Sizing Gasifier-2 pak ismail

DESAIN UNTUK MENENTUKAN DIMENSI GASIFIER BATUBARA TIPE BUBBLING Abstark

Batubara merupakan sumber energi paling potensial yang diharapkan dapat menggantikan peran minyak bumi sebagai bahan bakar maupun bahan baku industri kimia. Pemanfaatan batubara di Indonesia baru mencapai 30% dari total produksi, terutama sebagai bahan bakar langsung seperti pada pembangkit listrik dan inustri2 lainnya. Sebagai sumber energi alternatif, batubara dapat dimanfaatkan sebagai bahan bakar langsung (padat) atau dikonversikan menjadi bahan bakar gas maupun bahan bakar cair.

Kebutuhan akan energi dirasakan semakin meningkat sejalan dengan perkembangan ekonomi global, apalagi dikaitkan dengan adanya krisis energy dibanyak negara maju. Pada saat ini, ketersediaan bahan bakar fosil yang semakin menipis akan mengganggu ekonomi secara global, sehingga harus dijaga keseimbangan antara kebutuhan dan ketersedian energy. Harus ada upaya pengembangkan teknologi yang bisa mengkonversi bahan bakar alternatif batubara menjadi bahan bakar yang siap pakai. Salah satu teknologi yang terus dikembangkan adalah teknologi gasifikasi. Dengan teknologi ini, biomas bisa dikonversi menjadi bahan bakar gas. Namun, masih banyak kendala yang harus diatasi. Tidak hanya dari karakteristik batubara yang mengandung moistur tinggi dan berkalori rendah, namun iuga ketidakefisienan kerja komponen gasifikasi menjadi sebab masih rendahnya tingkat efisiensi proses konversi tersebut. Pada penelitian ini, disajikan dasar perancangan reactor gasifikasi sebagai salah satu komponen yang penting pada sistem proses gasifikasi. Hasil perancangan ini perlu kaji ulang seperti simulasi dan uji alat skala mini, sehingga dapat diperoleh parameter yang tervalidasi. Adapun hasil perancangan adalah sebagi berikut: ……….

Pendahuluan

Seiring dengan makin menipisnya cadangan sumber energy fosil dan kesadaran akan kelestarian lingkungan, riset dan pengembangan teknologi konversi energi baik itu dari biomassa dan batubara saat ini mendapat perhatian kembali. Pasang-surut teknologi konversi batubara, khususnya proses gasifikasi dipengaruhi oleh kekawatiran pada kelangkaan dan kenaikan harga minyak dan gas bumi (terkait juga dengan Perang antara Rusia dan Ukraina), yang menjadikan banyak negara Eropa krisis energy karenanya..

Gasifikasi adalah salah satu proses konversi termal biomassa dan batubara menjadi combustable gases.

Carbonaceous solid fuels tersebut direaksikan dengan oksigen, udara, steam, atau campurannya menjadi: karbon monoksida (CO), hydrogen (H2), metan (CH4), karbondioksida (CO2), sedikit hidrokarbon (etena, etana). Campuran gas-gas ini lebih fleksibel atau lebih praktis daripada bahan padat asalnya untuk digunakan sebagai sumber energi panas maupun sumber bahan baku industri kimia seperti sebagai bahan baku pembuatan metanol, dimetil eter, etilen dan propilen, amonia/urea, SNG (Synthetic Natural Gas), dan bahan bakar hidrogen yaitu Gas hasil gasifikasi dapat dimanfaatkan langsung sebagai bahan bakar internal combustion engines: motor diesel, gas engine dan bahkan turbin gas. Proses konversi termal biomassa atau batubara melalui proses gasifikasi memiliki kelebihan dibandingkan terhadap proses pembakaran yang hanya menghasilkan panas.Namun dalam riset kali ini telah di coba membuat desain gasifier tipe bubbling (Bubbling fluidized bed gasifier)

BRIN sebagai lembaga negara yang memiliki peran sebagai Badan Riset, dimana salah satu tugas pokok dan fungsinya adalah memberikan rekomendasi kepada pemerintah terkait teknologi melalui kegiatan Riset dan inovasi teknologi. Rekomendasi bisa didapatkan setelah melalui beberapa rangkaian proses riset, simulasi, pengembangan dan kerekayasaan tentunya .

