DISTRIBUSI ALIRAN DALAM REAKTOR BERKANAL MIKRO

(1)

DISTRIBUSI ALIRAN DALAM REAKTOR BERKANAL MIKRO

Y.W. Budhi

1*)

, E. Restiawaty

1

dan Subagjo

1

Abstrak

Reaktor mikro telah menempatkan diri pada posisi yang diminati dalam pengembangan teknologi reaktor modern yang memiliki karakteristik pokok dalam hal percepatan laju perpindahan massa dan panas yang berlipat ganda. Dengan dimensi yang berskala mikron, distribusi aliran dari pipa induk menuju masing-masing kanal merupakan salah satu persoalan penting untuk menjamin keseragaman aliran di setiap kanal. Makalah ini mengkaji distribusi aliran dalam lima model reaktor dan mempelajari karakteristik pemanasan awal dari keadaan dingin (cold start). Fokus ditujukan dalam shift converter yang mengkonversikan CO menjadi CO2 agar tidak meracuni katalis dalam sel bahan

bakar. Selanjutnya pada model reaktor dengan distribusi terbaik, karakteristik cold start up ditelaah lebih mendalam melalui teknik reaksi kimia tak tunak. Hasil studi menunjukkan bahwa start up pada shift converter dapat dilakukan dalam waktu yang sangat singkat yang menunjukkan bahwa secara praktis unit reaktor mikro ini dapat diterapkan.

Kata kunci: Reaktor mikro; Pemodelan dan simulasi; Shift converter; Miniaturisasi

Pendahuluan

Pada satu dekade terakhir, riset di bidang teknologi mikro telah membuka wahana baru dalam ilmu pengetahuan dan teknologi proses. Sejalan dengan perkembangan teknologi mikro tersebut, penguatan pada sub-bidang intensifikasi proses telah menjadikan system mikro ini menjadi sebuah kecenderungan yang kuat di pusat-pusat riset terkemuka di Eropa. Salah satu bidang dalam teknologi mikro yang dikaji secara

intensif adalah reaktor mikro (microreactor).

Keunggulan utama dari miniaturisasi adalah perpindahan panas dan massa yang lebih baik (Stankiewicz dan Moulijn, 2004; Delsman, 2005), perolehan waktu ruang yang lebih baik (Muk : 4), selektivitas reaksi yang lebih terkendali (Muk : 5), dan kemampuannya menangani bahan kimia berbahaya yang lebih aman. Sebagai gambaran, laju perpindahan panas dalam reaktor mikro dapat mencapai 20 ribu kali lebih cepat. Keunggulan-keunggulan tersebut telah dieksploitasi secara berkelanjutan untuk sejumlah implementasi baru seperti pengembangan teknologi

baterai komputer jinjing (portable) dan mesin bakar

internal kendaraan bermotor yang dikombinasikan dengan sel bahan bakar (Budhi, 2006).

Piranti digital jinjing senantiasa menjadi

semakin kecil, serbaguna (versatile), dan intensif

energi, namun keterbatasan teknologi baterai saat ini merintangi miniaturisasi dan intensifikasi lebih lanjut. Sel bahan bakar mikro dipertimbangkan sebagai kandidat sumber daya jinjing untuk menggantikan

baterai ion litium yang amat besar (bulky). Di samping

itu, sel bahan bakar diyakini dapat beoperasi secara lebih efisien pada hidrogen. Namun, sebagai media energi tersimpan, hidrogen tidak ideal atas dasar

densitas energi yang rendah dan berbahaya. Sebaliknya metanol adalah alternatif yang tepat karena densitas energinya yang tinggi dan dapat diubah menjadi hidrogen insitu dalam prosesor bahan bakar mikro untuk digunakan dalam sel bahan bakar mikro. Kajian pengkonversian metanol menjadi hidrogen untuk kapasitas kendaraan bermotor berdaya 140 HP telah dilakukan oleh Budhi (2006).

