Abstrak—Jaringan pertukaran massa diperlukan dalam industri kimia untuk mengurangi limbah yang dihasilkan oleh sebuah pabrik agar tercapai ambang batas yang ditentukan dan biaya serendah mungkin, serta meningkatkan produksi pabrik. Tujuan penelitian ini menentukan jaringan pertukaran massa dengan 2-rich stream dan 2-lean stream pada proses absorpsi sweetening COG (Coke Oven Gas) dan menentukan Total Annualized Cost (TAC) minimum pada beberapa variabel ε (parameter perbedaan komposisi minimum yang diperbolehkan). Sweetening COG adalah penghilangan asam pada impuritis, terutama hidrogen sulfida dari COG, R1 (Rich Stream 1), (campuran H2, CH4, CO, N2, NH3, CO2, dan H2S). H2S merupakan impuritis yang tidak diinginkan, karena bersifat korosif dan memberikan kontribusi pada emisi SO2 ketika COG dibakar. Aqueous ammonia adalah kandidat pelarut (proses lean-stream, S1 (Lean Stream 1)) dan chilled methanol (MSAs (Mass Separating Agents) eksternal, S2 (Lean Stream 2)). Gas-gas asam yang distripping dimasukkan ke “Unit Claus” di mana elemen sulfur dikembalikan dari H2S. Tail gases yang meninggalkan unit Claus adalah R2 (Rich Stream 2). Langkah pertama dalam penelitian ini adalah mengumpulkan data yaitu laju alir, jumlah rich stream dan lean stream, dan komposisi aliran masuk dan aliran target. Selanjutnya mendesain sistem integrasi massa dengan metode diagram pinch dengan menghitung pertukaran massa masing-masing komposisi 2-rich stream dan 2-lean stream, membuat kurva komposit, mengombinasikan garis dan memadukan aliran dari rich stream dan lean stream serta membuat grid diagram. Simulasi pertukaran massa pada kolom absorber dilakukan dengan menggunakan software ProMax. Metodologi ini dilakukan pada masing-masing variabel Ɛ, yaitu Ɛ= 0,0005, Ɛ = 0,001, Ɛ= 0,002, Ɛ= 0,003, Ɛ= 0,004. Dari hasil penelitian ada dua Total Annualized Cost (TAC) pada masing-masing variabel Ɛ. Total Annualized Cost (TAC) pertama didapat dengan melakukan splitting pada bagian aliran MSAs eksternal daerah bawah pinch dan yang kedua tidak melakukan splitting. Berdasarkan grafik antara harga dengan (Total Annualized Cost (TAC), annual operating cost dan annualized fixed cost) sebagai sumbu y dan nilai variabel Ɛ pada sumbu x dapat disimpulkan bahwa jaringan pertukaran massa pada kondisi paling efisien ketika Ɛ=0,0005912 dengan split aliran MSAs eksternal di bawah pinch dan TAC optimum sebesar $ 1.187.500 /year
Kata Kunci— Industri, Jaringan Pertukaran Massa, Sweetening COG.
I. PENDAHULUAN
ADA industri kimia, menganalisa dan melakukan optimasi terhadap suatu unit sangat penting. Karena semakin
berkembangnya dunia industri, tuntutan akan adanya industri yang efisien menjadi tak terelakkan. Proses optimasi adalah dasar engineering, karena fungsi klasik seorang insinyur adalah untuk mendesain sistem yang baru, yang lebih baik, lebih efisien dan lebih murah, serta memikirkan sistem atau prosedur untuk meningkatkan operasi sistem yang telah ada[1]. Untuk mengurangi limbah yang dihasilkan oleh sebuah pabrik untuk level yang dapat diterima dan biaya serendah mungkin, serta meningkatkan produksi pabrik maka digunakan sintesis Mass Exchange Network (MEN). Operasi pertukaran massa dapat digunakan pada proses absorpsi, adsorpsi, stripping, ion exchange, solvent extraction, dan leaching [2]. Sampai saat ini, dibandingkan dengan penelitian yang sedang berkembang pada sintesis jaringan pertukaran panas (HENS), hanya sedikit laporan penelitian yang telah diberikan untuk mengatasi integrasi jaringan perpindahan massa (MENS)[3]. El-Halwagi dan Manousioutakis memperkenalkan masalah dalam mempersatukan mass exchange network “MENs” dan menemukan teknik sistematis untuk optimal desain [4].
