EVALUASI PERFORMA ABSORBER DAN STRIPPERHYDROGEN PLANT UNIT TRAIN ARU-V BALIKPAPAN

DANU BRATAKUSUMA14/BPS-REF-I/2013

BIODATA

• Nama = Danu Bratakusuma

• No. Peserta = 14/BPS-REF-I/2013

• TTL = Temanggung, 15 April 1988

• Pendidikan = Teknik Kimia UPN “Veteran” Yogyakarta

• Pembimbing = Imron (Group Leader Secondary Process)

RU-V RU-V BalikpapBalikpap

anan

LPG RECOVERY

N H T20 MBSD

WAX PLANT150 TON/HARI

PLATFORMER20 MBSD

L P G

W A X

MOGAS

KEROSENE / AVTUR

GAS OIL

H2 PLANT-B34 MMSCFD KOMPONE

N LSWR

H.NAPHTHA

GAS / LPG

L.NAPHTHA

H.NAPHTHA

KEROSENE

GAS OIL

GAS / LPG

REFORMATE

L.NAPHTHA

H.NAPHTHA

GAS OIL

L.NAPHTHA

H.NAPHTHA

GAS OIL

KEROSENE / AVTUR

HVGO

LVGOL.RESIDUE

S.RESIDUE

Crude

NAT.GAS

CDU-V

60 MBSD

HVU-II81 MBSD

HVU-III25 MBSD

HCU-A27,5 MBSD

HCU-B27,5 MBSD

CDU-IV

200 MBSD

LPG

FLARE

H2 PLANT-A34 MMSCFD H2

KEROSENE

Crude

Reaksi Penyerapan CO2 pada Absorber

Penyerapan CO2 oleh K2CO3 K2CO3 + H2O + CO2 2KHCO3

Penyerapan CO2 oleh DEA R2NH + CO2 R2NCOOH

R2NCOOH + KOH KHCO3 + R2NH

C-8-07 : LTSC (Low Temperature Shift Converter)

C-8-09 : Shift Product Condensate SeparatorC-8-12 : Carbon Dioxide AbsorberC-8-13 : Benfield Solution StipperC-8-14 : Benfield Stripper Overhead AccumulatorC-8-15 : Benfield Solution Carbon FilterC-8-16 : Methanator ColumnC-8-21 : Hydrogen Water wash ColumnC-8-28 : Process Condensate Separator/DeaeratorE-8-08 : Benfield Solution ReboilerEa-8-10 : Benfield Stripper Overhead CondenserG-8-03 : Fresh Benfielad Solution Pump G-8-04 : Semilean Benfield Solution PumpG-8-05 : Lean Benfield Solution PumpG-8-07 : Condensate PumpH-8-01 : Steam Jeat EjectorD-8-01 : Benfield Solution Strorage TankY-8-01 : Benfield Solution Guard FilterNNF : Normality No FlowBFW : Boiler Feed Water

C-8-07

H-8-01

E-8-08

C-8-13 C-8-12

G-8-04

G-8-03

Ea-8-10

C-8-09

G-8-07

C-8-14 C-8-21

C-8-15

Y-8-01

G-8-05

Disain kandungan CO2 outlet

Batasan / Ruang Lingkup• Evaluasi performa kolom Absorber Stripper Train A

Hydrogen Plant Unit• Data rata – rata selama September – November 2013

saat konsentrasi CO2 outlet absorber berfluktuasi pada 0,1%mol dry gas.

• Selama tahun 2013 HPU jarang mengalami gangguan operasi

• Membuat trend aspek – aspek yang mempengaruhi tingkat CO2 selama 2013

Maksud & Tujuan• Mengetahui performa Absorber Stripper berdasarkan

nilai efisiensi penyerapan CO2 di absorber dan efisiensi panas reboiler untuk pelepasan CO2 pada stripper, serta trend kondisi operasi pada Absorber selama tahun 2013.

• Memberikan rekomendasi untuk upaya peningkatan performa absorser stripper.