Sebuah kompetisi teknologi terjadi antara penyimpanan energi hidrogen dalam tangki bertekanan (1000 bar) dan produksi hidrogen dari reformasi metanol secara insitu. Berbagai kekurangan dalam penyimpanan hidrogen dalam tangki bertekanan dan salah satu solusi yang ditawarkan telah disajikan dalam Budhi (2006). Kajian awal dalam pemetaan aliran bahan dan energi dalam rangkaian sistem proses telah disajikan dalam Budhi (2006). Kajian tersebut menitikberatkan pada telaahan termodinamika rangkaian proses, khususnya untuk mencapai target daya kendaraan sebesar 140 HP. Di dalam makalah ini, kajian yang berkenaan

dengan distribusi aliran (flow distribution) dan

kelakuan start-up unit dari keadaan dingin (cold

start-up) dalam sebuah micro-shift converter

disajikan.

Shift Converter

Sejumlah rancangan refomer kukus berskala mikro telah diusulkan dan bahkan difabrikasi (lihat pustaka Muk : 12-15). Dalam makalah Budhi (2006), metanol merupakan bahan bakar cair yang direaksikan dengan kukus untuk menghasilkan hidrogen dan produk samping CO. Gas CO ini bisa meracuni katalis dalam sel bahan bakar, sehingga

1)

Program Studi Teknik Kimia, Fakultas Teknologi Industri, Institut Teknologi Bandung 1

(2)

aliran reformat memerlukan pengolahan lebih lanjut untuk menyingkirkan CO. Sekalipun teknologi membran sel bahan bakar yang sangat toleran terhadap CO sedang dikaji, pemurnian aliran hidrogen menggunakan teknik penyingkiran CO dalam WGSR (water gas shift reaction) masih dianggap pilihan yang penting (Karnik dkk., 2003).

Water Gas Shift Reaction (WGSR) mengacu

pada reaksi CO dengan kukus untuk menghasilkan H2

dan CO2. Reaksi ini adalah reaksi yang sangat penting

dalam industri kimia tradisional. Pada saat ini, telaahan lebih difokuskan pada pemurnian hidrogen untuk sel bahan bakar skala mikro. Berbagai mekanisme reaksi, lintasan reaksi, dan laju reaksi telah dilaporkan dalam berbagai pustaka untuk skala makro (Hakkarainen dkk., 1994; Amadeo dan Laborde, 1995; Gines dkk., 1997). Namun untuk skala mikro, ungkapan laju reaksi dan parameter-parameternya bisa berbeda (Mukherjee dkk., 2007).

Laju perpindahan panas dan massa dalam reaktor mikro dirancang sedemikian rupa sehingga nilainya berlipat ganda. Untuk merealisasikan produktivitas yang tinggi dalam unit berskala kecil, beberapa kanal mikro yang identik sangat diperlukan. Namun demikian, kombinasi kapasitas produksi yang tinggi dan skala reaktor yang kecil akan menghasilkan laju aliran yang tinggi di dalam unit reaktor. Hal ini sangat berpotensi menyebabkan hilang tekan dan distribusi yang tidak merata. Kualitas distribusi aliran dapat dinyatakan dengan rumusan matematika, yaitu simpangan baku relatif (Delsman, 2005). Di dalam makalah ini, kajian difokuskan pada tampilan visual distribusi aliran dari berbagai bentuk geometri reaktor.

Distribusi Aliran dan Hasil Simulasi

Distribusi aliran dalam kanal berdiameter mikro dikaji untuk berbagai aplikasi. Masing-masing aplikasi dapat bersifat esa, sehingga pemodelan setiap konfigurasi diperlukan. Sebagai contoh, Bassiouny dan Martin (1984) mengembangkan sebuah model analitik untuk menghitung distribusi aliran pada kanal penukar panas jenis pelat berdasarkan perubahan kecepatan di bagian ‘header’ dan gesekan dinding kanal, namun mengabaikan gesekan dinding dalam ‘header’. Choi dkk. (1993) menyajikan ‘Computational Fluid Dynamic’ pada modul pendinginan untuk mikroelektronika. Mereka mendapatkan bahwa nisbah luas penampang wadah distribusi aliran terhadap luas penampang kanal merupakan parameter yang penting yang mempengaruhi distribusi aliran.