Desain gasifikasi tipe bubbling

Fluidisasi merupakan kondisi dimana partikel padatan dibuat menjadi melayang-layang melalui suspensi dalam gas atau cair. Dalam rancangan peralatan gasifikasi ini menggunakan tipe bubbling. Bubbling fluidized bed gasifier dapat dioperasikan pada kecepatan di atas kecepatan fluidisasi minimal dan di bawah kecepatan terminal. Jika dioperasikan di atas kecepatan terminal, maka akan terjadi entrainment.

Biasanya, kecepatan fludisasi yang melebihi kecepatan terminal ini menggunakan tipe circulating gasifier.

Salah satu parameter yang menentukan gasifikasi ini adalah ukuran partikel dan densitas dari bahan yang akan difluidisasi. Menurut Geldart (1973), klasifikasi padatan fluidisasi dibagi menjadi 4 kategori berdasarkan perbedaan densitas dan ukuran partikel yang digunakan untuk fluidisasi. Keempat kategori tersebut, yaitu group A, group B, Group C, dan Group D. Pada desain gasifier ini menggunakan kategori group B, sesuai dengan karakterisitik dari pasir dan bahan bakar (coal) yang digunakan.

Tabel 1. Kategori partikel dalam karakterisasi fluidisasi

Ukuran Partikel (μm) Karakterisasi fluidisasi Contoh bahan

Group A 30-100 Belum terjadi proses bubbling pada kecepatan fluidisasi minimum.

Umb lebih besar dari umf.

Ukuran partikel kecil dan densitas rendah (ρ< 1400 kg/m³)

Katalis cracker

Group B 100-800

Bubbling terjadi pada kecepatan di atas Umf. Kebanyakan gelembung memiliki kecepatan lebih dari kecepatan awal gas.

Pasir

Ukuran Partikel (μm) Karakterisasi fluidisasi Contoh bahan Group C 20 Serbuk lembut yang sulit terfluidisasi

dan mudah membentuk saluran

Tepung Silika lembut Group D 1000 Hampir semua gelembung meningkat

pada kecepatan kurang dari kecepatan awal gas. Mudah membentuk spouted bed. Ukuran partikel besar dan berat

Gandum logam

Sumber : (Richardson dkk, 2002)

Gambar 1. Diagram klasifikasi serbuk untuk fluidisasi pada kondisi kamar (Richardson dkk, 2002)

Desain Bubling Fluidizedbed Reactor (BFBR)

Dalam memperhitungkan suatu desain fluidized gasifier diperlukan beberapa data sebagai basis perhitungan untuk mendesain alat gasifikasi, yaitu:

1. Kondisi operasi yang meliputi suhu dan tekanan yang digunakan, laju alir bahan bakar dan laju alir udara

2. Properties dari bahan bakar (coal), pasir (sand) sebagai media pembawa panas dan udara sebagai agen gasifikasi serta percepatan gravitasi (g).

Dimana laju alir bahan bakar (coal) dan laju alir udara (mg = 6.260,2 kg/jam) diperoleh dari perhitungan Heat Mass Balance (HMB).

Properties Bahan Bakar (coal), Pasir (sand) dan Udara 1. Properties Pasir (sand)

Berikut ini asumsi properties dari pasir yang digunakan dalam gasifier fluidisasi ini, yaitu sebagai berikut:

- Diameter partikel pasir (sand) yang digunakan), yaitu antara mesh 20 (0,841 mm) dan mesh 45 (0,354 mm).

- Porositas sand (εsd) = 0,46, maka Ԑmf = 1- 0,46 = 0,54.

- Densitas sand (ρ) = 2.640 kg/m³. - Sphericity partikel sand = (φ) 0,78.

Diameter partikel (sand dan coal) yang digunakan dalam mendesain gasifier ini adalah ukuran partikel rata-rata yang diperoleh dengan rumusan sebagai berikut:

dp= 1

∑

i=1

n

( dp ^{f 1} 1 + f 2 dp 2 + f 3

dp 3 )

Sehingga diperoleh dp sand rata-rata

= ^0,841mm+ ₂ ^{0,354 mm}

= 0,5975 mm Ukuran rata-rata partikel sand adalah 0,5975 mm atau 0,0005975 m.

1. Properties Bahan Bakar (coal)

Berikut ini asumsi properties dari bahan bakar (coal) yang digunakan dalam gasifier fluidisasi ini, yaitu sebagai berikut:

- Diameter partikel bahan bakar (coal) yang digunakan, yaitu antara mesh 16 (1,19 mm) dan mesh 20 (0,841 mm).

