## SIMULASI PENGARUH STEAM-TO-CARBON RATIO DAN TUBE OUTLET TEMPERATURE TERHADAP REAKSI STEAM REFORMING PADA PRIMARY REFORMER DI PABRIK AMONIAK
Muhammad Natsir Hakiki 1 , Muslikhin Hidayat 2 , Sutijan 2
1 Mahasiswa S2 Pascasarjana Teknik Kimia Fakultas Teknik Universitas Gadjah Mada
2 Staf Pengajar Departemen Teknik Kimia Fakultas Teknik Universitas Gadjah Mada, Jl. Grafika 2, Yogyakarta, 55281
Email: mnh101@gmail.com, mhidayat@ugm.ac.id

## ABSTRACT
Steam reforming, the reaction in Ammonia plant between natural gas and  H 2 O becoming H 2 and CO/CO 2 , is occurred in Primary Reformer and being completed in Secondary Reformer. In Primary Reformer, the reaction commonly occurred at 450-800 o C and 36 bars. The endothermic reaction occurred  in  Ni-based  catalyst  inside  the  tube.  The  heat  for  this  reaction  came  from  the  heat  of reaction  of  combustion  in  the  furnace  (outer-tube).  The  flow  of  H 2 will  increase  along  with  the increasing flow of the feed gas and the heat transferred from outer-tube to inner-tube. In the other side, there will be energy increasing. So there’s a need of optimization. The need of energy influenced by  many  parameters  e.g.  Steam-to-Carbon  Ratio  (S/C)  and  Tube  Outlet  Temperature  (T out )  of Primary Reformer. Commonly S/C is 3.20 and maximum T out is 800 o C. That’s why; optimization was conducted by energy calculation at various S/C and T out . Firstly, reaction and heat transfer in inner- tube and outer-tube were modeled, so we can get the data of temperature and gas composition outlet inner-tube. Then, energy consumption which came from process gas, fuel gas and steam generation was calculated. The range of S/C 2.70-3.70 and T out 700 o C-800 o C were chosen for the simulation. The simulation result shown that the need of energy per kmol-H 2 outlet Primary Reformer at S/C 3.20  and  T out 800 o C  was  573.11  MJ/kmol-H 2 .  The  need  of  energy  per  kmol-H 2 outlet  Primary Reformer at S/C 3.50 and T out 780 o C (20 o C below common T out ) was 573.01 MJ/kmol-H 2 . It means that decreasing T out (for tube lifetime increasing) must be compensated with increasing S/C.
Keywords: Primary Reformer, Steam to Carbon Ratio, Tube Outlet Temperature

## PENDAHULUAN
Pabrik  Amoniak  merupakan  industri  yang mengolah  bahan  baku  berupa  gas  alam,  air  dan udara  menjadi  produk  utama  berupa  NH 3 dan produk  samping  berupa  gas  CO 2 .  Proses pembentukan  NH 3 terjadi  menurut  mekanisme reaksi sebagai berikut:
𝑁 2 + 3𝐻 2 ⇌ 2𝑁𝐻 3 ∆H 0 298K = -45,8kJ/mol … (1)