Dalam studi ini, satu lapis reaktor mikro yang memiliki panjang 30 mm dan lebar 10 mm. Adapun setiap kanal dirancang dengan panjang 10 mm dan

lebar 300 µm. Hasil-hasil simulasi distribusi aliran

ditunjukkan dalam Gambar 1-5. Adapun kualitas penjenuhan konsentrasi ditunjukkan dalam Tabel 1.

Ditinjau dari tingkat penjenuhan aliran yang keluar dari reaktor, Model A menunjukkan harga yang paling tinggi. Untuk Model A tersebut, posisi kanal

berkatalis dapat diposisikan pada 0,5 dari panjang reaktor total.

Flow Distribution in Microchannel: Riset KK ITB 2006

Model a: Cycle=69 Time= 1.0368e+7 dt= 9.2972e+5 p2 Nodes=530 Cells=233 RMS Err= 8.1e-9 Integral= 60.48623 06:23:19 12/26/06 FlexPDE 3.11 X 0. 5. 10. 15. 20. 25. 30. Y -10. -5. 0. 5. 10. 15. 20. o x Flow Distribution 1.00 0.95 0.90 0.85 0.80 0.75 0.70 0.65 0.60 0.55 0.50 0.45 0.40 0.35 0.30 0.25 0.20 0.15 0.10 0.05 0.00 (a)

Model a: Cycle=69 Time= 1.0368e+7 dt= 9.2972e+5 p2 Nodes=530 Cells=233 RMS Err= 8.1e-9 Integral= 13.39740 06:23:19 12/26/06 FlexPDE 3.11 X 15. 18. 21. 24. 27. 30. Y 0. 3. 6. 9. 12. 15. o Flow Distribution zoom(xmax-tfrac+2*rad,0, tfrac,tfrac) 1.00 0.95 0.90 0.85 0.80 0.75 0.70 0.65 0.60 0.55 0.50 0.45 0.40 0.35 0.30 0.25 0.20 0.15 0.10 0.05 0.00 (b)

Gambar 1. Konfigurasi model reaktor A. Arah aliran inlet dan outlet masing-masing sejajar kanal ; inlet-outlet berseberangan. (a). Model utuh, (b). Perbesaran

pada daerah outlet.

Model b: Cycle=66 Time= 1.0368e+7 dt= 8.4072e+5 p2 Nodes=549 Cells=242 RMS Err= 8.7e-9 Integral= 60.68256 06:23:24 12/26/06 FlexPDE 3.11 X 0. 5. 10. 15. 20. 25. 30. Y -10. -5. 0. 5. 10. 15. 20. o x Flow Distribution 1.00 0.95 0.90 0.85 0.80 0.75 0.70 0.65 0.60 0.55 0.50 0.45 0.40 0.35 0.30 0.25 0.20 0.15 0.10 0.05 0.00 (a)

(3)

Model b: Cycle=66 Time= 1.0368e+7 dt= 8.4072e+5 p2 Nodes=549 Cells=242 RMS Err= 8.7e-9 Integral= 13.43956 06:23:24 12/26/06 FlexPDE 3.11 X 15. 18. 21. 24. 27. 30. Y 0. 3. 6. 9. 12. 15. o Flow Distribution zoom(xmax-tfrac+2*rad,0, tfrac,tfrac) 1.00 0.95 0.90 0.85 0.80 0.75 0.70 0.65 0.60 0.55 0.50 0.45 0.40 0.35 0.30 0.25 0.20 0.15 0.10 0.05 0.00 (b)

Gambar 2. Konfigurasi model reaktor B. Arah aliran inlet tegak lurus dan outlet sejajar kanal; inlet-outlet berseberangan. (a). Model utuh, (b). Perbesaran pada

daerah outlet.