- Porositas coal (εsd) = 0,4, maka Ԑmf = 1- 0,4 = 0,6.

- Densitas partikel coal(ρ) = 1.346 kg/m³.

- Sphericity partikel coal (φ) = 0,63 (dari buku Fluidization Engineering, second edition, Kunii & Levenspiel, halaman 62).

Sementara itu, untuk mendesain gasifier digunakan ukuran partikel pasir rata-rata 1,0155 mm atau 0,0010155 m. Sehingga diperoleh dp coal rata-rata

= ^{1,19 mm+0,841mm} ₂

= 1,0155 mm

2. Properties Udara

Berikut ini asumsi properties dari udara yang digunakan dalam gasifier fluidisasi ini, yaitu sebagai berikut:

- Densitas udara pada suhu 900^oC= 0,3 kg/m³.

- Viskositas udara pada suhu 900^o C = 0,000040906 kg/m.s.

- Viskositas kinematic udara pada suhu 900^oC sebesar 1,3284 m²/s.

Menghitung Minimum Fluidization Velocity (Umf) dari Sand dan Coal

Dalam memperhitungkan laju minimum fluidisasi, dipengaruhi oleh karakteristik dari propertis coal, sand dan udara. Umf merupakan kecepatan gas minimal yang dialirkan dalam unggun. Umf ini dihitung terpisah untuk pasir dan batubara, menggunakan persamaan dari (Kunni & Levenspiel, 1991):

Untuk nilai Re (nilai Reynold Number) dibawah 20, digunakan persamaan dibawah ini:

:

Laju minimum fluidisasi sand (Umf sand) = 0.31 m/s Laju minimum fluidisasi Umf coal = 0.48 m/s

CATATAN : PASIR DIGANTI SAND ATAU PASIR SEMUA Dari rumus tersebut diatas diperoleh

Re sand = 1.37 Re coal = 3.54 Dimana:

Dp = diameter rata-rata partikel, untuk pasir sebesar 0.0005975 m, untuk coal sebesar 0,0010155 m.

ρg = densitas udara pada suhu 900^oC = 0,3 kg/m³.

ρs = densitas padatan (pasir/coal), pasir 2.640 kg/m³, dan coal 1.346 kg/m³. g = percepatan gravitasi = 9,8 m/s².

ϵmf = ruang kosong partikel saat fluidisasi = 1- εsd = 1 – 0,46 = 0,54.

ϵmf = ruang kosong partikel saat fluidisasi = 1- εsd = 1 – 0,46 = 0,54.

Φs = sphericity pasir = 0,78, coal = 0,63.

Rep = Nilai Reynold Number dari partikel.

Dengan melakukan pengecekan nilai Re yang dihasilkan dari partikel tersebut. Dimana untuk pasir sand nilai Re yang dihasilkan sebesar 1,37 dan nilai Re untuk coal sebesar 3,54. Pada perhitungan nilai Umf dari pasir diperoleh nilai Umfsand sebesar 0,31 m/s dan nilai Umf dari coal sebesar 0,48 m/s.

Kecepatan Minimum Bubling, Kecepatan Bubling dan Perkiraan Kondisi Bubling

Menurut buku Handbook Of Fluidization And Fluid Particle Systems ( Wen-Ching Yang) pada chapter 3, untuk dapat mengihitung kecepatan minimum bubling dapat digunakan rumus dibawah ini:

U

_mb

U

_mf

= 4,125x 10

⁴

μ

^0,9

ρ

_f^0,1

( ^ρ

p

− ρ

_f

) ^{g d}

p

U

_B

≤ 8 x 10

⁻⁴

( ρ

p

− ρ

f

) g d

2p

μ ε

_mf

Dimana:

Umb = kecepatan minimum bubling (m/s) Umf = kcepatan minimum fluidisasi (m/s)

µ = visositas udara pada suhu 900^o C = 0,000040906 kg/m.s ρf = densitas udara pada suhu 900^oC =0.3 kg/m³

ρs = densitas padatan (pasir/coal), pasir 2.640 kg/m³, dan coal 1.346 kg/m³ g = percepatan grativitasi = 9,8 m/s²

dp = diameter rata-rata partikel; 0,0005975 m Ub = kecepatan bubbling (m/s)

ϵsd = ruang kosong partikel awal = 0,46

ϵmf = ruang kosong partikel saat fluidisasi = 1- εsd = 1 – 0,46 = 0,54

Dari perhitungan tersebut diperoleh perkiraan kecepatan minimum bubbling (Umb) sebesar 0.08 m/s dan kecepatan bubbling (Ub) sebesar 0,33 m/s. Dari nilai Umb dan Ub ini juga dapat untuk memperkirakan area bubbling. Dimana, jika :

- Ub > Umf/ ϵmf, maka akan terbentuk area fast buble, dan jika:

- Ub < Umf/ ϵmf, maka akan terbentuk area slow buble.