KomponenInput

(kg/jam)Output

(kg/jam)Gas Input Absorber

34674.255  

Lean Benfield 147207.710  

Semi Lean Benfield

443333.972  

Gas Outlet Absorber

  3792.390

Rich Benfield   620708.985

TOTAL 625215.937 624501.375

Semi Lean Benfield

73,07 kg/jam

Lean Benfield

NERACA MASSA ABSORBER

Lower Bed = 92,03%

Upper Bed = 93,81%EFISIENSI PENYERAPAN CO2

ALIRAN CO2 di ABSORBER

AKTUAL

Lower Bed = 93,65%

Upper Bed = 95,15%DISAIN

Kandungan CO2 feed berbanding lurus dengan peningkatan konsentrasi CO2 outlet. Konsentrasi CO2 pada feed akan berpengaruh terhadap beban absorber dalam menyerap CO2

Aliran Lean & Semi lean benfield mempunyai hubungan perbandingan terbalik dengan CO2 outlet absorber, saat flow lean & semi lean benfield menurun, maka kandungan CO2 outlet mengalami kenaikan.

Lean Benfield Vs CO2 Outlet

Semi Lean Benfield Vs CO2 Outlet

Disain

Disain

Temperatur pada absorber berberbanding terbalik dengan konsentrasi CO2 outlet absorber. Temperatur semi lean akan berpengaruh terhadap nilai kinetika reaksi penyerapan CO2 di lower bed absorber. Temperatur lean memberi konversi penyerapan CO2 lebih tinggi karena mencapai titik kesetimbangan penyerapan CO2.

K2CO3 adalah senyawa yang menyerap CO2, konsentrasi K2CO3 lean benfield semakin meningkat, namun konsentrasi CO2 outlet juga semakin meningkat. Secara teorittis hubungan berbanding terbalik antara equivalen K2CO3 dengan CO2 outlet.

Equivalen K2CO3 Lean Benfield Vs CO2 Outlet

Maksimum disain

Minimum disain

Equivalen K2CO3 Semi Lean Benfield Vs CO2 Outlet

Maksimum disain

Minimum disain

2KHCO3 <===> CO2 + H2O + K2CO3 ; ∆H = 32 BTU/cuft of CO2

Aspek – aspek yang mempengaruhi kenaikan konsentrasi CO2 outlet :

Temperatur lean benfield mengalami penurunan (+ 75,83oC menjadi + 71,25oC)

Temperatur semi lean benfield mengalami penurunan (+ 106,77oC menjadi + 102,33oC)

Flow lean benfield mengalami penurunan (+ 120 m3/jam menjadi + 111 m3/jam)

Jumlah feed natural gas 7000 kg/jam – 5800 kg/jam selama tahun 2013

Kondisi operasi absorber mengalami penurunan dan berdampak pada kenaikan konsentrasi CO2 outlet

Flow semi lean benfield mengalami penurunan (+ 370 m3/jam menjadi + 357 m3/jam)

Temperatur outlet methanator dibatasi pada 314oC dan ∆Temperatur methanator mengalami kenaikan (9oC 15oC) seiring kenaikan konsentrasi CO2 outlet

Meningkatan flow lean benfield dan semi lean benfield Absorber

Mengatur FCV 284A untuk flow semi lean benfield (+ 370 m3/jam)

Mengatur FCV269A untuk flow lean benfield (+ 120 m3/jam)

Menaikkan temperatur lean dan semi lean benfield Absorber

Menaikkan temperatur lean + 77oC dan semi lean + 107oC

KESIMPULAN

Faktor – faktor yang menyebabkan kenaikan konsentrasi CO2 pada outlet absorber :

Penurunan flow semi lean dari + 370 m3/jam menjadi + 357 m3/jam

Penurunan flow lean benfield dari + 120 m3/jam menjadi + 111 m3/jam.

Penurunan temperatur lean benfield dari + 75,83oC menjadi + 71,25oC.