Model c: Cycle=69 Time= 1.0368e+7 dt= 9.2972e+5 p2 Nodes=545 Cells=240 RMS Err= 8.5e-9 Integral= 60.48959 06:28:52 12/26/06 FlexPDE 3.11 X 0. 5. 10. 15. 20. 25. 30. Y -10. -5. 0. 5. 10. 15. 20. o x Flow Distribution 1.00 0.95 0.90 0.85 0.80 0.75 0.70 0.65 0.60 0.55 0.50 0.45 0.40 0.35 0.30 0.25 0.20 0.15 0.10 0.05 0.00 (a)

Model c: Cycle=69 Time= 1.0368e+7 dt= 9.2972e+5 p2 Nodes=545 Cells=240 RMS Err= 8.5e-9 Integral= 13.32699 06:28:52 12/26/06 FlexPDE 3.11 X 15. 18. 21. 24. 27. 30. Y 0. 3. 6. 9. 12. 15. o Flow Distribution zoom(xmax-tfrac+2*rad,0, tfrac,tfrac) 1.00 0.95 0.90 0.85 0.80 0.75 0.70 0.65 0.60 0.55 0.50 0.45 0.40 0.35 0.30 0.25 0.20 0.15 0.10 0.05 0.00 (b)

Gambar 3. Konfigurasi model reaktor C. Arah aliran inlet sejajar dan outlet tegak lurus kanal; inlet-outlet berseberangan. (a). Model utuh, (b). Perbesaran pada

daerah outlet.

Model d: Cycle=71 Time= 1.0368e+7 dt= 7.3624e+5 p2 Nodes=571 Cells=252 RMS Err= 8.7e-9 Integral= 60.68305 06:23:31 12/26/06 FlexPDE 3.11 X 0. 5. 10. 15. 20. 25. 30. Y -10. -5. 0. 5. 10. 15. 20. o x Flow Distribution 1.00 0.95 0.90 0.85 0.80 0.75 0.70 0.65 0.60 0.55 0.50 0.45 0.40 0.35 0.30 0.25 0.20 0.15 0.10 0.05 0.00 (a)

Model d: Cycle=71 Time= 1.0368e+7 dt= 7.3624e+5 p2 Nodes=571 Cells=252 RMS Err= 8.7e-9 Integral= 13.57184 06:23:31 12/26/06 FlexPDE 3.11 X 15. 18. 21. 24. 27. 30. Y 0. 3. 6. 9. 12. 15. o Flow Distribution zoom(xmax-tfrac+2*rad,0, tfrac,tfrac) 1.00 0.95 0.90 0.85 0.80 0.75 0.70 0.65 0.60 0.55 0.50 0.45 0.40 0.35 0.30 0.25 0.20 0.15 0.10 0.05 0.00 (b)

Gambar 4. Konfigurasi model reaktor D. Arah aliran inlet dan outlet tegak lurus kanal; inlet-outlet berseberangan. (a). Model utuh, (b). Perbesaran pada

daerah outlet.

Model e: Cycle=88 Time= 1.0368e+7 dt= 7.4665e+5 p2 Nodes=610 Cells=269 RMS Err= 5.7e-9 Integral= 70.58178 06:29:22 12/26/06 FlexPDE 3.11 X 0. 5. 10. 15. 20. 25. 30. Y -10. -5. 0. 5. 10. 15. 20. o x Flow Distribution 1.00 0.95 0.90 0.85 0.80 0.75 0.70 0.65 0.60 0.55 0.50 0.45 0.40 0.35 0.30 0.25 0.20 0.15 0.10 0.05 0.00 (a)

Konfigurasi model reaktor 5 memungkinkan posisi inlet kanal katalis yang lebih dekat dengan inlet reaktor, namun kualitas penjenuhan di bagian outlet lebih rendah dibandingkan dengan model reaktor yang lain. Lebih rendahnya kualitas penjenuhan ini disebabkan oleh kurangnya tingkat pencampuran akibat lebih kecilnya kualitas turbulensi dari titik inlet reaktor.

