Lampiran Perhitungan 2

 

 

LAMPIRAN II PERHITUNGAN

A.Perhitungan Efisiensi Thermal Boiler Secara Aktual Tanggal 03 Agustus 2018 1.Neraca Massa  Panas yang hilang Steam m =281300 kg T = 538,50 oC P = 8,120 Mpa Q8 = 234746937,87

Flue gas T = 131 oC Q10 =

= Air umpan keluar Economizer T = 298,85 oC Q5=62114357,22 kkal

19690680,94  Komponen : CO2 = 2785,119232 kg CO = 37,300704 kg Udara suplai Q2=2314433,41 kkal

Boiler Furnace ECO

Batubara T = 114,2 oC M = 76 000 kg Q1 = 293075868,49kkal

Air Heater

Boiler feed water Komponen : m = 314600 kg Refuse C = 34207,6 kg o Q4=38461509,07 kkal T = 118 C H2 =2287,6 kg 1.  Menghitung Massa SetiapKomposisi Komponen Batubara Refuse : N2 = 401056,2768 Abu = 407 kg Udara keluaran kg  Basis Perhitungan 1 Jam Operasi C = 338,6 kg Air Heater S = 174,8 kg Q6 = 79507,22998 T = 184 oC Bahan Bakar = 76 ton/jam x 1 jam O2 Massa = 130555.7347 Q3=19845576,2 kkal kkal kg  000  Q7 = 2727478,514 = 76000 kg = 76 ton x   H2O = 33708.2233 kg  kkal

Gambar 11. Blok Diagram Perhitungan Neraca Massa Dan Neraca Energi Pada

 Boiler Unit 1.

54

 

55

1.  Menghitung Massa Setiap Komponen Batubara Basis Perhitungan 1 Jam Operasi Massa Bahan Bakar = 76 ton/jam x 1 jam = 76 ton x

000  = 76000 kg  

Tabel 25. Massa dari setiap komponen batubara Komponen

Massa (Kg)

Komposisi (%W)

C

Mol (Kmol)

45.01%

34207.6

2850.633333

H2

3.01%

2287.6

1143.8

N2

0.73%

554.8

19.81428571

O2

11.69%

8884.4

277.6375

0.23%

174.8

5.4625

H2O

34.49%

26212.4

1456.244444

Abu

4.84%

3678.4

100.00%

76000

S

Total

5753.592063

Reaksi Pembakaran C + O2  C + 1/2O2  H + 1/2O2  S + O2 

CO2 CO H2O SO2

1.  Menghitung Massa Refuse Massa Abu Masuk

= Massa Abu Keluar

% Abu x Massa bb

= % Abu x Refuse

Refuse

=

%       % 

Refuse

=

. %  7000   9.7 %

Refuse

= 4017 kg

2.  Menghitung Massa Dry Flue Gas Massa C Pada Batubara

= 34207,6 kg

 

56

Massa C pada Refuse

= Massa Refuse x %C Refuse = 4017 kg x 8,43 % = 338.6 kg

Neraca Karbon

C dalam batubara

= C dalam refuse + C pada flue gas

C pada flue gas

= C dalam batubara –  batubara –  C  C dalam refuse 34207,6 kg –  kg –  338.6  338.6 kg = 33869 kg : 12 kg/kmol = 2822,42 kmol

Dari analisa orsat, %C %C pada flue gas gas = % C pada CO2 + %C pada CO = 15,68% 0,21% = 15,89 % C masuk

= C keluar

2822,42 Kmol = %C pada flue gas x G G

=

,    ,9%

G = 17762,24 kmol Mol CO2 dalam flue gas = % CO2 dalam flue gas x G = 15,68% x 17762,24 kmol = 2785,119232 kmol x 44 kg/kmol = 122545,2462 kg Dengan cara yang sama pada perhitungan diatas, massa tiap-tiap komponen flue gas dapat dilihat pada Tabel 24. Tabel 26. Massa komponen flue gas Komponen

Komposisi (%n)

CO2

Mol (Kmol)

BM (Kg/Kmol)

Massa (Kg)

15.68%

2785.113033

44

122545

CO

0.21%

37.30062098

28

1044.417

O2

3.47%

616.3483562

32

19723.15

N2

80.64%

14323.43846

28

401056.3

Total

100.00%

544368.8

 