Di ammonia  converter ,  reaksi  (1)  terjadi secara  eksothermis  dan  umumnya  berlangsung pada  temperatur  300-500 o C  dan  tekanan  60-180 bar  dengan  rasio  mol  H 2 /N 2 pada  kisaran  2,50- 3,50. Gas N 2 berasal dari udara, sementara gas H 2 berasal dari reaksi steam reforming gas alam yang terjadi di primary dan secondary reformer . Di primary  reformer ,  reaksi steam reforming berlangsung secara endothermis dalam tube berkatalis Ni pada temperatur 450-800 o C dan tekanan  36  bar.  Reaksi steam  reforming yang melibatkan  CH 4 (Xu  and  Froment,  1989)  terjadi menurut mekanisme sebagai berikut:
𝐶𝐻 4 + 𝐻 2 𝑂 ⇌ 𝐶𝑂 + 3𝐻 2
∆H 0 298K = 206,11 kJ/mol … (2)
𝐶𝑂 + 𝐻 2 𝑂 ⇌ 𝐶𝑂 2 + 𝐻 2 ∆H 0 298K = -41,17 kJ/mol … (3)
𝐶𝐻 4 + 2𝐻 2 𝑂 ⇌ 𝐶𝑂 2 + 4𝐻 2 ∆H 0 298K = 164,94 kJ/mol … (4) Reaksi steam  reforming yang  melibatkan C 2 H 6 (Huang  dan  Reimert,  2012),  C 3 H 8 (Uskov et.al., 2017) dan C 4 H 10 (Seong et.al., 2013) terjadi menurut mekanisme sebagai berikut:
𝐶 2 𝐻 6 + 2𝐻 2 𝑂 ⇌ 2𝐶𝑂 + 5𝐻 2 ∆H 0 298 K = 348 kJ/mol … (5) 𝐶 3 𝐻 8 + 6𝐻 2 𝑂 ⇌ 3𝐶𝑂 2 + 10𝐻 2 ∆H 0 298 K = 354,95 kJ/mol … (6)
𝐶 4 𝐻 10 + 4𝐻 2 𝑂 ⇌ 4𝐶𝑂 + 9𝐻 2 ∆H 0 298 K = 609,72 kJ/mol … (7) Secara teoritis, reaksi steam reforming akan bergeser ke arah kanan jika dilakukan penambahan jumlah  reaktan  sehingga  jumlah  produk  H 2 yang dihasilkan  bertambah.  Sifat  endothermis  reaksi juga menyebabkan terjadinya penambahan jumlah
produk  H 2 jika  temperatur  reaksi  dinaikkan. Namun  demikian,  penambahan  jumlah  reaktan sebanding dengan peningkatan jumlah energi yang dibutuhkan supaya reaksi bisa berlangsung secara optimal. Di sisi lain, kenaikan temperatur reaksi di inner-tube berarti  peningkatan  jumlah  gas  bahan bakar  yang  direaksikan  di outer-tube .  Dengan demikian,  perlu  dilakukan  optimasi  konsumsi energi tiap satuan produksi.
Konsumsi  energi  di primary  reformer dipengaruhi oleh berbagai parameter. Diantaranya konsentrasi  CO 2 dalam  gas  alam  umpan, kandungan
hidrokarbon
berat ( Heavy Hidrocarbon ) dan Sulfur dalam gas alam umpan, Steam-to-Carbon  Ratio , Tube  inlet  Temperature dan Tube  Outlet  Temperature .  Konsentrasi  CO 2 dan kandungan HHC dapat diminimalkan dengan mengoperasikan CO 2 removal dan HHC removal . Kandungan  Sulfur  dapat  dihilangkan  dengan mengoperasikan Sulfur removal . Parameter yang
divariasikan pada perhitungan  konsumsi  energi  adalah Steam-to- Carbon  Ratio (batasan  S/C  umumnya  sebesar 3,20)  dan Tube  Outlet  Temperature (batasan  T out maksimum 800 o C). Simulasi perhitungan konsumsi energi dilakukan pada berbagai nilai S/C dan  T out ,  sehingga  didapat  nilai  konsumsi  energi optimal.