(4)

Model e: Cycle=88 Time= 1.0368e+7 dt= 7.4665e+5 p2 Nodes=610 Cells=269 RMS Err= 5.7e-9 Integral= 16.07482 06:29:22 12/26/06 FlexPDE 3.11 X 15. 18. 21. 24. 27. 30. Y 0. 3. 6. 9. 12. 15. o Flow Distribution zoom(xmax-tfrac+2*rad,0, tfrac,tfrac) 1.00 0.95 0.90 0.85 0.80 0.75 0.70 0.65 0.60 0.55 0.50 0.45 0.40 0.35 0.30 0.25 0.20 0.15 0.10 0.05 0.00 (b)

Gambar 5. Konfigurasi model reaktor E. Arah aliran inlet dan outlet sejajar kanal; inlet-outlet segaris. (a).

Model utuh, (b). Perbesaran pada daerah outlet. Tabel 1. Kualitas penjenuhan.

Penjenuhan Posisi kanal (z/Lr)

Model A 95,39% 0,50

Model B 95,29% 0,52

Model C 95,33% 0,50

Model D 95,24% 0,51

Model E 94,21% 0,17

Perilaku cold start up

Reaksi penggeseran gas air (WGSR) merupakan

reaksi kimia antara CO dan H2O untuk menghasilkan

H2 dan CO2. Reaksi ini biasanya dilaksanakan pada

katalis oksida logam. Secara komersial, dua katalis yang umum digunakan adalah oksida besi dan tembaga. Studi ini mengikuti kinetika reaksi sebagaimana yang dikembangkan oleh Mukherjee dkk. (2007). Katalis yang digunakan adalah

CuO/ZnO/Al2O3. Reaksi kimia dinyatakan dengan

persamaan (1) :

CO + H2O ⇔ CO2 + H2 + 41,17 kJ/mol (1)

Reaksi ini bersifat eksotermis dan kesetimbangan, dimana parameter kesetimbangan diberikan oleh Moe (1962):

⎟ ⎠ ⎞ ⎜ ⎝ ⎛ ₋ =exp 4577,8 4,33 T K_eq (2)

dimana T adalah temperatur dalam Kelvin. Persamaan

laju reaksi mengikuti persamaan (3):

⎟ ⎟ ⎠ ⎞ ⎜ ⎜ ⎝ ⎛ − − = eq CO H O H CO CO K C C C C k r 2 2 2 (3)

Berdasarkan pada pengidealan aliran sumbat, persamaan kontinyuitas yang menyatakan hubungan

antara konversi CO (X) sepanjang reaktor dinyatakan

dalam persamaan (4):

(

CO o CO r L W

₎

l X n = − d d (4)

dimana l adalah koordinat panjang sepanjang kanal

reaktor mikro. Laju alir molar, konsentrasi, berat katalis, dan tetapan laju reaksi masing-masing

diberikan oleh notasi n, C, W, dan k. noCO adalah laju

alir molar CO pada umpan reaktor. Kondisi-kondisi operasi mengikuti hasil kajian Budhi (2006). Adapun waktu tinggal gas di dalam kanal adalah 2,58 mili detik.

Gambar 6 menunjukkan dinamika temperatur (6a) dan konsentrasi (6b) di sepanjang reaktor sebagai fungsi dari waktu. Keadaan tunak untuk temperatur dicapai pada waktu 2 detik, sedangkan untuk konsentrasi dicapai pada waktu 1 detik. Perbedaan waktu mencapai keadaan tunak tersebut disebabkan oleh adanya beda skala waktu dalam merespon perturbasi.