57

3.  Menghitung massa udara kering yang disuplai  Neraca Nitrogen

 N2 pada batubara + N2 pada udara = N2 pada flue gas  N2 pada udara = N2 flue gas –  gas –  N  N2 pada batubara = 401056.3kg –  kg –  554.8 kg  =

000,9     /

= 14303,62417 kmol Udara suplai =

00%  x 14303,65605 kmol 79%

= 18105,85338 kmol O2 suplai

=

%  x 14303,65605 kmol 79%

= 3802,237684 kmol x 32 kg/kmol = 121671,3347 kg 4.  Menghitung massa air diudara T

= (50oC x 1,8) + 32 122 oF

RH

= 70 %

Jika diketahui kelembaban udara masuk t = 122 oF dengan RH 70% Didapatkan hasil  = 0,023 kmolH2O/kmol udara   

 (0,07 − 0,0)     = 0,07   x 11,5 mm  +   7,       

  

      0,0       =   9  

= 0,0142

      ,0    x  x     ,0         

  

=

     0,0              

H2O di udara = humiditas humiditas x udara suplai suplai = 0,023

    x 121671,3347 kmol udara  

 

58

= 416.4346278 kmol H2O x 18 kg/mol  = 7495.8233 kg  5.  Menghitung H2O pada pembakaran H2 bahan bakar 1/2O2 

H20

1143,8 1143,8

571,9

1143,8

Kmol Kmol

0

571,9

1143,8

Kmol

H2

+

2 kg/kmol 0 ton

32 kg/kmol 18300,8 kg

18 kg/kmol 20588,4 kg

6.  Menghitung massa air di flue gas H2O pada batubara

= 26212,4 kg

H2O pada udara

= 7495.8233 kg 

H2O pada pembakaran H2

= 20588,4 kg 

 Nerava Hidrogen H2O flue gas  gas  = H2O pada bb + H2O pada udara + H2O pembakaran H2  = 26212,4 kg + 7723,97 kg + 20588,4kg = 54296.6233 kg 7.  Menghitung komposisi wet flue gas Komposisi wet flue gas dapat dilihat pada tabel 25. 25 . Tabel 27. Komposisi Wet Flue Gas

CO2

Massa Kg 122544.9735

BM Kg/Kmol 44

Mol Kmol 2785.113033

Komposisi %n 13.40371

CO

1044.417388

28

37.30062098

0.179514

O2

19723.1474

32

616.3483562

2.966254

N2

401056.2768

28

14323.43846

68.93334

H2O

54296.6233

18

3016.479072

14.51718

total

598665.4384

20778.67954

100

Komponen

 

59

8.  Menghitung udara berlebih  Neraca Oksigen O2 suplai + O2 batubara = O2 flue gas + O 2 reaksi O2 reaksi

= O2 suplai + O2 batubara  batubara –   –  O  O2 flue gas = 121671,3347 kg + 8884.4kg –  kg –  19723.1474 kg = 110832.5873 kg : 32 kg/kmol  = 3463.518354 kmol 

%Excess

= =

     

 x 100%

0,7  −3463.518354   x 100% 3463.518354 

= 9,7 % Hasil perhitungan neraca massa pembakaran batubara secara actual tanggal 3-9 Agustus 2018 dapat dilihat pada tabel 26. Tabel 28. Neraca Massa Boiler Tanggal 3 Agustus 2018 Komponen

Input

Output

Kmol 2850.633333

Kg 34207.6

1143.8

2287.6

1872.679072

33708.2233

O2

4079.86671

130555.7347

616.3483562

19723.15

N2

14323.43846

401056.2768

14323.43846

401056.3

5.4625

174.8

CO2

2785.113033

122545

CO2

37.30062098

1044.417

C H2 H2O

S

Abu

Kmol

Kg 338.6361

54296.62

3678.4

Total

24275.88007

605668.6348

3678.4 17762.20047

602682.5

Dengan cara yang sama seperti perhitungan diatas, hasil dari perhitungan neraca massa pada tanggal 4 Agustus 2018 –  2018 –  9  9 Agustus 2018 dapat dilihat pada Tabel 27 sampai Tabel 32.