Penurunan temperatur semi lean benfield dari + 106,77oC menjadi + 102,33oC.

SARAN

TERIMA KASIH

PC

LC

LPG

LLS

E-8-18

FC

TO INLET HTSC

K-8-01A/B/C

PC

E-8-21A/B

SCW

C-8-27C-8-01

FC

TO FUEL GAS

PC

PC

C-8-04A C-8-04B

E-8-19

TC

FC

TCV176B

NATURAL GASFROM

UNOCAL/VICO

TO INLET REFORMER

FCV 131

HS STEAMFROM E-8-03

LCV103

PCV102

FCV105 TCV176A

FCV104 FROM E-8-03

Stg. 1 Stg. 2

C-8-05

E-8-02

E-8-03

PC

TC

G-8-01

HS TO B/L ( EXPORT )

PC

C-8-19

FROM OUTLETREFORMER F-8-01

TO ECONOMISER E-8-23

HS STEAM TO NATGAS INLET REFORMER

PCV 028

TCV-170A

TCV-170B

TCV-137

TCV165

TO E-8-19

FCV 169

TC NAT. GASOUTLET E-8-24

BF W FROMDEAERATOR G-8-12

TC

F-8-01 E-8-23 E-8-24 E-8-25 E-8-26

C-8-02

FUEL GAS B/L

PC

TO WASTE HEAT BOILER ( E-8-02 )

TO STEAM DRUM C-8-05

DISCH G-8-01 / FROM BOTT C-8-05

FCV 169

GAS FROM OUTLET DESULPHURISERC-8-04

K-8-02ID FAN

PCV114

PC C-8-19

TCV-173

C-8-06HTSC

C-8-07LTSCPROSES GAS FROM OUT E-8-

19

TC

E-8-04E-8-05E-8-13

MEDIUM STEAM TO HEADER

BFW FROM DEAERATOR

TC

TCV303B

TCV303A

FCV-205

LIC-201

TCV-191A

B

C-8-16

EA-8-15

E-8-12

E-8-14

PC

H-8-27

H2 PRODUKTO PLANT 3C

PROSES GAS FROM C-8-21

SPW TO DEAERATOR C-8-28

C-8-17METHANATOR

TO E-8-08

PCV237

EA-8-10

CO2 TO ATMOSFIR

LLS FROM C-8-28 C-8-12

PCV-253

PC

LCV 289

LC

EA-8-11

FC

C-8-21

PROSES GAS TO E-8-12

LCV 259

C-8-18E-8-08

C-8-13

E-8-20

LC

C-8-14

C-8-09

NNF

LC

TO DEAERATOR C-8-28

LCV240

G-8-07

G-8-03

LC

LCV277

G-8-04

FCV284

C-8-15

Y-8-01

G-8-05

PROSES GAS TO C-8-12

LCV297

LTSC C-8-07

FCV 351

H2 sistem

LPS Off Gas

HYDROGEN RECOVERY PLANTPLATFORMER

HYDROGEN PLANTNHT

LPS

FUEL GAS SYSTEM EXISTING

Nat. Gas

H2

HCU

H2

Recovered Hydrogen

Tail Gas

Reaksi di Hydrogen Plant Unit

Desulfurisasi = Cobalt-Moleydenum Catalyst (endothermis)COS +H2 H2S + CORSH + H2 H2S + RH

ZnO Catalyst (eksothermis)H2S + ZnO ZnS + H2O

Reformer = Steam Reforming, Ni-Alumina Catalyst (endothermis)CH4 + H2O CO +3H2

= Shift Conversion (eksothermis)CO+H2O CO2 + H2

HTSC (catalyst Chrom) & LTSC (Catalyst Copper dan Zinc) = Shift ConversionAbsorber = Hydrolisis K2CO3

K2CO3 + H2O KOH + KHCO3

= Penyerapan CO2 , (eksothermis)CO2 + KOH KHCO3

K2CO3 + H2O + CO2 2KHCO3 , P naik bergeser ke arah koef reax kecil = Reaksi penyerapan CO2 dengan DEA