Shift Converter: Cycle=63 Time= 2.0000 dt= 0.4808 p2 Nodes=435 Cells=172 RMS Err= 0.0136

05:31:47 12/26/06 FlexPDE 3.11 T 0. 0.3 0.6 0.9 1.2 1.5 1.8 2.1 T e m p er a tur e ( K ) 300. 350. 400. 450. 500. 550. 600. a b c e f abcde f ghi j HISTORY 1: temp (a)

Shift Converter: Cycle=63 Time= 2.0000 dt= 0.4808 p2 Nodes=435 Cells=172 RMS Err= 0.0136

05:31:47 12/26/06 FlexPDE 3.11 T 0. 0.3 0.6 0.9 1.2 1.5 1.8 2.1 C O c onv er s ion 0. 0.1 0.2 0.3 0.4 0.5 0.6 0.7 0.8 0.9 a b c d e f g h i j abcde f ghi j HISTORY 1: XCO (b)

Gambar 6. Perilaku dinamik dari temperatur gas (a) dan konversi CO (b) di sepanjang reaktor sebagai

(5)

Gambar 7 menunjukkan distribusi CO, CO2, H2,

dan H2O di sepanjang reaktor setelah kondisi tunak

dicapai. Kurva CO2 dan H2 berada pada garis yang

berimpitan.

Shift Converter: Cycle=63 Time= 2.0000 dt= 0.4808 p2 Nodes=435 Cells=172 RMS Err= 0.0136 Integral(a)= 2.791676e-5 Integral(b)= 6.116350e-5 Integral(c)= 6.116350e-5 Integral(d)= 7.245689e-5

05:31:47 12/26/06 FlexPDE 3.11 X 0. 0.2 0.4 0.6 0.8 1. P roduc t c o m pone nts ( m o l) e-5 0. 3. 6. 9. 12. 15. a ^ ^ b ^ ^ c ^ ^ d ^ ^ 1 2 1 2

Product components (mol) from (0,0) to (L,0) a: CO b: CO2 c: H2 d: H2O

Gambar 7. Distribusi komponen di sepanjang reaktor pada keadaan tunak.

Histori dari distribusi temperatur di dalam reaktor, khususnya pada daerah outlet (zoom) ditunjukkan pada Gambar 8-11. Sedangkan Gambar 12 menunjukkan distribusi temperatur pada kondisi tunak yang terdiri dari profil utuh (a), dan profil pada daerah outlet (zoom) (b,c).

Shift Converter: Cycle=48 Time= 0.2292 dt= 0.0350 p2 Nodes=435 Cells=172 RMS Err= 0.0084 Integral= 2.212121 05:31:47 12/26/06 FlexPDE 3.11 X 0.81 0.84 0.87 0.9 0.93 0.96 0.99 Y e-2 -3. -2. -1. 0. 1. 2. 3. o x Temperature (oC) zoom(0.8*L,-hW, 0.2*L,2*hW) 194. 192. 190. 188. 186. 184. 182. 180. 178. 176. 174. 172. 170. 168. 166. 164. 162. 160. 158.

Gambar 8. CFD temperatur keluaran pada t =0,03 s.

Shift Converter: Cycle=50 Time= 0.3100 dt= 0.0458 p2 Nodes=435 Cells=172 RMS Err= 0.0167 Integral= 2.469632 05:31:47 12/26/06 FlexPDE 3.11 X 0.81 0.84 0.87 0.9 0.93 0.96 0.99 Y e-2 -3. -2. -1. 0. 1. 2. 3. o x Temperature (oC) zoom(0.8*L,-hW, 0.2*L,2*hW) 228. 225. 222. 219. 216. 213. 210. 207. 204. 201. 198. 195. 192. 189. 186. 183. 180. 177. 174. 171. 168. 165. 162. 159.

Gambar 13 menunjukkan profil konversi CO (a) dan temperatur di sepanjang kanal reaktor pada keadaan tunak. Konversi CO pada keadaan kesetimbangan dan distribusi temperatur sebagaimana ditunjukkan dalam Gambar 13b mencapai 92%.