 

60

Tabel 29. Neraca Massa Boiler Tanggal 4 Agustus 2018 Komponen

Input Kmol

C

Output Kg

Kmol

Kg

2726.855833

32722.27

1094.135

2188.27

H2O

2069.123406

37244.22131

O2

4001.983029 4001.98302 9

128063.456 128063.4569 9

545.6745212

17461.58

 N2

14074.93805

394098.2653

14074.93805

394098.3

5.2253125

167.21 2638.293002 64.09510249

116084.9 1794.663

H2

S CO2 CO2 Abu Total

293.6127

56938.65

3518.68 23972.26063

598002.3736

3518.68 17323.00067

590190.3

Tabel 30. Neraca Massa Boiler Tanggal 5 Agustus 2018 Komponen

Input

Output

Kmol

Kg

C

2813.125

33757.5

H2

1128.75

2257.5

H2O

1844.615683

33203.0823

O2

3994.931919

127837.8214

 N2

14017.40386

S

5.390625

Kmol

Kg

316.1285

53520.58 591.4516395

18926.45

392487.308 14017.40386

392487.3

172.5

CO2

2746.770996

120857.9

CO2 Abu

40.00996385

1120.279 3630

17395.63646

590858.7

Total

3630 23804.21708

593345.7117

 

61

Tabel 31. Neraca Massa Boiler Tanggal 6 Agustus 2018 Komponen

Input Kmol 2794.370833

Kg 33532.45

1121.225

2242.45

H2O

1764.680647

31764.25164 31764.2516 4

O2

3998.860573

127963.5383 127963.538 3

642.0984415

20547.15

 N2

14038.92408

393089.8741

14038.92408

393089.9

5.3546875

171.35

CO2

2699.25622

118767.3

CO2

68.04847614

1905.357

C H2

S

Abu Total

Output Kmol

Kg 324.7936

51946.3

3605.8 23723.41582

592369.7141

3605.8 17448.32721

590186.6

Tabel 32. Neraca Massa Boiler Tanggal 7 Agustus 2018 Komponen

Input

Output

Kmol

C

Kg

Kmol

Kg

2588.075

31056.9

1038.45

2076.9

H2O

1591.843127

28653.17628

O2

3583.980717

114687.383

588.979755

18847.4

 N2

12552.33654

351465.4231

12552.33654

351465

4.959375

158.7

CO2

2501.985999

110087

CO2 Abu

62.82450719

1759.09 3339.6

15706.1268

533123

H2

S

279.174

47345.3

3339.6

Total

21359.64476

531438.0823

 

62

Tabel 33. Neraca Massa Boiler Tanggal 8 Agustus 2018 Komponen

Input Kmol

Output Kg

Kmol

Kg

C

2681.846

32182.15

H2

1076.075

2152.15

H2O

1641.535

29547.62

O2

3824.836

122394.8

540.1795

17285.74322

 N2

13424.71

375891.8

13424.71

375891.7831

S

5.139063

164.45

CO2

2602.834

114524.6972

CO2

53.1869

1489.233262

Abu

309.8988438

48916.9745

3460.6

Total

22654.14

565793.5

3460.6 16620.91

561878.9301

Tabel 34. Neraca Massa Boiler Tanggal 9 Agustus 2018 Komponen

Input

Output

Kmol

Kg

C

2738.108333

32857.3

H2

1098.65

2197.3

Kmol

Kg

334.5614

H2O

1806.685143

32520.33257

O2

3991.201893

127718.4606

621.5641914

19890.05 19890.05

 N2

14030.33584

392849.4035

14030.33584

392849.4

S

5.246875

167.9

CO2

2659.878048

117034.6

CO2

50.35017193

1409.805

Abu

52296.03

3533.2

Total

23670.22808

591843.8967

3533.2 17362.12825

587347.7

 

63

2. Neraca Energi A. Energi Input

1. Menghitung energy dari batubara Massa batubara = 76 ton x

000    = 76000 kg  

LHV batubara = 16134,38

 0,900   x  = 3856,213626 kkal/kg   

Q1 

= massa batubara x LHV batubara = 76000 kg x 3856,213626 kkal/kg = 293075868,49 kkal