## METODOLOGI PENELITIAN
Simulasi  diawali  dengan  memodelkan reaksi dan transfer panas di inner-tube dan outer- tube . Reaksi di inner-tube melibatkan CH 4 , C 2 H 6 , C 3 H 8 dan C 4 H 10 melalui mekanisme yang berbeda- beda.  Xu  dan  Froment  (1989)  mengemukakan persamaan terkait CH 4 sebagai berikut: 𝐶𝐻 4 + 𝐻 2 𝑂 ⇌ 𝐶𝑂 + 3𝐻 2
∆H 0 298K = 206,11 kJ/mol … (8)
𝑟 1 = 𝑘1 𝑝𝐻2 2,5(𝑝𝐶𝐻4.𝑝𝐻2𝑂− 𝑝𝐻2 3.𝑝𝐶𝑂 𝐾1 )
(𝐷𝐸𝑁)2 … (9)
𝐶𝑂 + 𝐻 2 𝑂 ⇌ 𝐶𝑂 2 + 𝐻 2 ∆H 0 298K = -41,17 kJ/mol … (10)
𝑟 2 = 𝑘2 𝑝𝐻2 (𝑝𝐶𝑂.𝑝𝐻2𝑂− 𝑝𝐻2.𝑝𝐶𝑂2 𝐾2 )
(𝐷𝐸𝑁)2 … (11)
𝐶𝐻 4 + 2𝐻 2 𝑂 ⇌ 𝐶𝑂 2 + 4𝐻 2
∆H 0 298K = 164,94 kJ/mol … (12)
𝑟 3 = 𝑘3 𝑝𝐻2 3,5(𝑝𝐶𝐻4.𝑝𝐻2𝑂 2− 𝑝𝐻2 4.𝑝𝐶𝑂 𝐾3 ) (𝐷𝐸𝑁)2 … (13)
𝐷𝐸𝑁 = 1 + 𝐾 𝐶𝑂 . 𝑝 𝐶𝑂 + 𝐾 𝐻2 . 𝑝 𝐻2 + 𝐾 𝐶𝐻4 . 𝑝 𝐶𝐻4 + ( 𝐾𝐻2𝑂.𝑝𝐻2𝑂 𝑝𝐻2 ) … (14)
Huang dan Reimert (2012) mengemukakan persaman terkait C 2 H 6 sebagai berikut: 𝐶 2 𝐻 6 + 2𝐻 2 𝑂 ⇌ 2𝐶𝑂 + 5𝐻 2
∆H 0 298 K = 348 kJ/mol … (15) 𝑟 4 = 𝑘 4 . 𝑝 𝐶2𝐻6 1,58 … (16) Uskov et.al. (2017) mengemukakan persamaan terkait C 3 H 8 sebagai berikut: 𝐶 3 𝐻 8 + 6𝐻 2 𝑂 ⇌ 3𝐶𝑂 2 + 10𝐻 2 ∆H 0 298 K = 354,95 kJ/mol … (17)
𝑟 5 = 𝑘5.𝑃𝐶3𝐻8 𝜌𝐵.𝑅.103.𝑇 … (18) Seong et.al. (2013) mengemukakan persamaan terkait C 4 H 10 sebagai berikut:
𝐶 4 𝐻 10 + 4𝐻 2 𝑂 ⇌ 4𝐶𝑂 + 9𝐻 2
∆H 0 298 K = 609,72 kJ/mol … (19)
𝑟 6 = 𝑘 6 . 𝑃 𝐶4𝐻10 1,01 . 𝑃 𝐻2𝑂 −0,09 … (20)
Berdasarkan  penyusunan  neraca  massa  di sisi inner-tube , didapat perubahan masing-masing komponen (F i ) sebagai berikut: 𝑑𝐹𝐶𝐻4 𝑑𝑧 = −(𝑟 1 + 𝑟 3 ). 𝐴. 𝜌 𝐵 … (21)
𝑑𝐹𝐶2𝐻6 𝑑𝑧 = −(𝑟 4 ). 𝐴. 𝜌 𝐵 … (22)
𝑑𝐹𝐶3𝐻8 𝑑𝑧 = −(𝑟 5 ). 𝐴. 𝜌 𝐵 … (23)
𝑑𝐹𝐶4𝐻10 𝑑𝑧 = −(𝑟 6 ). 𝐴. 𝜌 𝐵 … (24)
𝑑𝐹𝐶𝑂 𝑑𝑧 = −(−𝑟 1 + 𝑟 2 − 2. 𝑟 4 − 4. 𝑟 6 ). 𝐴. 𝜌 𝐵 … (25)
𝑑𝐹𝐶𝑂2 𝑑𝑧 = −(−𝑟 2 − 𝑟 3 − 3. 𝑟 5 ). 𝐴. 𝜌 𝐵
… (26)
𝑑𝐹𝐻2𝑂 𝑑𝑧 = −(𝑟 1 + 𝑟 2 + 2. 𝑟 3 + 2. 𝑟 4 + 6. 𝑟 5 + 6. 𝑟 6 ). 𝐴. 𝜌 𝐵 … (27)
𝑑𝐹𝐻2 𝑑𝑧 = −(−3. 𝑟 1 − 𝑟 2 − 4. 𝑟 3 − 5. 𝑟 4 − 10. 𝑟 5 − 9. 𝑟 6 ). 𝐴. 𝜌 𝐵 … (28) Berdasarkan  penyusunan  neraca  panas  di sisi inner-tube , didapat perubahan temperatur gas proses (T) sebagai fungsi panjang tube (z) sebagai berikut:
𝑑𝑇 𝑑𝑧 = 𝑈𝑐.𝜋.𝐷𝑜.(𝑇𝑓−𝑇)−∑(𝑟𝑗.∆𝐻𝑓𝑗.𝐴.𝜌𝐵) ∑ 𝐹𝑖.𝐶𝑝𝑖 … (29)
Reaksi  pembakaran  gas  alam  berlangsung cepat,  sehingga  diasumsikan  bahwa  gas  bahan bakar  masuk  ke  sisi furnace ( outer-tube )  dalam kondisi pre-combustion (Tamzysi,  2017).  Reaksi pembakaran terjadi antara CH 4 , C 2 H 6 , C 3 H 8 , C 4 H 10 dan  H 2 dengan  O 2 menghasilkan  CO/CO 2 dan H 2 O.
Berdasarkan  penyusunan  neraca  panas  di sisi outer-tube , didapat perubahan temperatur gas bahan  bakar  (T f )  sebagai  fungsi  panjang tube (z) sebagai berikut:
𝑑𝑇𝑓 𝑑𝑧 = (−𝑛𝑡.𝑈𝑐.𝜋.𝐷0.(𝑇𝑓−𝑇)− 𝑈𝐴.(𝑇𝑓−𝑇) 𝐿𝑡 ) ∑ 𝐹𝑓𝑖.𝐶𝑝𝑖 … (30)
Energi yang diperlukan untuk proses steam reforming terdiri  dari  energi  yang  terkandung dalam  gas  proses  (NG1)  dan  gas  bahan  bakar (NG2),  serta  energi  pembangkitan  steam  untuk bahan baku (NG3). Metode perhitungan konsumsi energi  tiap  satuan  produksi  (NG)  dalam  simulasi ini adalah sebagai berikut:
𝑁𝐺1 = ∑ 𝐹𝑖.∆𝐻𝑐𝑖 3600.103 … (31) 𝑁𝐺2 = ∑ 𝐹𝑓𝑖.𝐶𝑝𝑓𝑖.(𝑇𝑓−𝑇𝑟𝑒𝑓) 103 … (32) 𝑁𝐺3 = ∑ 𝐹𝑓𝑠𝑖.∆𝐻𝑐𝑖 3600.103 . 𝐹𝑆𝑅 𝐹𝑆𝑇 … (33) 𝑁𝐺 = 𝑁𝐺1+𝑁𝐺2+𝑁𝐺3 𝐹𝐻2 … (34)
Batasan  S/C  umumnya  sebesar  3,20 sehingga  dipilih  kisaran  S/C  2,70-3,70.  Batasan T out maksimum  sebesar  800 o C  sehingga  dipilih kisaran T out 700-800 o C. Nilai minimal T out dibatasi karena reaksi bersifat endothermis , sehingga nilai T out yang  terlalu  rendah  berakibat  rendahnya jumlah  produk  H 2 .  Nilai  maksimal  T out dibatasi karena nilainya sebanding dengan nilai temperatur dinding tube ( tube  wall  temperature ).  Kenaikan tube  wall  temperature sebesar  20 o C  dapat menurunkan umur pemakaian tube ( tube lifetime ) hingga setengahnya (Farnell, 2003). Data  gas  inlet primary  reformer yang dipakai  sebagai  basis  simulasi,  data tube dan burner tersaji pada Tabel 1, 2 dan 3.