Shift Converter: Cycle=54 Time= 0.5299 dt= 0.0898 p2 Nodes=435 Cells=172 RMS Err= 0.0177 Integral= 2.897955 05:31:47 12/26/06 FlexPDE 3.11 X 0.81 0.84 0.87 0.9 0.93 0.96 0.99 Y e-2 -3. -2. -1. 0. 1. 2. 3. o x Temperature (oC) zoom(0.8*L,-hW, 0.2*L,2*hW) 285. 280. 275. 270. 265. 260. 255. 250. 245. 240. 235. 230. 225. 220. 215. 210. 205. 200. 195. 190. 185. 180. 175. 170. 165. 160. 155.

Shift Converter: Cycle=56 Time= 0.7094 dt= 0.1257 p2 Nodes=435 Cells=172 RMS Err= 0.0161 Integral= 3.071800 05:31:47 12/26/06 FlexPDE 3.11 X 0.81 0.84 0.87 0.9 0.93 0.96 0.99 Y e-2 -3. -2. -1. 0. 1. 2. 3. o x Temperature (oC) zoom(0.8*L,-hW, 0.2*L,2*hW) 310. 305. 300. 295. 290. 285. 280. 275. 270. 265. 260. 255. 250. 245. 240. 235. 230. 225. 220. 215. 210. 205. 200. 195. 190. 185. 180. 175. 170. 165. 160. 155.

Shift Converter: Cycle=63 Time= 2.0000 dt= 0.4808 p2 Nodes=435 Cells=172 RMS Err= 0.0136 Integral= 14.13266 05:28:27 12/26/06 FlexPDE 3.11 X 0. 0.2 0.4 0.6 0.8 1. Y -0.4 -0.2 0. 0.2 0.4 o x Temperature (K) 340. 330. 320. 310. 300. 290. 280. 270. 260. 250. 240. 230. 220. 210. 200. 190. 180. 170. 160. 150. (a)

(6)

Shift Converter: Cycle=63 Time= 2.0000 dt= 0.4808 p2 Nodes=435 Cells=172 RMS Err= 0.0136 Integral= 3.258444 05:28:27 12/26/06 FlexPDE 3.11 X 0.81 0.84 0.87 0.9 0.93 0.96 0.99 Y e-2 -3. -2. -1. 0. 1. 2. 3. a a a a a a a a a a a a a b b c c d d e e f f g g h h i i j j k k l l m m n n o o p p q r o x Temperature (oC) zoom(0.8*L,-hW, 0.2*L,2*hW) max 330. r : 330. q : 320. p : 310. o : 300. n : 290. m : 280. l : 270. k : 260. j : 250. i : 240. h : 230. g : 220. f : 210. e : 200. d : 190. c : 180. b : 170. a : 160. min 160. (b)

Shift Converter: Cycle=63 Time= 2.0000 dt= 0.4808 p2 Nodes=435 Cells=172 RMS Err= 0.0136 Integral= 3.258444 05:28:27 12/26/06 FlexPDE 3.11 X 0.81 0.84 0.87 0.9 0.93 0.96 0.99 Y e-2 -3. -2. -1. 0. 1. 2. 3. o x Temperature (oC) zoom(0.8*L,-hW, 0.2*L,2*hW) 340. 330. 320. 310. 300. 290. 280. 270. 260. 250. 240. 230. 220. 210. 200. 190. 180. 170. 160. 150. (c)

Gambar 12. Distribusi temperatur pada keadaan tunak.

Shift Converter: Cycle=63 Time= 2.0000 dt= 0.4808 p2 Nodes=435 Cells=172 RMS Err= 0.0136 Integral= 71.02361 05:28:27 12/26/06 FlexPDE 3.11 X 0. 0.2 0.4 0.6 0.8 1. C O c o nv er s io n ( % ) 0. 20. 40. 60. 80. 100. a ^ ^ 1 2 1 2 CO conversion (%) from (0,0) to (L,0) a: XCO*100 (a)

Shift Converter: Cycle=63 Time= 2.0000 dt= 0.4808 p2 Nodes=435 Cells=172 RMS Err= 0.0136 Integral= 272.5988 05:28:27 12/26/06 FlexPDE 3.11 X 0. 0.2 0.4 0.6 0.8 1. T e mper atur e ( o C ) 180. 210. 240. 270. 300. 330. a ^ ^ 1 2 1 2 Temperature (oC) from (0,0) to (L,0) a: temp-273 (b)

Gambar 13. Profil konversi CO (a) dan temperatur di sepanjang kanal reaktor pada keadaan tunak.