2. Menghitung panas sensible udara masuk Air Heater Komponen udara diketahui sebagai berikut : O2 diudara

= 3802,237684 kmol

 N2 diudara

= 14303,65605 kmol

H2O diudara

= 429,10968 kmol

T refrence

= 32 oC + 273 = 305 K

T udara massuk

= 50 oC + 273 = 323 K

 Ai  A i r H eater Panas sensible udara pembakaran dapat dihitung dengan persamaan berikut : 

Q = n∫

  

Kapasitas panas (Cp) dapat dihitung dengan menggunakan persamaan : Cp = a +

  ( ) 2+1 +  

(2 + (2  1) + 1 ) 

Tabel 35. Kontanta Kapasitas Panas Komponen Udara (gkal/gmol)

Komponen

A

B

C

O2

6,117

3,167 x 10-3

-1,005 x 10-6

 N2

6,457

1,389 x 10-3

-0,069 x 10-6

H2O

7,136

2,640 x 10-3 

0,0459 x 10-6 

(Sumber: Hougen,1961 hal 255) Cp O2 = a +

  ( ) 2+1) 2+1 +  

= 6,117 +

(2 + (2  1) 1) + 1 ) 

,7  0 −,00  0  (323 + 305) K +  (3232 + (323 x 305) + 3052) K  

= 7,0122 +   x 000  x     .

 

000 

 

64

= 7,0122

   .

Q O2  = n O2 x Cp O2 x (t2 –   –   tt1) = 3802,237684 kmol x 7,0122

  x (323-305) K .

= 479916,9195 kkal Dengan cara yang sama seperti diatas, hasil perhitungan panas sensible tiap-tiap komponen udara dapat dilihat pada tabel 36. Tabel 36.Panas Sensibel Komponen Udara

∆ 

Mol

Cp

Kmol

kkal/kmol.K

(K)

kkal

O2

3802,237684

7.0122

18

479916,9195

 N2

14303.65605

6.8862

18

1772961,052

H2O

429,10968

7.9694

18

61555,440

Komponen

Total

Q2

2314433,412

3. Menghitung Panas Sensibel Udara Keluar Air Heater Komponen udara diketahui sebagai berikut : O2 diudara

= 3802,237684 kmol

 N2 diudara

= 14303,65605 kmol

H2O diudara

= 429,10968 kmol

T refrence

= 32 oC + 273 = 305 K

T udara massuk

= 184 oC + 273 = 457 K

 Ai  A i r H eater P anas se sensi nsi ble uda udarr a p pe emba bakkar aran an d dap apat at di dihi hitung tung de deng ngan an p pe er sam samaa aan n be berr i kut : 

Q = n∫

  

Kapasitas panas (Cp) dapat dihitung dengan menggunakan persamaan : Cp = a +

  ( ) 2+1 +  

(2 + (2  1) + 1 ) 

Tabel 37. Kontanta Kapasitas Panas Komponen Udara (gkal/gmol)  

Komponen

A

B

C

O2

6,117

3,167 x 10-3

-1,005 x 10-6

 N2

6,457

1,389 x 10-3

-0,069 x 10-6

 

65

H2O

2,640 x 10-3 

7,136

0,0459 x 10-6 

(Sumber: Hougen,1961 hal 255) Cp O2 = a +

  ( ) 2+1) 2+1 +  

(2 + (2  1) 1) + 1 )  −,00  0

,7  0

  (457 + 305) K +  000    = 7,1758 +  x  x   .   000 

= 6,117 +

= 7,1758



2

2

 (457  + (457 x 305) + 305 ) K

   .

Q O2  = n O2 x Cp O2 x (t2 –   –   tt1) = 3802,237684 kmol x 7,1758

  x (457-305) K .

= 4147182,7702 kkal Dengan cara yang sama seperti diatas, hasil perhitungan panas sensible tiap-tiap komponen udara dapat dilihat pada tabel 35.