Tabel 1. Data inlet Primary Reformer pada S/C 3,20
N o Parameter Satuan Data Proses Fuel 1 Tekanan Bar 36,44 2,76 2 Temperatu r o C 451 1796,3 7 3 Komposisi CH 4 Kmol/jam 1076,1 - C 2 H 6 Kmol/jam 75,6 - C 3 H 8 Kmol/jam 47,21 - n-C 4 H 10 Kmol/jam 14,89 - O 2 Kmol/jam - 238,03 CO Kmol/ja m - 7,22 CO 2 Kmol/jam 3,63 832,96 H 2 O Kmol/jam 4571,2 3 1432,5 1 H 2 Kmol/jam 50,59 2,61 N 2 Kmol/jam 17,6 6770,0 4 Ar Kmol/jam 0,21 66,31
Tabel 2. Data tube di Primary Reformer No Parameter Satuan Data 1 Jumlah row - 9 2 Jumlah tube/row - 42 3 Panjang tube berisi katalis Mm 10200 4 Diameter inner-tube Mm 89,5 5 Diameter outer-tube Mm 116 6 Jarak antar tube Mm 552,5 7 Jarak antar row Mm 1676 Tabel 3. Data burner di Primary Reformer No Parameter Satuan Data 1 Jumlah row - 10 2 Jumlah burner/row - 20 3 Panjang furnace Mm 16252 4 Lebar furnace Mm 13030 Model proses yang terjadi di inner-tube dan outer-tube tersaji di Gambar 1. Susunan tube dan burner tersaji pada Gambar 2.
Gambar 1. Model Proses di inner dan outer-tube
Gambar 2. Susunan Tube, Burner dan Riser di Primary Reformer

## HASIL DAN PEMBAHASAN
Simulasi  reaksi  dan  transfer  panas  di  sisi inner-tube dan outer-tube menghasilkan  profil temperatur gas proses (T) dan gas bahan bakar (T f ) sebagai  fungsi  panjang tube (z).  Profil  yang menampilkan  temperatur  dalam  satuan o C  dan panjang tube dalam  satuan  fraksi  (0=inlet  dan 1=outlet) tersaji pada Gambar 3 sebagai berikut:
Gambar 3. Profil Temperatur Gas Proses dan Fuel Gas sebagai fungsi Posisi
Jumlah  mol  masing-masing  komponen dalam gas proses di sisi inner-tube (Fi) mengalami perubahan sebagai fungsi panjang tube (z). Profil yang  menampilkan  komposisi  dalam  satuan kmol/jam  dan  panjang tube dalam  satuan  fraksi (0=inlet dan 1=outlet) tersaji pada Gambar 4 dan 5.
Gambar 4. Profil Komposisi Gas Proses sebagai fungsi Posisi (A)
Gambar 5. Profil Komposisi Gas Proses sebagai fungsi Posisi (B)
Berdasarkan  Gambar  4, flow C 3 H 8 dan C 4 H 10 cenderung  habis  sebelum  mencapai  10% bagian awal tube . Flow C 2 H 6 juga menurun secara bertahap  hingga  benar-benar  bereaksi  sempurna pada  posisi  80%  panjang tube .  Reaksi  C 3 H 8 dan C 4 H 10 dengan  H 2 O  menjadi  CO/CO 2 dan  H 2 mengganggu kesetimbangan reaksi steam methane reforming (SMR).  Gangguan  ini  menyebabkan reaksi SMR sempat bergeser ke arah kiri sehingga terjadi kenaikan sesaat flow CH 4 pada posisi 2-4% awal tube (Gambar  5).  Di  sisi  lain,  terlihat penurunan  sesaat  temperatur  gas  proses  pada posisi tube yang sama (Gambar 3).