Gambar 1. Schematic Representation of the MEN Synthesis Problem
Penelitian ini memilih jaringan pertukaran massa yang paling efisien pada proses absorpsi.Dalam absorpsi, campuran gas dikontakkan dengan pelarut cair yang dapat melarutkan satu atau dua komponen dari gas[5].Laju alir cairan, suhu, dan tekanan adalah variabel-variabel penting yang akan ditetapkan [6]. Pada absorbsi zat yang terlarut menyebar dari fase gas ke fase liquid, maka harus ada gradient konsentrasi pada arah perpindahan massa pada setiap fase. Diasumsikan bahwa tidak ada reaksi kimia yang terjadi. Konsentrasi A dari daerah utama pada gas adalah yA,G (fraksi mol) dan turun ke yAi pada interfase. Untuk liquid, konsentrasi dari xA,i pada interfase ke xA,L pada bulk liquid. Konsentrasi bulk yA,G dan xA,L jelas bukan merupakan nilai kesetimbangan, karena jika tidak difusi zat terlarut tidak akan terjadi [7]. Sebelum adanya jaringan
Jaringan Pertukaran Massa dengan 2-
Rich
Stream
dan 2-
Lean Stream
pada Kolom
Absorber Terintegrasi
Sweetening
COG
Frestia Utami, Angga Wahyu Wicaksono, Renanto , Juwari
Jurusan Teknik Kimia, Fakultas Teknologi Industri, Institut Teknologi Sepuluh Nopember (ITS)
Jl. Arief Rahman Hakim, Surabaya 60111 Indonesia
:renanto@chem-eng.its.ac.id
gambaran semua integrasi pada rich stream. Hal ini dapat dicapai dengan mengembangkan representasi komposit massa yang dipertukarkan dari semua rich stream. Pada tahap pertama akan dihasilkan mass exchanged dari jaringan pertukaran massa. Tujuan dari tahap kedua adalah untuk meningkatkan desain pada tahap awal dan mengembangkan konfigurasi akhir dari Mass Exchange Network yang sesuai yang nantinya akan meminimalisasi biaya serendah mungkin. Proses yang diamati adalah Sweetening COG [9]. Simulasi menggunakan Software ProMax. ProMax adalah software simulasi yang digunakan untuk mendesain dan mengoptimasi pemrosesan gas, pengolahan, dan fasilitas kimia[10].
Tujuan dari penelitian yang akan dilakukan ini adalah mendapatkan jaringan pertukaran massa dengan 2-rich stream dan 2-lean stream pada proses absorpsi dari beberapa variabel Ɛ menggunakan software ProMax dan mendapatkan Total Annualized Cost minimum pada beberapa variabel Ɛ.
II. URAIANPENELITIAN Proses yang Diamati (Sweetening COG)
Gambar 2. Proses Sweetening COG
Tujuan dasar dari sweetening COG adalah penghilangan asam pada impuritis, terutama hidrogen sulfida dari COG, R1, (campuran H2, CH4, CO, N2, NH3, CO2, dan H2S). Hidrogen sulfida merupakan impuritis bersifat korosif dan memberikan kontribusi pada emisi SO2 ketika COG dibakar. Adanya amoniak dalam COG dan selektivitas aqueous ammonia dalam menyerap H2S menunjukkan bahwa aqueous ammonia adalah kandidat pelarut/solvent (proses lean-stream, S1). Selain amonia, MSAs eksternal (chilled methanol, S2) juga tersedia untuk melengkapi larutan aqueous ammonia yang diperlukan. Gas asam yang selanjutnya distripping dari pelarut dan MSAs regenerasi yang disirkulasikan. Gas-gas asam yang distripping dimasukkan ke’’Unit Claus’’ di mana elemen sulfur dikembalikan dari hidrogen sulfida. Dalam pengendalian pencemaran udara, tail gases meninggalkan unit Claus, R2, harus diolah untuk pengangkatan sebagian dari hidrogen sulfida yang belum dikonversi[9].