Tabel 38. Panas Sensibel Komponen Udara Komponen

Mol

Cp

∆ 

Q2

Kmol

kkal/kmol.K

(K)

kkal

O2

3802,237684

7.1758

152

4147182.7702

 N2

14303,65605

6.9760

152

15166910.20

H2O

429,10968

8.1485

152

531483.2345

Total

19845576.2

Dari perhitungan diatas dapat diketahui panas yang diserap udara saat melewati Air Heater yaitu : Qyang diserap Air Heater

= Q udara keluar Air Heater - Q udara masuk Air heater = 19845576.2 Kkal Kkal –   –  2314433,412  2314433,412 Kkal = 17531142,79 Kkal

4. Menghitung Panas Air Umpan Masuk Economizer Kondisi actual air umpan masuk economizer adalah sebagai berikut : Massa air saat melewati economizer

= 314600 kg

Temperature air saat masuk economizer

= 121,80 oC

 

66

Besarnya entalpi air umpan yang masuk economizer dapat ditentukan melalui entalpi cair jenuh (hf) pada temperature 121,80 oC. Dari tabel sifat air jenuh (uap  –  cair)   cair) tabel temperature, harga entalpi air umpan pada temperature 121,80 oC berada diantara 120,2 oC dan 127,4 oC, sehingga untuk mendapatkan entalpi pada temperature 219 dilakukan interpolasi. hf 120,2 oC = 504,70



 

  hf 127,4 C = 535,37    o

(−)  (y2 –   (y2  –  y1)  y1) (−)

y

= y1 +

hf

= 504,70 kj/kg + = 511,5155

Q4 

(,0 −0,)   (535,37 –  504,70)  504,70) (7, − 0,)

   

= mair umpan x hf = 314600 kg x 511,5155

   

0,900     = 38461509,07 kkal = 160922766,3 kj x 5. Menghitung Panas Air Umpan Keluar Economizer

Kondisi actual air umpan keluar economizer adalah sebagai berikut : Massa air saat melewati economizer

= 314600 kg

Temperature air saat keluar economizer

= 298,85 oC

Besarnya entalpi air umpan yang keluar dari economizer dapat ditentukan melalui entalpi cair  jenuh (hf) pada temperature 298,85 oC. dari tabel sifat air jenuh (uap  –   cair) ) tabel temperature, harga entalpi air umpan pada temperature 298,85 oC berada diantara 295,1oC dan 303,4 oC, sehingga untuk mendapatkan entalpi pada temperature 298,85 oC dilakukan interpolasi.  hf 295,1 oC = 1316,6   

hf 303,4 oC = 1363,3

(−)  (y2 –   (y2  –  y1)  y1) (−)

y

= y1 +

hf

= 1316,6 kj/kg + = 1337,6

 

   

   

(9,−9,)   (1363,3 –  (1363,3 –  1316,6)  1316,6) (0, − 9,)

67

Q5 

= mair umpan x hf = 314600 kg x 1337,6 = 420808960 kj x

   

0,900     

= 100575866,3 kkal Dari perhitungan diatas dapat dikertahui panas yang diserap air umpan saat melewati economizer yaitu : Q yang diserap economizer  

= Q udara keluar economizer - Q udara masuk economizer = 100575866,3 kkal - 38461509,07 kkal = 62114357,22 kkal

B. Energi Output 6. Menghitung panas sensible Refuse M Abu

= 4017kg x

,0    

= 8855,8782 lb T1

= 32oC x 1,8 + 32

= 89,6 oF

T2

= 118 oC x 1,8 + 32

= 244,4 oF

Cp Abu

= 0,23 Btu/lb oF (sumber: Hougen, 1961 hal.417)

Q6 

= m abu x Cp abu x (T2 –   –  T1) = 8855,8782 kg x 0,23 Btu/lb  oF x (244,4 - 89,6) oF = 315304,6874 Btu x

0,     

= 79507,22998 kkal 7. Menghitung Nilai Panas Refuse Mol Karbon

= 28,216 kmol x 12 kg/kmol = 338,6 kg = 338,6 kg x

HV Karbon

,0   = 746,47756 lb  

= 14490 Btu/lb (sumber: Hougen,1961 hal 401)

 

68

Q7 

= massa karbon x KH karbon = 746,47756 lb x 14490 Btu/lb = 10816459,84 kg x

0,     

= 2727478,514 kkal 8. Menghitung Panas yang digunakan untuk menghasilkan main steam Temperatur Steam