Konsumsi  energi  tiap  satuan  produksi sebagai  fungsi T out dihitung  pada  berbagai  nilai S/C.  Hasil  perhitungan  konsumsi  energi  dalam satuan  MJ/kmol-H 2 dan  menampilkan  nilai temperatur dalam satuan o C tersaji pada Gambar 6 dan 7 sebagai berikut:
Gambar 6. Konsumsi energi per kmol-H 2 sebagai fungsi T out pada berbagai nilai S/C
Gambar 7. Konsumsi energi per kmol-H 2 sebagai fungsi S/C pada berbagai nilai T out
Pada  Gambar  6  terlihat  bahwa  konsumsi energi  per  kmol-H 2 menurun  seiring  dengan peningkatan  T out .  Di  sisi  lain,  kenaikan  rasio  S/C pada  gas  proses  inlet primary  reformer dapat menurunkan konsumsi energi tiap satuan produksi.
Pada  Gambar  7  terlihat  bahwa  konsumsi energi  per  kmol-H 2 menurun  seiring  dengan peningkatan  rasio  S/C  pada  gas  proses  inlet primary reformer . Di sisi lain, kenaikan T out dapat menurunkan konsumsi energi tiap satuan produksi.
Jumlah  kmol-H 2 dan  konsumsi  energi  per kmol-H 2 pada  berbagai  nilai  S/C  dan  T out tersaji pada Gambar 8 dan 9 sebagai berikut:
Gambar 8. Jumlah kmol-H 2 sebagai fungsi T out dan S/C
Gambar 9. Konsumsi energi per kmol-H 2 sebagai fungsi T out dan S/C
Gambar  8  menunjukkan  bahwa  kenaikan S/C  dan  T out berbanding  lurus  dengan  kenaikan flow H 2 outlet  Primary  Reformer .  Gambar  9 menunjukkan bahwa kenaikan S/C dan T out dapat menurunkan  konsumsi  energi  per  kmol-H 2 . Konsumsi  energi  per  satuan  produk  H 2 pada  S/C 3,20  dan  T out 800 o C  adalah  sebesar  573,11 MJ/kmol-H 2 . Simulasi pada T out 780 o C (atau 20 o C di  bawah  batasan  temperatur)  dan  S/C  3,50 menghasilkan  konsumsi  energi  sebesar  573,01 MJ/kmol-H 2 .  Dengan  demikian,  penurunan  T out yang dilakukan untuk menjaga lifetime tube perlu dikompensasi dengan kenaikan S/C.

## KESIMPULAN
Berdasarkan hasil simulasi, dapat disimpulkan bahwa flow C 3 H 8 dan C 4 H 10 menurun drastis pada 2-4% bagian awal tube , dan cenderung habis  bereaksi  sebelum  mencapai  10%  bagian awal tube .  Reaksi  C 3 H 8 dan  C 4 H 10 dengan  H 2 O menjadi
CO/CO 2 dan H 2 menggeser kesetimbangan  reaksi steam  methane  reforming (SMR) ke arah kiri. Hal ini menyebabkan kenaikan sesaat  flow  CH 4 pada  posisi  2-4%  awal tube . Untuk  optimasi  konsumsi  energi,  diperlukan tambahan  0,3  mol  steam  per  mol  C  gas  umpan pada  saat  menurunkan Tube  Outlet  Temperature sebesar 20 o C.

