air)

- Merupakan proses yang efisien untuk mengubah biomassa CKS menjadi

hidrogen

- Panas yang digunkan dapat diperoleh dari panas yang sebelumnya.

- Emisi nitrogen oksida dan sulfur oksida lebih sedikit dibanding dengan

proses gasifikasi batubara

- Gasifikasi biomassa selain menghasilkan H2 untuk produksi senyawa kimia

lain, juga menghasilkan gas alam sintesis, diantaranya CH4, CO2 dan CO.

- Dibandingkan dengan proses gasifikasi batubara, bahan baku untuk proses

gasifikasi biomassa lebih lebih bersifat renewable sehingga lebih menjamin

kelangsungan suatu pabrik

(38)

2.8. Deskripsi Proses

2.8.1. Penanganan umpan (Feed Handling)

Cangkang kelapa sawit (CKS) disuplai ke pabrik dengan menggunakan truk

dan CKS disimpan ruang Land filled (T-101). CKS yang diterima diasumsikan

memiliki kandungan air 12% yang kemudian diangkut menggunakan traktor menuju

elevator (C-101). Kemudian CKS dikirim ke bin atau corong tuang (T-102).

Selanjutnya dengan menggunakan screw Conveyor (C-102), CKS dikirim ke bejana

gasifier.

2.8.2. Gasifikasi dan Reforming

Dari bagian penanganan umpan, CKS masuk kedalam unit gasifier (R-201).

Sedangkan hasil pembakaran yang berupa char dikirim ke char combustor (R-202).

Gasifier (R-201) yang digunakan dalam analisis ini adalah gasifier dengan

pemanasan tidak langsung yang bertekanan rendah. Gasifier ini didesain sebanyak 2

buah dengan struktur yang identik. Suhu operasi diatur pada 870°C dan tekanan

operasi 23 psia (1,565 atm).

Panas untuk reaksi-reaksi yang terjadi pada gasifier disuplai dengan

mensirkulasikan media pemanas (olivine) yang dibakar bersama char di dalam char

combustor (R-201). Dalam kasus ini, mediumnya adalah olivin sintetik, yang terdiri

atas magnesium silikat yang dikalsinasi (Enstatite [MgSiO3], Forsterite [Mg2SiO3],

dan Hematite [Fe2O3]).

Sejumlah kecil MgO (aliran 11) harus ditambahkan bersama olivine (aliran

12) untuk mencegah pembentukan aglomerasi (penggumpalan seperti kaca) yang

dihasilkan dari interaksi kalium dalam CKS dengan komponen silika. Tanpa

penambahan MgO, kalium akan membentuk gelas/kaca (K2SiO4) dengan silika

dalam sistem tersebut. K2SiO4 mempunyai titik lebur yang rendah (930 oF) dan

terbentuknya K2SiO4 tersebut akan menyebabkan media olivine menjadi lengket,

terjadi aglomerasi, dan cepat menjadi defluidisasi. Kadar abu dalam umpan

diasumsikan terdiri atas 0,2 % berat kalium. MgO ditambahkan sebanyak 2 kali

(39)

Tabel 2.6 Parameter Pengoperasian, Hasil dan Komposisi Gas

Variabel Gasifier Nilai

Tipe Gasifier BCL (Battelle Columbus Laboratory)

Temperatur Operasi 1598 oF (870 oC)

Tekanan Operasi 23 psia (1,6 bar)

Steam/umpan CKS 0.4 lb/lb CKS (basis kering) Olivine yang di-recycle 27 lb/lb CKS (basis kering) Komposisi gas sintesa % mol (kering)

H2 57,995

CO2 11,462

CO 15,514

H2O 0

CH4 13,921

C2H4 0,492

C2H6 0,459

C3H8 0,060

C3H6 0,094

C4H10 0,002

C4H8 0,002

H2S 0

Gas hasil sintesa 0,04 lb-mol gas kering/lb CKS (basis kering)

Char yang dihasilkan 0,470134526 lb/lb CKS (basis kering) Sumber : Technical Report NREL/TP-510-37408 May 2005

Catatan : Efisiensi gasifier didefenisikan sebagai energi pembakaran dari gas sintesis dibagi dengan energi pembakaran dari biomassa.

Steam bertekanan rendah (aliran 3) digunakan sebagai media gasifikasi yang

diperoleh dari siklus steam. Perbandingan steam untuk CKS adalah 0,4 lb steam/lb

CKS kering. Suhu char combustor di set pada 1800 oF (982,22 oC). Laju alir sirkulasi

olivine (aliran 9) adalah 27 lb olivine/lb CKS kering. Olivine segar (aliran12)

ditetapkan pada laju 0,11% dari laju sirkulasi untuk menutupi kehilangan Olivine

dari cyclone. Udara pembakaran dalam simulasi ini adalah 12% udara berlebih

(aliran 6 dan 7).