R2NH + CO2 R2NCOOH R2NCOOH + KOH R2NH + KHCO3

Methanator = Reaksi Methanasi (Catalyst Nickel)CO + 3H2 CH4 + H2OCO2 + 4H2 CH4 + 2H2O

DATA DISAIN DAN AKTUAL/PERHITUNGAN

Properties DisainAktual/

perhitungan

Pressure Desulfurizer, (kg/cm2) 20,95 20,1

Temperatur Desulfurizer, oC 300-400 363,6

Sulfur content outlet desulfurizer,ppm

<0,5

Inlet Reformer Temperature, oC 540 509

Inlet Reformer Pressure, kg/cm2 20 15,91

Rasio Steam / HC, ton/ton 4,47 4,3

Outlet Reformer Temperature, oC 849 806,9

Outlet Reformer Pressure, kg/cm2 17,5 15,7

Methane Slip, %mol 2,2 2,0

Inlet HTSC Temperature, oC 357 366

Inlet HTSC CO content, %mol 9-11 11,74

Outlet HTSC Temperature, oC 412 409

Outlet HTSC CO content, %mol 2-3 2,35

Inlet LTSC Temperature, oC 198 200,14

Outlet LTSC Temperature, oC 210 212

Outlet LTSC CO content, %mol 0,5 0,17

Outlet LTSC CO2 content, %mol 21,7 20,9

Properties Disain AktualGas Inlet Absorber Temperature, oC 113 114,8

DEA (Diethanol Amine), %wt 3 0,77

K2CO3 (Potassium Karbonat), %wt 25 22,1

V2O5 (Vanadium Pentaoksida), %wt 0,5 0,4

Gas Inlet Absorber Pressure, kg/cm2 16 14,62

CO2 outlet Absorber 0,1 0,084

Gas Outlet Absorber Temperature, oC 78 75,4

Flow Lean Benfield, m3/jam 120 115,843

Kapasitas G-8-05A. m3/jam & oC 132 & 104

Flow Semi lean Benfield, m3/jam 379 365,4

Kapasitas G-8-04A, m3/jam & oC 417 & 150

Temperature Lean Benfield, oC 76,3 73,7

Temperature Semi Lean Benfield, oC 112 104,1

Pressure Rich Benfield, kg/cm2 3,5-4 4,13

∆Temperature Methanator,oC 39 12,1

Outlet Methanatore Temperature, oC 314 305

Duty Reboiler Stripper, kcal/jam 11,058 x 106 1,4364 x 107

X4 = Lean Benfield

X3 = Lean Benfield keluar dari Upper Bed

X2 = Semi Lean Benfield

X5 = Input ke Lower Bed

X1 = Rich Benfield

Y1 = Gas Input Lower Bed

Y2 = Gas Keluar Lower Bed

Y3 = Gas Keluar Absorber

Reaksi Penyerapan CO2 pada Absorber

Penyerapan CO2 oleh K2CO3 K2CO3 + H2O + CO2 2KHCO3

Penyerapan CO2 oleh DEA R2NH + CO2 R2NCOOH

R2NCOOH + KOH KHCO3 + R2NH

LAMPIRAN

PERHITUNGAN Material Balance HPU• Massa masuk – Massa keluar = AkumulasiMassa gas yang masuk = Massa gas keluar desulfurizerPerhitungan pembentukan gas Hydrogen adalah dari reaksi steam reforming dari hydrocarbon rantai panjang

terlebih dahulu dan shift conversion, yaitu :C6H14 + 6H2O <==> 13H2 + 6CO (hexane steam reforming)C5H12 + 5H2O <==> 11H2 + 5CO (pentane steam reforming)C4H10 + 4H2O <==> 9H2 + 4CO (butane steam reforming)C3H8 + 3H2O <==> 7H2 + 3CO (propane steam reforming)C2H6 + 2H2O <==> 5H2 + 2CO (ethane steam reforming)• Diasumsikan semua mol hydrocarbon dari hexane hingga ethane bereaksi semua membentuk H2 dan