Pada table 1 dapat diketahui bahwa ada 2 aliran rich stream dimana laju alir (Gi) dari R1>R2, yis dan yit merupakan
komposisi supply dan target dari rich stream. Pada tabel 2 dapat diketahui juga ada 2 aliran lean stream. x1s dan x1t merupakan komposisi supply dan target dari lean stream, sedangkan mj dan bj merupakan slope dan intercept dari fungsi kesetimbangan, kemudian cj adalah harga dari MSAs. Pengumpulan dan Pengolahan Data
Setelah mendapatkan data stream, selanjutnya menentukan variabel yang digunakan. ε yang digunakan adalah overall driving force berdasarkan fase liquid yaitu ε = x*-x dimana x*= y/m [7]. Variabelnya ε=0,0005 , ε=0,001, ε=0,002 , ε=0,003 , ε=0,004.
Selanjutnya yang dilakukan adalah menentukan jaringan pertukaran massa dengan metode pinch diagram, membuat grid diagram, menentukan annual operating cost, simulasi konfigurasi jaringan pertukran massa menggunakan software ProMax, Menentukan annualized fixed cost, menentukan total annualized cost (TAC) dan TAC paling minimum.
IV. HASILDANDISKUSI
A. Mendesain Mass Exchange Network Menggunakan Metode Pinch Diagram
Untuk mendapatkan desain MEN dengan metode pinch yaitu dengan membuat kurva komposit mass exchanged dari komposisi rich stream dan lean stream.
Gambar 4. Composite curve MEN pada ε = 0.001
Gambar 5. Composite curve MEN pada ε = 0.002
Gambar 6. composite curve MEN pada ε = 0.003
Gambar 7. Composite curve MEN pada ε = 0.004
Dari kurva komposit didapatkan nilai Mass Exchanged masing-masing variabel Ɛ, kemudian berdasarkan persamaan MRi = Gi(yis – yit) i = 1, 2, … , NR didapatkan nilai S1 dan penggunaan MSAs eksternal S2 seperti pada tabel berikut :
Tabel 3. Hasil perhitungan nilai S1 dan S2
Berdasarkan tabel diatas,semakin besar nilai Ɛ maka semakin kecil nilai mass exchanged yang didapat dan penggunaan S1 namun semakin besar penggunaan S2.
B. Membuat Grid Diagram Mass Exchange Network
Berdasarkan kurva komposit masing- masing variable ε didapatkan nilai komposisi untuk daerah di atas dan di bawah pinch. Sistem di atas pinch harus memenuhi syarat untuk bisa dipertukarkan massanya,yaitu :
jumlah aliran rich stream ≤ jumlah aliran lean stream Pada proses sweetening COG, jumlah aliran rich stream lebih sedikit daripada jumlah aliran lean stream. Oleh karena itu harus dilakukan split aliran pada lean stream menjadi dua aliran. Kemudian untuk daerah di bawah pinch harus memenuhi syarat untuk bisa dipertukarkan massanya,yaitu :
jumlah aliran rich stream ≥ jumlah aliran lean stream Syarat ini digunakan apabila aliran lean stream melebihi batas pinch, jika tidak maka aliran dapat di split atau tidak.