## SARAN
Pada  penelitian  ini  diambil  asumsi  bahwa aliran  gas  proses  di  sisi inner-tube berlangsung secara plugflow ,  sehingga  tidak  ada  distribusi konsentrasi maupun temperatur ke arah radial. Di sisi  lain,  diasumsikan  bahwa  temperatur  dan konsentrasi  gas  proses  di  dalam  katalis  sama dengan temperatur dan konsentrasi di luar katalis pada  posisi/panjang tube yang  sama,  sehingga tidak ada distribusi konsentrasi maupun temperatur  di  berbagai  posisi  dalam  katalis ( intraparticle  gradient ).  Agar  simulasi  pada penelitian  selanjutnya  hasilnya  lebih  baik,  maka disarankan agar radial distribution konsentrasi dan temperatur  di inner  tube dan  di intraparticle gradient tidak diabaikan.

## DAFTAR PUSTAKA
[1] Farnell,  P.W.,  2003,  Modern  Techniques  for
Optimization of Primary Reformer Operation, Synetix, Cleveland;
[2] Huang, X., and Reimert, R., 2012, Kinetics of Steam  Reforming  of  Ethane  on  Ni/YSZ (Yttria-stabilized  Zyrconia)  Catalyst,  Fuel,
106, 380-387;
[3] Seong,  M.,  et.al.,  2014,  Reactor  Sizing  for Butane  Steam  Reforming  over  Ni  and  Ru Catalyst, Korean J. Chem. Eng., 31 (3), 412- 418;
[4] Tamzysi,  C.,  2017,  Evaluasi  Overheat  pada Tube  Katalis  Primary  Reformer  PT  Pupuk Kujang  Cikampek  dengan  Metode  Simulasi Computational  Fluid  Dynamics  (CFD),
Yogyakarta, Universitas Gadjah Mada;
[5] Uskov,  S.I.,  et.al.,  2017,  Kinetics  of  Low- Temperature Steam Reforming of Propane in a  Methane  Excess  on  a  Ni-Based  Catalyst, Catalysis in Industry, 9 (2), 104-109;
[6] Xu,  J.,  &  Froment,  G.  F.,  1989,  Methane Steam  Reforming,  Methanation  and  Water- Gas Shift: Intrinsic Kinetics, AIChE Journal, 35 (1), 88-96.

## DAFTAR LAMBANG
𝐴 = Luas area, m 2
𝐶 𝑝𝑖 = Kapasitas panas i, J/mol/K
𝐷 0 = Diameter luar tube , m 𝐹 𝑖 = Flow gas i di inner-tube , kmol/s 𝐹 𝑓𝑖 = Flow gas i di outer-tube , kmol/s 𝐹 𝑓𝑠𝑖 = Flow gas i untuk pembangkitan steam , kmol/s 𝐹 𝑆𝑅 = Flow steam ke Primary Reformer , Ton/jam 𝐹 𝑆𝑇 = Flow steam outlet 101-F, (248,5) Ton/jam 𝑘 𝑛 = Konstanta kecepatan reaksi n 𝐾 𝑖 = Konstanta kesetimbangan i 𝐿 𝑡 = Panjang tube , m
[1] n t = Jumlah tube 𝑝 𝑖 = Tekanan parsial i, N/m 2 𝑟 𝑗 = Kecepatan reaksi j, kmol/kg-cat/s 𝑇 = Temperatur gas inner-tube , K
𝑇 𝑓 = Temperatur gas outer-tube , K 𝑇 𝑟𝑒𝑓 = Temperatur reference , 298 K 𝑈 𝑐 = Koefisien perpindahan panas overall , kW/m 2 /K 𝑈 𝐴 = koefisien heat loss overall , kW/K 𝑧 = Satuan panjang tube , m ∆𝐻 0 298𝐾 = Entalpi pembentukan pada 298 K, kJ/mol
∆𝐻 𝑓𝑗 = Entalpi pembentukan j, kJ/mol
∆𝐻 𝑐𝑖 = Entalpi pembakaran i, kJ/mol
[2] ρ B = Bulk density katalis, (863,4) Kg-cat/m 3