= 538,50 oC

Tekanan Steam

= 8,120 Mpa

Massa Steam

= 281300 kg

Entalpi Superheated Steam pada temperature 538,50 C berada pada temperature 520 oC dan 560  o

C masing-masing pada tekanan 8 Mpa dan 10 Mpa, sehingga untuk mendapatkan eltalpi pada

temperature 538,50 oC dilakukan interpolasi. hf 520 oC, 8 Mpa

= 3447,7

   

hf 560 oC, 8 Mpa

= 3545,3

   

(−)  (x  (x –   –   x x 1) (−)

y

= y1 +

hf

= 3447,7 kj/kg + (,0 −0) (3545,3  (3545,3 –   –  3447,7)  3447,7) kj/kg (0−0)

= 3492,84 kj/kg (sumser: Lestari, 2014 hal 111) hf 520 oC, 10 Mpa

= 3429,1

   

hf 560 oC, 10 Mpa

= 3526,0

   

(−)  (x  (x –   –   x x 1) (−)

y

= y1 +

hf

= 3429,1 kj/kg +

(,0 −0)  (3526,0 –   (3526,0  –  3429,1)  3429,1) kj/kg (0−0)

= 3491,5752 kj/kg Setelah didapatkan entalpi pada temperature 538,50 oC masing-masing pada tekanan 8 Mpa dan 10 Mpa, maka dilakukan interpolasi lagi untuk mendapatkan entalpi pada tekanan 8,120 Mpa dengan menggunakan hasil entalpi dari interpolasi hf 538,50 oC, 8 Mpa dan hf 538,50 oC, 10 Mpa.

 

69

hf 8 Mpa

= 3492,84 kj/kg

hf 10nMpa = 3471,76 kj/kg (sumser: Lestari, 2014 hal 111)

(−)  (x  (x –   –   x x 1) (−)

y

= y1 +

hf

 (3471,76 –   (3471,76  –  3492,84)  3492,84) kj/kg = 3492,84 kj/kg + ( 0−)) 0−

Q8

= 3491,5752 kj/kg = m steam x hf

(,0 −)

= 281300 kg x 3491,5752 kj/kg = 982180103,79 kj x

0,900   = 234746937,87926257 kkal  

9. Panas dari flue gas keluar Furnace a. Panas Pembakaran CO Mol CO

= 37,300704 kmol

∆ CO

= 67.6361

 000   x     

= 67636.1 kkal/kmol = Mol CO x ∆ CO

Q CO

= 37,300704 kmol x 67636.1 kkal/kmol = 2522874,146 kkal  b. Panas Flue Gas Keluar Furnace Dengan komponen gas diketahui sebagai berikut : CO2

= 2785,119232 kmol

CO

= 37,300704

O2 

= 616,349728 kmol

 N2 

= 14323,47034 kmol

T1 

= 32oC +273 = 305 K

T2 

= 854oC + 273

kmol

= 1127 K

Kapasitas panas (Cp) dapat dihitung dengan menggunakan persamaan : Cp = a +

 (2+1) +  

(2 + (2  1) + 1 )  (sumber: Hougen, 1961 hal.258)

 

70

Tabel 39. Konstanta Kapasitas Panas Hasil Pembakaran

Komponen

A

B

C

CO2

6.339

1,01 x 10-2

-3,42 x 10-6 

CO

6.35

1,81 x 10-3 

-2,68 x 10-7 

O2

6.117

3,17 x 10-3 

-1,01 x 10-6 

 N2

6.457

1,39 x 10 -3 

-6,90 x 10-8 

(sumber: Hougen, 1961 hal.255)

Cp CO2 

=a+

  ( )  2+  1 1) +  

= 6,339 +

(2 + (2  1) 1) + 1 ) 

,7  0 −,00  0   (1127 + 305) K +   (11272  + (1127 x 305) +  

3052) K = 11.6247 Q CO2

   .

= n CO2 x Cp CO2 x (T2 –   –  T  T1) = 2785,119232 kmol x 11.6247

  x (1127 –  (1127 –  305)  305) K .