Dari perhitungan diperoleh juga nilai perbandingan Umf/ ϵmf sebesar = 0,58 m/s.

Sehingga dapat diperkirakan bahwa bubbling yang akan tebentuk akan masuk dalam area slow bubble, karena Ub < Umf/ ϵmf.

Kecepatan fluidisasi (Uf) dan terminal velocity (Ut)

Pada desain ini, mencoba memperkirakan kecepatan fluidisasi operasional dan terminal velocity yang terjadi didalam Fluidized Bed Reactor sesuai dengan karakteristik dari partikel yang digunakan dan regime yang diinginkan dalam fluidisasi tersebut. Dalam penentuan nilai kecepatan fluidisasi ini,

diperoleh nilai U operasional (kecepatan untuk fluidisasi sebesar 5 kali Umf dari pasir atau 3,3 kali dari Umf ????

coal dengan nilai sebesar 1,567 m/s ??. Kecepatan fluidisasi operasional (U operasional fluidisasi) ini harus mencakup kondisi untuk kecepatan fluidisasi pasir dan coal. Sementara itu kecepatan fluidiasi terminal merupakan batasan kecepatan maksimal yang diijinkan untuk proses fluidisasi. Adapun rumusan yang digunakan dalam menghitung kecepatan fluidisasi terminal ini sebagai berikut:

d

^¿_p

= d

_p

[ ^ρ

^g

^{( ρ}

^s

^{μ −ρ}

^{2 g}

^{) g} ]

^1/3

d

^¿_p

¿

¿ 18

(d

^¿_p

)

²

+ 2.335−1,744 ∅

^s

¿

⁻¹

u

_t^¿

¿ =¿

u

_t^❑

=u

_t^¿

[ ^{μ ( ρ}

^s

^{−ρ ρ}

^{g2 g}

^{) g} ]

^1/3

Dimana:

ρg = densitas udara pada suhu 900^oC =0,3 kg/m³

ρs = densitas padatan (pasir/coal), pasir= 2.640 kg/m³,dan coal 1.346 kg/m³ g = percepatan grativitasi = 9,8 m/s²

dp* = ukuran tak berdimensi

dp = ukuran partikel, (pasir= 0,0005975 m, coal = 0,0010155 m) µ = viskositas udara pada temperatur 900^oC = 0,00004096 kg/ms ut* = kecepatan terminal yang tak berdimensi

ut = kecepatan fluidisasi terminal

Kecepatan fluidisasi terminal dari perhitungan diatas untuk pasir diperoleh sebesar utsand 4,64 m/s dan Kecepatan fluidisasi terminal coal (utcoal) sebesar 4,18 m/s.

Menentukan Area Regime

Setelah menentukan nilai umf, dan ut diatas, maka kita dapat mengarahkan regime fluidisasi kita sesuai dengan kecepatan fluidasi operasional yang akan kita gunakan nanti. Dimana untuk desain fluidized bed gasifer ini akan di desain pada regime/area bubbling fluidized beds. Pada desain ini memperkirakan pada dua jenis ukuran coal yang berbeda, yaitu untuk ukuran coal 1 mm dan 2 mm. Dimana pada dua ukuran tersebut akan diperoleh regime sebagai berikut:

REFERENSINYA

 Regime optimum untuk ukuran coal 1 mm dan sand 0,5975 mm

a. b.

Gambar 2. a. Regime optimum sand Φ 0,5975 mm dan b. Regime optimum coal Φ 1 mm

 Regime untuk ukuran coal 1 mm pada berbagai kondisi

b.

a.

a. Minimum (3*Umf) b. Optimum (4*Umf) c. Maksimum (8*Umf) Gambar 3. a,b,c regime untuk ukuran coal 1 mm pada berbagai kondisi kecepatan

 Regime untuk ukuran coal 2 mm pada berbagai kondisi

a. Minimum (6*Umf) b. Optimum (9*Umf) c.Maksimum (14*Umf) Gambar 4. a,b,c regime untuk ukuran coal 2 mm

Pada berbagai kondisi kecepatan c.

a. b.

c.