Pemisahan partikel dilakukan melalui cyclone separator (S-201, S-202, dan

S-203). Mayoritas dari olivine dan char (99,9% dari keduanya) dipisahkan dalam

(40)

cyclone (S-202) dan selanjutnya dikirim ke char combustor (R-202). Secondary gasifier cyclone (S-202) memisahkan 90% residu olivine dan char yang terbawa oleh

S-201. Combustor cyclone (S-203) memisahkan olivine (99,9%) dari pembakaran

gas dan olivine akan dikirim kembali menuju gasifier (R-201). Abu dan banyak

partikel pasir yang dipindahkan dikirim menuju tempat pengolahan limbah.

Gas dari secondary gasifier cyclone (S-202) akan dikirim ke unit reformer

(R-203). Dalam reaktor unggun fluidisasi mendidih (bubbling fluidized bed reactor)

ini, komponen CH4, C2H4, C2H6, C3H8, C3H6, C4H10, dan C4H8 akan dikonversi

menjadi CO dan H2. Dalam simulasi ini, persen konversi dari tiap-tiap komponen

akan di set dengan jumlah komponen yang dapat dilihat pada Tabel 2.7 tentang

performa rancangan dari reformer yang telah di verifikasi secara eksperimen dari

data yang dikumpulkan pada NREL’s bench-scale thermo-catalytic conversion

system dan NREL’s Thermochemical Pilot Process Development Unit (TCPDU).

Tabel 2.7 : Kinerja rancangan dari Reformer

Komponen % konversi menjadi CO & H2

CH4 20%

C2H4 50%

C2H6 90%

C3H8 60%

C3H6 60%

C4H10 70%

C4H8 70%

(Phillips, dkk, 2004)

Dalam rancangan ini, gas yang masuk kedalam reformer (R-203) adalah pada

suhu gasifier (870 oC) dan suhu gas keluaran reformer adalah 1383 oF (750,56 oC).

Sebelum menuju tahapan pembersihan, gas panas akan didinginkan sampai 300 oF

(148,9 oC) dengan alat penukar panas (H-201 dan H-202) yang terintegrasi dalam

siklus steam.

(41)

Setelah pendinginan langsung dari gas sintesis pada suhu 300 oF, dilanjutkan

dengan penambahan pendinginan yang dilakukan melalui Water Scrubbing (M-301

dan M-302). Scrubber juga menghilangkan impuritis seperti partikulat dan residu.

Sistem scrubbing terdiri dari Venturi Scrubber 302) dan Quench Chamber

(M-301). Quench water didinginkan melalui Heat Exchanger (H-301) dan disirkulasi

kembali menuju Venturi Scrubber (M-302) dan Quench Chamber (M-301). Laju alir

quench water ditentukan dengan menyesuaikan laju sirkulasi suhu keluar dari air

pendingin Heat Exchanger (H-301) yaitu sebesar 110 oF (43,33 oC). Kelebihan water

scrubber akan dikirim menuju fasilitas pengolahan air limbah. Jumlah air untuk scrubber sekitar 2 galon per menit dari kelebihan air untuk pabrik ukuran 2000 ton

material kering per hari (aliran 20). Untuk tujuan perancangan, kadar air dari aliran

lumpur (sludge) diatur pada 50% berat (aliran 29). Suhu pendinginan pada tahap

pembersihan gas sintesis adalah pada 140oF. Gas sintesis kemudian dimampatkan

atau dikompresi menggunakan 5 (lima) kompresor sentrifugal dengan pendingin

interstage (K-301A/B/C/D/E, S-301, S-302A/B/C/D/E, S-303, H-302A/B/C/D/E,

dan H-303). Kompresor yang dimodelkan masing-masing bagian mempunyai

efisiensi politropik 78% dan dengan suhu intercooler 140 oF.

2.8.4. Reforming, Shift, dan PSA

Pada proses ini terdapat jumlah yang sangat besar dari CO, CH4 dan

hidrokarbon lainnya dalam menghasilkan gas sintesis, sehingga komponen ini harus

mengalami konversi melalui mekanisme sistem reaksi reforming (CnHm + H2O 

(n+m/2)H2 + nCO) dan reaksi shift conversion (CO + H2O  CO2 +H2). Reforming

adalah reaksi utama dalam steam reformer (R-401). Reaksi reforming adalah sangat

endotermis dan diuapkan dengan suhu yang tinggi dan pada tekanan rendah.

Sedangan proses shift reaction (R-402 dan R-403) terjadi pada unit Reaktor High

Temperature Shift (HTS) dan Low Temperature Shift (LTS), dimana reaksi berjalan

eksotermis dan biasanya beroperasi pada suhu rendah dan pada perbandingan steam

tinggi. Steam reformer (R-401) terdiri atas tabung yang diisi dengan katalis, yang

dikelilingi oleh suatu tungku yang menyediakan kebutuhan panas untuk reaksi

endotermis. Komponen utama dari tungku perapian (furnace) ini meliputi suatu