= 26613216,29 kkal Dengan cara yang sama pada perhitungan diatas, panas sensible tiap-tiap komponen gas hasil  pembakaran dapat dilihat pada tebel 37. Tabel 40. Panas Sensibel Gas Hasil Pembakaran

∆  () 

Cp

Komponen

Mol Kmol

CO2

2785,119232

822

11.6247

26613216,29

CO

37,300704

822

7.4934

229756,47

O2

616,349728

822

7.8120

3957867,58

 N2 Total

14323,47034

822

7.4129

87278688,59 118079528,929

Kkal/Kmol.K

Q Kkal

 

71

C. Panas Sensible Air Hasil Reaksi Pembakaran Hydrogen H ydrogen H2O

= 1143,8 kmol

T1 

= 32oC +273

= 305 K

T2 

= 854oC + 273

= 1127 K

Kapasitas panas (Cp) dapat dihitung dengan menggunakan rumus : Cp

=a+

  ( )  2+  1 1) +  

(2 + (2  1) 1) + 1 )  (sumber: Hougen,1961 hal. 258)

Tabel 41. Konstanta Kapasitas Panas Hasil Pembakaran   Komponen H2O

A 7.136

B 2,64 x 10-2

C 4,59 x 10-8 

(sumber: Hougen, 1961 hal. 258)

Cp H2O

=a+

  ( )  2+  1 +  

(2 + (2  1) + 1 ) 

= 7,136 +

,9 x 0− , x 0  (1127 + 305) K +  (11272 + (1127 x 305) + 3052) K  

= 26,0645

kkal   .

Menghitung panas sensible air dari reaksi H 2  Q H2O

= n H2O x Cp H2O x ∆  = 1143,8 kmol x 26,0645

kkal  x (1127 –  (1127 –  305)  305) K .

= 24505936,73 kkal d. Panas sensible dari H 2O batubara H2O

= 1456,24 kmol

T1 

= 32oC + 273

= 305 oC

T2 

= 854oC + 273

= 1127 K

Dari perhitungan sebelumnya didapatkan Cp air pada suhu 854  oC. Cp H2O

= 26,0645

kkal   .

Menghitung panas sensible air pada batubara Q H2O

= n H2O x Cp H2O x ∆  kkal  x (1127 –  305)  305) K .

= 1456,24 kmol x 26,0645 = 31199969,66 kkal

 

72

Total Panas Flue Gas Keluar Furnace adalah, Q9  = QCO + Qflue gas kering + QH2O dari H2 + Q H2O dari batubara = 2522874,146 kkal + 118079528,929  kkal + 24505936,73 kkal + 31199969,66 kkal = 176308309,466 kkal 9. 

Panas dari flue gas keluar Stack Gas a.  Panas Pembakaran CO Mol CO

= 37,300704

kmol

kkal

∆ CO

000 grmol

= 67,6361 . x     = 67636,1 kkal/kmol (sumber: Hougen, 1961 hal. 306)

Q CO

= mol CO x ∆ CO = 37,300704

kmol x 67636,1 kkal/kmol

= 2522874,146 kkal  b.  Panas flue gas keluar stack gas Dengan komponen gas diketahui sebagai berikut : CO2 = 2785,119232 kmol CO = 37,300704 kmol O2  = 616,349728 kmol  N2  = 14323,47034 kmol T1  = 32oC +273 = 305 K T2  = 131oC + 273 = 404 K Kapasitas panas (Cp) dapat dihitung dengan menggunakan persamaan : Cp

=a+

  ( )  2+  1 1) +  

(2 + (2  1) 1) + 1 )  (sumber: Hougen, 1961 hal. 258)

 

73

Tabel 42. Konstanta Kapasitas Panas Hasil Pembakaran Komponen

A

B

C

CO2 

6.339

1.01 x 10-2

-3,42 x 10-6 

CO

6.35

1.81 x 10-3 

-2,68 x 10-7 

O2 

6.117

3.17 x 10-3 

-1,01 x 10-6 

 N2 

6.457

1.39 x 10-3 

-6,90 x 10-8 

(sumber: Hougen, 1961 hal. 258) Cp CO2 

=a+

  ( )  2+  1 +  

= 6,339 +

(2 + (2  1) + 1 ) 

−, x 0 ,0 x 0  (4042 + (404 x 305) + 3052) K  (404 + 305) K +  

kkal = 9,4868 . 