Gambar 8. Grid diagram MEN pada ε = 0.0005 dan daerah bawah pinch dilakukan splitting
Gambar 9. Grid diagram MEN pada ε = 0.001 dan daerah bawah pinch dilakukan splitting
Gambar 10. Grid diagram MEN pada ε = 0.002 dan daerah bawah pinch dilakukan splitting
Gambar 11. Grid diagram MEN pada ε = 0.003 dan daerah bawah pinch dilakukan splitting
Gambar 12. Grid diagram MEN pada ε = 0.004 dan daerah bawah pinch dilakukan splitting
Kemudian membuat grid diagram masing-masing variabel ε dan untuk daerah di bawah pinch tanpa melakukan split
Gambar 13. Grid diagram MEN pada ε = 0.0005 dan daerah bawah pinch tidak dilakukan splitting
Gambar 14. Grid diagram MEN pada ε = 0.001 dan daerah bawah pinch tidak dilakukan splitting
Gambar 15. Grid diagram MEN pada ε = 0.002 dan daerah bawah pinch tidak dilakukan splitting
Gambar 16. Grid diagram MEN pada ε = 0.003 dan daerah bawah pinch tidak dilakukan splitting
Gambar 17. Grid diagram MEN pada ε = 0.004 dan daerah bawah pinch tidak dilakukan splitting
C. Menghitung Nilai Annual Operating Cost (AOC)
Setelah mendapatkan nilai S1(Aqueous Ammonia) dan penggunaan MSAs eksternal S2(Chilled Methanol). Selanjutnya dapat menentukan nilai annual operating cost (AOC) pada masing-masing variabel Ɛ.
AOC didapat dari perkalian waktu operasi,massa eksternal MSAs yang digunakan dan harga eksternal MSAs , dengan Asumsi pabrik beroperasi 330 hari = 28512000 s.
Tabel 4. Hasil perhitungan Annual Operating Cost (AOC)
Dari tabel diatas diketahui bahwa semakin besar nilai Ɛ maka semakin tinggi nilai AOC. Nilai AOC menggunakan split di bawah pinch dan tidak displit di bawah pinch adalah sama karena nilainya bergantung pada kurva komposit.
D. Simulasi Konfigurasi Mass Exchange Network pada Software ProMax
Selanjutnya adalah menyimulasikan ulang desain yang telah diintegrasi ke dalam software ProMax. Dari simulasi didapatkan Annualized fixed cost. Simulasi dilakukan berdasarkan analisa metode pinch dengan daerah di bawah nilai pinch yang di split dan yang tidak. Adapun simulasi pada software ProMax sebagai berikut berdasarkan beberapa variabel Ɛ :
Gambar 18. Simulasi MEN dengan split di bawah pinch
Gambar 19. Simulasi MEN dengan daerah bawah pinch tidak displit
Data-data yang diinputkan ke dalam kolom absorber pada Software Promax adalah laju alir, komposisi supply dan komposisi target masing-masing aliran rich stream dan lean stream. Dari simulasi didapatkan besarnya ukuran diameter packing pada absorber Untuk perhitungan tinggi absorber
yaitu: H= HTUy . NTUy (1)
Asumsi HTUy sebesar 0,6.
(2)
Dimana:
(3) Installed cost of column = 2300H0.85.D0.95
(4) The packing cost is $ 800/m3
Capital cost = Installed cost of column + Packing cost (5) Perhitungan Annualized Fixed Cost (AFC):
(6)
Tabel 5. Hasil perhitungan annualized fixed cost (AFC) antara daerah bawah pinch dilakukan splitting dan t
Dari tabel dapat diketahui bahwa semakin besar nilai Ɛ maka semakin kecil nilai, begitu sebaliknya. Dari nilai AFC yang didapatkan MEN ini menunjukkan bahwa dengan melakukan split pada daerah bawah pinch akan mendapatkan nilai AFC lebih rendah dibanding tidak melakukan split pada daerah bawah pinch. Hal ini disebabkan karena ketika tidak dilakukan split, kinerja absorber akan lebih berat.