Ukuran apa ??

Dari keterangan diatas, bahwa desain gasifier ini untuk ukuran 1-2 mm. Dan dapat dijalankan kecepatan operasional fludisasi (Uop) untuk ukuran 1 mm dapat dijalankan Uop pada 3-8 kali Umf. Sedangkan pada ukuran 2 mm dapat diajalankan pada Uop pada 6-14 kali Umf. Sehingga dapat disimpulkan pada saat ukuran di besarkan dari 1 mm ke 2 mm maka Uop harus ditambahkan, dan sebaliknya jika ukuran umpan coal dikecilkan maka Uop harus dikurangi sehingga regime tetap berada pada bubbling fluidization.

Menentukan Dimensi/Geometri Dari gasifier Fluidized Bed Dari referensi Jurnal Perancangan Distributor Plate Untuk Aplikasi

pada Fluidized Bed Gasifier oleh Karnowo et all dari UNNES, Semarang untuk penentuan besaran alas reaktor diperoleh sebagai berikut:

Karena desain dari fluidized bed akan berbentuk kotak, maka rumusan untuk mencari besar sisi alas reaktor sebagai berikut:

Dimana:

ṁ g = laju alir dari udara, yaitu sebesar 6.260,2 kg/jam = 1,74 kg/s (dari material balance ?) S = sisi alas reaktor

Uop = kecepatan operasional fluidisasi

ρ g

as = densitas udara pada suhu 900^oC =0,3 kg/m³

Sehingga dari rumusan diperoleh nilai sisi alas reaktor (S) sebesar = 1,92 m.

Menghitung Tinggi Bed, Tinggi Unggun dan Berat Pasir

Dalam menentukan berat pasir yang dibutuhkan, maka diperlukan data tinggi pasir (bed). Berdasarkan penelitian Puslitbang Tekmira di lapangan (Palimanan Plant), tinggi bed diukur dengan membandingkan diameter gasifier terhadap tinggi pasir (tinggi bed). Oleh karena diameter gasifier ini cukup besar, maka tinggi bed sama dengan ¼ dari diameter gasifier:

Tinggi Bed = H bed =1/4 x Diameter Gasifier

Dari persamaan di atas diperoleh tinggi bed sebesar 48,08 cm atau 0,48 m. Setelah mengetahui tinggi pasir, berat pasir dapat dihitung dengan menggunakan rumus dibawah ini (Jurnal Perancangan Distributor Plate Untuk Aplikasi Pada Reaktor Fluidized Bed Gasifier oleh Karnowo et all dari UNNES, Semarang):

m

_inert

= 1

4 π D

_r²

x h

_bed

x ρ

_inert

Dimensi gasifier yang digunakan berbentuk kotak, maka persamaan diatas menjadi:

M inert = S² x Hbed x ρ inert

M inert = berat pasir (kg)

S = sisi alas reaktor = 1,92 m H bed = tinggi bed = 0,48 m

Mana yang dipilih?? …yang brp x Umf

Mungkin ada referensi yg lbh valid ??

ṁ udara =

ρudara∗(π∗Dr²)∗U 4

ṁ udara = S² *Uop*

ρ g

as

Mungkin ada referensi yg lbh valid ??

Apakah berbeda antara m inert dengan Minert

ρ inert = densitas pasir = 2.640 kg/jam

Dengan mengetahui tinggi pasir, maka dapat mengetahui berat pasir yang dibutuhkan, dalam desain ini membutuhkan pasir sebesar 4694,07 kg.

Dalam penentuan nilai tinggi unggun (Hmf) menggunakan persamaan dibawah ini :

H

_mf

= m

_inert

π

4 D

_r²

(1− ε

_mf

) ρ

_inert

Karena dimensi gasifier berbentuk kotak, maka tinggi unggun menggunakan persamaan sebagai berikut:

Hmf = m inert/ (S²*(1- ϵmf)* ρ inert

Sehingga diperoleh Hmf = 1,05 m

Input sand = 4.694,07 kg

Densitas pasir = 2.640 kg/m3

Sisi alas gasifier = 1,92 m tinggi pasir = 0,48 m

tinggi pasir = 48,08 cm

Volum pasir = 1,78 m3

Memperkirakan NIlai TDH dan Tinggi Gasifier

TDH Transport Disengaging Height adalah perkiraan ketinggian partikel mulai jatuh kedalam gasifier.