Q CO2

= n CO2 x Cp CO2 x (T2 –   –  T  T1) = 2785,119232 kmol x 9,4868

kkal  x (404 –  (404 –  305)  305) K .

= 2615765,044 Kkal

Tabel 43. Panas Sensibel gas hasil pembakaran Komponen

Mol

∆ 

Cp

Q

() 

Kmol

Kkal/Kmol.K

Kkal

CO2

2785,119232

99

9.4868

2615765,044

CO

37,300704

99

6,9577

25693,18371

O2

616,349728

99

7.154

1826429,928

 N2

14323,47034

99

6,9410

9842501,555

Total

12920487,01

c.  Panas SensibelAir yang Terbentuk karena Pembakaran H 2  H2O

= mol H2 = 1143,8 kmol = 32oC + 273

T1 

= 305 oC

o

T2 

= 131 C + 273 = 404 K Kapasitas panas (Cp) dapat dihitung dengan menggunakan rumus :

 

74

Cp

=a+

  ( )  2+  1 +  

(2 + (2  1) + 1 )  (sumber: Hougen, 1961 hal. 258)

Tabel 44. Konstanta Kapasitas Panas Hasil Pembakaran : Komponen

A

B

C

H2O

7.136

2.64 x 10-2

4.59 x 10-8 

Cp H2O

=a+

  ( )  2+  1 +  

(2 + (2  1) + 1 ) 

= 7,136 +

,9 x 0 , x 0  (4042 + (404 x 305) + 3052) K  (404 + 305) K +  

= 16.5006

kkal   .

Menghitung panas sensible air dari reaksi H 2O Q H2O

= n H2O x Cp H2O x ∆  = 1143,8kmol x 16.5006

kkal  x (404 –  (404 –  305)  305) .

= 1868465,242 kkal d.  Panas sensible dari H2O batubara H2O

= 1456,24 kmol

T1 

= 32oC + 273

= 305 oC

T2 

= 131 oC + 273

= 404 K

Dari perhitungan sebelumnya didapatkan Cp air pada suhu 131 oC. Cp H2O = 16.5006

kkal   .

Menghitung panas sensible air pada batubara

Q H2O

= n H2O x Cp H2O x ∆  = 1456,24 kmol x 16.5006

kkal  x (404 –  (404 –  305)  305) .

= 2378854,541 kkal Total panas Flue Gas Keluar dari Furnace adalah, Q10 

= QCO + Qflue gas kering + QH2O dari H2  + QH2O dari batubara = 2522874,146 kkal + 12920487,01 kkal + 1868465,242 kkal + 2378854,541 kkal = 19690680,94 kkal

Dari perhitungan diatas dapat diketahui panas yang ditransfer flue gas saat melewati air heater dan economizer yaitu : Q

= Q flue gas keluar furnace –  furnace –  Q   Q flue gas keluar stack gas

 

75

= 176308309,466 kkal - 19690680,94 kkal = 156617628,526 kkal e.  Panas yang Hilang (Heat Loss) f.  Q loss

= (Q1+Q3+Q4) –  (Q  (Q6+Q7+Q8+Q10) = (293075868,49 + 19845576,2 + 38461509,07) kkal - (79507,22998 + 2727478,514 + 234746937,8792 + 19690680,94) kkal = 94138349,19681999 kkal

Hasil perhitungan neraca energy dapat dilihat pada tabel 44. Tabel 45. Neraca Energy Boiler Secara Aktual Komponen

INPUT ( KJ)

energi dari batubara

293075868,49

energi dari udara

19845576,2

energi dari air umpan

38461509,07

OUTPUT (KJ)

 panas sensibel refuse

79507,22998

nilai panas refuse

2727478,514

 panas dari flue gas

234746937,87926

 panas dari steam

19690680,94

 panas hilang

94138349,196819

TOTAL

351382953,8

351382953,8

Efisiensi termal boiler dapat dihitung dengan persamaan

Ƞh

′   =  

Dimana Q’ merupakan total panas yang dibutuhkan untuk mengubah air umpan menjadi steam. Besarnya nilai Q’ dapat ditentukan dari selisih antara panas steam dan air umpan boiler yaitu :  :  Q’ 

= Q steam  –  Q  Q air