Tabel 7. Hasil Perhitungan Total Annualized Cost (TAC) dengan daerah bawah pinch tidak dilakukan Splitting
Berdasarkan tabel dapat dilihat bahwa semakin besar nilai ε maka semakin tinggi nilai TAC dan sebaliknya apabila semakin kecil nilai ε maka semakin rendah nilai TAC.
F. Menentukan Total Annual Cost (TAC) Paling Minimum Nilai Ԑ adalah parameter yang dapat digunakan untuk mengoptimalkan MEN. Saat Ɛ mendekati nol maka AOC dari jaringan jadi tidak terhingga. Peningkatan nilai Ԑ meningkatkan biaya MSA yang digunakan, tetapi menurunkan AOC. Oleh karena itu, ada nilai dari Ɛ dimana nilai TAC menjadi optimum. TAC yang paling optimum dapat dilihat dari grafik dibawah ini :
Gambar 20. Grafik nilai TAC dengan split di bawah pinch Berdasarkan grafik diketahui bahwa Total Annualized Cost (TAC) optimum adalah sebesar $ 1.187.200 /year ketika nilai Ɛ adalah 0,0005912.
Gambar 21. Grafik nilai TAC tidak dengan split di bawah pinch
Berdasarkan grafik di atas diketahui bahwa Total Annualized Cost (TAC) optimum adalah sebesar $ 1.200.000/year ketika nilai Ɛ adalah 0,000594
V. KESIMPULAN
1.Telah ditentukan jaringan pertukaran massa dengan 2-rich stream dan 2-lean stream pada kolom absorber terintegrasi dengan contoh kasus yang diamati adalah proses sweetening COG. Telah dikaji variabel minimum allowable composition difference (Ɛ), sehingga didapatkan hubungan antara Ɛ dengan mass exchanged yaitu semakin besar nilai Ɛ yang digunakan, maka semakin kecil nilai mass exchanged dan penggunaan S1(aqueous ammonia) namun semakin besar penggunaan S2 (Chilled Methanol). Begitu sebaliknya, 2.Total Annual Cost (TAC) yang paling optimum dari
beberapa variabel Ɛ adalah sebesar $ 1.187.000 /year ketika Ɛ yang digunakan adalah 0,0005912.
DAFTARPUSTAKA
[1] Hallale, N. and Fraser, D.M. (2000). “Supertargeting for Mass
Exchange Networks Part I: Targeting and Design Techniques”. IChemE, vol 78, part A, pp. 202-207
[2] El-Halwagi,M.M. (2006).”Process Integration”.USA,San Diego:Elsevier
Inc
[3] Chen, C.L. and Hung, P.S. 2005. “Simultaneous Synthesis of Mass
Exchange Networks for Waste Minimization”. Computers and Chemical Engineering, vol 29, pp. 1561-1576
[4] El-Halwagi,M.M and Manousiouthakis,V. (1990).”Automatic Synthesis
of Mass-Exchange Networks with Single-Component Targets”. Chemical Engineering Science, vol 45, no. 9, pp. 2813-2831
[5] Geankoplis, C.J. (1993). “Transport Process and Unit Operations, Third
Edition”. New Jersey, Englewood Cliffs: Prentice Hall Inc
[6] Smith, R. (2005). “Chemical Process Design and Integration”. England,
Chicester: John Wiley & Sons Ltd
[7] Treybal, Robert E. (1980). “Mass Transfer Operations 3rd Edition”.
McGRAW BOOK COMPANY
[8] Hallale, N. and Fraser, D.M. (1998). “Capital Cost Targets for Mass
Exchange Networks, A Special Case: Water Minimisation”. Chemical Engineering Science, vol. 53, no. 2, pp. 293-313
[9] Hallale, N. and Fraser, D.M. (2000). “Supertargeting for Mass
Exchange Networks Part II: Applications”. IChemE, vol 78, part A, pp. 208-216
[10] Anonim. (2011). “ProMax Foundations”. Texas: Bryan Research &