Penentuan TDH ini sangat mempengaruhi ketinggian total gasifier. Berdasarkan Zen & Weil diperoleh korelasi antara kecepatan operasional fluidiasi dengan TDH sebagai berikut:

Berdasarkan nilai Uop sebesar 1.57 m/s dan diameter 1.92 m, maka nilai TDH sebesar 9.6 m. Penentuan TDH juga dapat dihitung melalui persamaan (Chan and Knowlton, 1984) :

TDH = 0,85 x Uop1.2 x (7., -1.2log Uop), Dimana Uop = 1,57 m/s, sehingga

Referensi ??

Halaman sebelumnya blm ditentukan brp x Umf

TDH = 10,93 m

Dalam rangka menjaga performance dari gasifier dan mengurangi debu yang terbawa ke dalam Cyclone, maka nilai TDH yang dipakai adalah sebesar 10.93 m. Setelah diketahui tinggi unggun (Hmf) dan nilai TDH, maka tinggi total gasifier dapat dihitung menggunakan persamaan di bawah ini:

H tot = Hmf + TDH

sehingga diperoleh H tot = 11,97 m.

Menghitung Pressure Drop di Bed (ΔPb )

Adapun faktor lain yang penting dalam mendesain gasifier yaitu penentuan nilai pressure drop, baik di bed (ΔPb) maupun di distributor plate (ΔPd). Pressure drop terjadi karena perbedaan tekanan yang terjadi antara bed dan distributor plate, dimana perbedaan ini mengakibatkan terbentuknya unggun dan terjadinya fluidisasi di dalam gasifier. Selain itu, pressure drop ini juga menjadi salah satu indikator untuk mengetahui terbentuknya aglomerasi didalam distributor plate. Pressure drop dalam gasifier dapat dihitung menggunakan persamaan di bawah ini (Kunii & Levenspiel,hal.107):

∆ p

_b

= ( ^{1− ε}

mf

) ( ^ρ

inert

−ρ

_g

) ^{g H}

mf

Dimana:

ΔPb = Pressure drop di bed , KPa ϵmf = 0,54

ρ inert = 2.640 kg/m³

ρg = 1.346 kg/m³ g = 9,8 m/s² Hmf = 1,05 m

Sehingga didapatkan ΔPb = 12,44 kPa.

Sementara itu pressure drop di distributor plate (ΔPd) , dihitung menggunakan persamaan di bawah ini : ΔPd = (0,2-0,4)x ΔPb

dimana diambil nilai 0.4, sehingga persaman di atas menjadi : ΔPd = 0,4 x ΔPb

dan nilai ΔPd = 4,97 KPa.

Menghitung Kecepatan Orifice (Uor)

Perhitungan Uor menggunakan persamaan sebagai berikut (Kunii & Levenspiel, hal. 105):

d ,∨¿ ( ^{2 ∆ p ρ}

g ^d

)

^1/2

u

_¿

=C

_¿

Dimana :

Uor = kecepatan orifice (m/s)

Apakah maksudnya range antara 0,2 dengan 0,4 Apa kesimpulannya jika ΔPb > ΔPd

Referensi

Cd = Drag coefficient (tidak berdimensi) ΔPd = 4,97 KPa

ρg = 0,3 kg/m³

Besaran nilai Cd dapat di tentukan dari besar nya nilai Re yang diperoleh dari persamaan berikut:

ℜ

_t

=d

_t

u

_o

ρ

_g/μ

Dimana:

dt = diameter reaktor =1.92 m Uop = 1.57m/s

ρg = 1346 kg/m³

µ = Viskositas udara pada suhu 900^oC = 0,00004096 kg/ms

Sehingga diperoleh nilai Re sebesar 22,105,32

Adapun hubungan antara Cd dan Re sebagai berikut:

ℜ

_t 100 300 500 1000 2000 >3000

d ,∨¿

C

_¿

0,68 0,78 0,68 0,64 0,61 0,60

Dari perhitungan diatas dapat diperoleh bahwa nilai Cd sebesar 0,6, karena Re yang diperoleh lebih besar dari 3.000. Setelah diperoleh nilai Cd, maka didapat Uor = 109,27 m/s.