Kesimpulan

Kajian pengaruh model reaktor terhadap distribusi aliran di setiap kanal ditelaah melalui simulasi komputer. Inlet dengan arah sejajar kanal, dan outlet dengan arah sejajar kanal memberikan hasil distribusi yang paling maksimal. Pada model reaktor ini, kajian teknik reaksi kimia dilakukan

untuk mengamati perilaku reaktor pada saat start up.

Waktu yang dibutuhkan untuk mencapai temperatur tunak sangat singkat, sedangkan konsentrasi tunak dicapai dalam periode yang lebih singkat.

Ucapan Terima Kasih

Penulis menyampaikan terima kasih kepada ITB yang telah memberi bantuan dana penelitian melalui progam Riset ITB tahun 2006 dengan nomor kontrak 0004/K01.03.2/PL2.1.5/I/2006 tanggal 4 Januari 2006.

Daftar Pustaka

Amadeo, N.E. dan Laborde, M.A., (1995), “Hydrogen production from the low-temperature water gas shift reaction: kinetics and simulation of

the industrial reactor”, Int. J. Hydrogen energy, 20,

hal 949-956.

Bassiouny, M.K. dan Martin, H., (1984), “Flow distribution and pressure drop in plate heat exchanger

– I“, Chem. Eng. Sci., 39, hal. 693-700.

Bassiouny, M.K. dan Martin, H., (1984), “Flow distribution and pressure drop in plate heat exchanger

– II“, Chem. Eng. Sci., 39, hal. 701-704.

Budhi, Y.W., (2005), “Reverse Flow Reactor Operation for Control of Catalyst Surface Coverage”,

Ph.D. Dissertation, Technische Universiteit Eindhoven, the Netherlands.

(7)

Hakkarainen, R., Salmi, T., dan Keiski, R.L., (1994), “Comparison of the dynamics of the high-temperature water gas shift reaction on oxide

catalyst”, Catal. Today, 20, hal. 395-408.

Budhi, Y.W., (2005), “Pemodelan Dan Simulasi Reaktor Mikro Untuk Produksi Hidrogen Sebagai

Umpan Sel Bahan Bakar Kendaraan Bermotor”, Pros.

Seminar Nasional Teknik Kimia Indonesia, Palembang, ISBN 979-97893-0-3.

Karnik, S.V., Hatalis, M.K., dan Kothare, M.V., (2003), “Towards a palladium micromembrane for the water gas shift reaction: microfabrication

approach and hydrogen purification results”, J.

Microelectromech. Syst., 12, hal. 93-100. Choi, S.H., Shin, S., dan Cho, Y.I., (1993), “The effect

of area ratio on the flow distribution in liquid cooling

module manifolds for electronic packaging”, Int.

Comm. Heat Mass Transfer, 20, hal. 221-234.

Delsman, E. (2005), “Microstructured Reactors for a

Portable Hydrogen Production Unit”, PhD

Dissertation, Technische Universiteit Eindhoven, the Netherlands.

Moe, J.M., (1962), “design of water gas shift

reactors”, Chem. Eng. Prog., 58, hal. 33-37.

Mukherjee, S., Hatalis, M.K., dan Kothare, M.V., (2007), “Water gas shift reaction in a glass

microreactor”, Catal. Today, 120, hal. 107-120.

Gines, M.J.L., Marchi, A.J., dan Apesteguia, C.R., (1997), “Kinetic study of the reverse water gas shift

reaction over CuO/ZnO/Al2O3 catalyst”, Appl. Catal.

A: Gen., 154, hal. 155-171.

Stankiewicz, A., dan Moulijn, J., (2004), “

Re-Engineering the Chemical Processing Plant: Process Intensification”, Marcel Dekker Inc., New York.