Menentukan Jumlah Lubang Orifice dan Diameter orifice

Dalam menentukan jumlah orifice dan diameter orifice, menggunakan referensi dari Jurnal Perancangan Distributor Plate Untuk Aplikasi Pada Reaktor Fluidized Bed Gasifier oleh Karnowo et all dari UNNES, Semarang

u

_o

= π

4 d

_¿²

μ

_¿

N

_¿

Uo=Uop = 1,57 m/s

dor = diameter orifice (m)

Uor = 109,27 m/s

Nor = jumlah orifice

Dikarenakan terdapat dua variabel yang tidak diketahui maka dapat dilakukan iterasi sebagai berikut:

Table 2. Hubungan Nor dengan Diameter Orifice

d

_¿

( diameter orifice , m)

^0.00₂ ^0.00₄ ^0.00₅ ^0.00₈ ^0.0₁ ^0.01₅ ^0.0₂ ^0.02₅

N

_¿

(tuyers / m

²

)

^{4568 114 731 286 183 81 46 29}

Referensi

Mungkin ada referensi yg lbh valid ??

Referensi

2

N

_¿

per luas area diameter

¹⁶⁸⁹₄ ⁴²²₄ ²⁷⁰₃ ¹⁰⁵₆ 676 300 169 108

Table 3. Hubungan Jumlah Nozzel dengan Diameter Nozzel

diameter orifice (dh)

^{0.001 0.002 0.00}₃ ^0.00₆ ^0.00₇ ^0.007₅

Jumlah Nozzle ¿

⁶⁷⁵⁷₇ ¹⁶⁸⁹₄ 7509 1877 1379 1201

N

_d ²³²⁷

7 5819 2586 647 475 414

Dari hasil iterasi tersebut diperoleh nilai diameter orifice yan baik sekitar 0,015 m atau 1,5 cm dan jumlah orifice sebesar 300 buah, dimana pada setiap orifice akan di buatkan 25 lubang, diameter lubang sebesar 3 mm. Jumlah lubang diperoleh dari nilai Jumlah Nozzle (N) dibagi dengan Jumlah Orifice total (Nortot) atau

n hole = N/Nortot = 7590/300 =25 maka diperoleh nilai hole sebanyak 25 hole disetiap orifice.

Menentukan Jarak Lubang Pitch (Lh) Untuk Susunan Triangular

Penentuan jarak antar lubang orifice (pitch) untuk susunan triangular menggunakan persamaan sebagai berikut : (Wen-Ching Yang)

L

_h

= 1

√ ^N

d

sin 60

^o

Lh = jarak antar orifice (m atau cm)

N = 300

Sin 60 = 0,87

Maka didapat nilai Lh = 6,2 cm

Menghitung Tinggi Minimal Dari Plate ke Tinggi Buble

Persamaan yang dipakai untuk menghitung tinggi minimal dari plate ke tinggi bubble (Kunii &

Levenspiel) adalah berikut:

Dimana:

satuannya

Nor atau Nd ?? = 2586 ??

Lj = jarak distributor plate ke pusat bubble (lubang nozzle di orifice) dor = diameter orifice = 1,5 cm = 0,015 m

Uor = 109,27 m/s g = 9,8 m/s² dp = 0,0005975 m µ = 0,000040906 kg/m.s ρg = 0,3 kg/m³

ρs = 1.346kg/m³

Sehingga diperoleh nilai Lj= 13,3 cm

a. b.

Gambar 5. a. Geometry dari bubble caps, b. Efek bubble di dalam buble caps Menghitung Dimensi dari Buble Caps

Perhitungan tinggi bubble caps dipengaruhi oleh letak nozzle di dalam bubble caps. Oleh karena tinggi nozzle ke distributor plate sebesar 13.3 cm, sehingga tinggi bubble harus lebih tinggi dari 13,3 cm.

Selanjutnya, asumsi pendekatan terhadap diameter orifice digunakan sehingga diperoleh tinggi bubble caps = 12 kali diameter orifice atau sebesar 18 cm. Setelah diketahui diameter orifice, maka diameter atas bubble caps yang diperoleh lebih besar dari diameter orifice, atau sebesar ¼ x tinggi bubble caps

=.1/4 x 18 = 4.5 cm. Tinggi topi dari bubble caps sebesar diameter orifice atau sebesar 1.5 cm.

Gambar 6. Dimensi Bubble Caps Yang Digunakan

Efek Faktor Pengadukan

Berdasarkan (Kunii & Levenspiel), diperoleh persamaan untuk menghitung efek dari pengadukan (α) selama fluidisasi sebagai berikut:

Referensi ?

α = ρ

_g

u

_¿²

/ 2 g

_c

∆ p

_b

= kinetic energy of the orifice jets resistance of the bed

Dimana:

ρg = 0,3 kg/m³ Uor = 109,27 m/s gc = 9,8 m/s² ΔPb = 12,44 kPa

Sehingga α diperoleh = 0,01. Karena hasil alfa masih kurang dari 1, maka pengadukan yang terjadi selama fluidiasi masih didalam batas fluidisasi.

Menghitung Dimensi Plenum

Plenum merupakan box udara untuk mendistribusikan udara melalui distributor seseragam mungkin.

Berdasarkan Prabir Bisu (Prabir Bisu ,2006) untuk aliran gas yang masuk melalui samping sebagaimana gambar di bawah, pressure drop plenum dihitung dengan :

∆ P

_τ

= [ ^{1− 4 π D H}

^b

^D

^{e2 b}

] ^{[ ρ V 2 g}

^e2

^]

Dimana Db merupakan diameter gasifier dan De adalah diameter nozzle udara masuk dan Ve merupakan kecepatan udara masuk.

Gambar 7. Desain Plenum dan Pressure drop di dalam Plenum

Dari data HMB diketahui kebutuhan udara masuk ke dalam gasifier adalah = 6.260,2 kg/jam atau 1,74 kg/s. Sedangkan dari data line sizing diperoleh bahwa pipa masuk kedalam gasifier dengan diameter sebesar 12 inch atau 30,48 cm atau 0,3048 m. Dimana :

Db = 1,92 m, De = 12 inch = 0,3048 m, dan Db/100= 0,0192, karena De>Db/100, dengan rumusan sebagai berikut, diperoleh nilai :

Hb = 0,2 x Db + 0, 5x De

Hb= 0,537 m = 53,7 cm atau sekitar 60 cm.

H

_b

=0,2 D

_b

+ 0,5 D

_e

if D

_e

> D

_b

100

Basu ?? --- beda dg yg ada di referensi

H

_b

=18 D

_e

if D

_e

< D

_b

100

Selanjutnya dapat diketahui pressure drop di dalam plenum sebesar:

ΔPr = (1-(3,14*(0,3048)²/ (4*0,537*1,92)*(0,3*1,74 / 2* 9,8) ΔPr = 0,0431 KPa

Kunni dan levenspiel menyarankan pressure drop distributor sebesar 100 kali pressure drop plenum.

Resume/ Ringkasan Desain Fluidized Bed Gasifier Berikut ini ringkasan dari desain gasifier :

Panjang sisi miring = 0,50 m

sudut = 60 ^o

tinggi keseluruhan = 11,97 m

sisi alas bawah gasifier = 1,92 m sisi alas atas gasifier = 2,42 m

tinggi freebord hf = 11,36 m

tinggi dasar ke plenum = 0,60 m

Gambar 8. Desain Bubbling Fluidized Bed Reactor

a. Teknologi gasifikasi yang digunakan adalah Atmospheric Bubbling Fluidized Bed (ABFB).

b. Karakteristik batubara yang digunakan adalah jenis low rank.

c. Batubara yang digunakan sudah melalui proses pengeringan sampai 20%.

Basis perhitungan hasil uji komposisi dari batubara low rank yang digunakan sebagai berikut

No Parameter Nilai dry basis

Analisis Proximate

1 Kadar air (%,arb) = TM 20

2 Kadar air (%,adb) = IM 10,46

3 Abu (%,adb) 2,71 3,03

4 Volatile Matter (%,adb) 45,8 51,15

5 Karbon tetap (%,adb) 41,03 45,82

Analisis Ultimate

1 C (%,adb) 63,73 71,17

2 H (%,adb) 6,50 5,96

3 N(%,adb) 0,85 0,95

4 S (%,adb) 0,08 0,09

5 O (%,adb) 26,13 18,80

Analisis lain

1 Nilai Kalor (Kal/gr,arb) 3900

2 Nilai Kalor (Kal/gr,adb) 5714 6381,5

3 Nilai muai bebas -

4 Reflektan 0,27

Basu, P., (1984), Design of Gas Distributors for Fluidized Bed Boilers, Pergamon Press, New York, 45-62 Kunni D, dan Levenspiel, 1962, Fluidization Engineering, John Wiley and Sons Inc, New york, USA Natarajan, E., A. Nordin and A. Rao, “Overview ofCombustion and Gasification of Rice Husk in FluidizedBed Reactors,” Biomass & Bioenergy, 14,533-546 (1998).

Tidak muncul di pembahasan sbg referensi