CO.CH4 + H2O <==> 3H2 + CO (methane steam reforming)• Pada reaksi methane steam reforming, nilai konstanta kesetimbangan didapat dengan rumus sebagai

berikut :Kp = exp(Z(Z(Z(0,2513.Z – 0,3665) – 0,58101) + 27,1337) – 3,2770)Z = (1000/T) – 1T = temperature keluar Reformer pada satuan Kelvin, Tout = 806,95oC Setelah didapat nilai Kp, dihitung nilai Ky ( Kp per tekanan outlet reformer dalam atm), yaitu :Ky = Kp /Pout

(koef.reaksi produk – koef.reaksi reaktan)

Ky secara teoritis akan dibandingkan dengan Ky trial dari data actual sehingga didapatkan error mendekati 0.Ky trial = =(yi

koef.reaksi)produk / (yikoef.reaksi)reaktan

Dari hasil tersebut didapatkan jumlah mol CH4 yang bereaksi. • Reaksi Shift Conversion mempunyai metode yang sama untuk mengetahui jumlah CO yang bereaksi

dengan steam membentuk H2 dan CO2, hanya saja rumus mendapatkan nilai Kp berbeda dengan Methane Steam Reforming.

CO + H2O <==> H2 + CO2 (shift conversion)Kp = exp (Z(Z(0,63508 – 0,29353.Z) + 4,1778) + 0,31688)Z = (1000/T) – 1, T = temperature outlet pada satuan Kelvin.

Perhitungan AbsorberMenghitung persamaan garis operasi :Y = mX + Cm = Gs’/Ls’ (slope operation line)Misal pada Lower Bed dimana Gas Input Absorber pertama kali masuk dan Aliran Rich Benfield keluar

dari Absorber:Gs’ = 405.839 kmol/hr.m2, Gas inert masuk / Luas permukaan Kolom BawahLs’ = 8028.721635 kmol/hr.m2, Liquid inert masuk / Luas permukaan Kolom BawahY1 = 0.264, perbandingan mol CO2 gas dengan Gas inert Mengetahui kadar CO2 pada liquid dapat digunakan dari reaksi pembentukan KHCO3, yaitu :

Menghitung persamaan garis operasi :Y = mX + Cm = Gs’/Ls’ (slope operation line)Misal pada Lower Bed dimana Gas Input Absorber pertama kali masuk dan Aliran Rich Benfield keluar

dari Absorber:Gs’ = 405.839 kmol/hr.m2, Gas inert masuk / Luas permukaan Kolom BawahLs’ = 8028.721635 kmol/hr.m2, Liquid inert masuk / Luas permukaan Kolom BawahY1 = 0.264, perbandingan mol CO2 gas dengan Gas inert Mengetahui kadar CO2 pada liquid dapat digunakan dari reaksi pembentukan KHCO3, yaitu :

Dimana pada setiap pembentukan 2 mol KHCO3 terdapat 1 mol CO 2 yang bereaksi.X1 = 0,5 x fraksi mol KHCO3 pada laruatan Rich BenfieldX1 = 0.0268, perbandingan mol CO2 pada liquid dengan Liquid inert m = 19.783C = Y1 – m.X1

C = -0.266Sehingga didapatkan persamaan garis operasi adalah Y = 19,783.X – 0,266 Dari persamaan garis operasi bisa didapatkan fungsi garis kesetimbangan, yaitu hubungan antara Y dan 1/(Y-Y*)Y* = perbandingan mol CO2 pada fraksi gas inert dalam kondisi jenuh Y* = =1.776*X4 - 1.329*X3 + 0.506*X2 - 0.04.XKadar dari CO2 pada liquid yang masuk pada Lower Bed didapatkan dari perpotongan garis operasi pada Lower Bed dan Upper Bed, begitu pula kandungan CO2 pada gas keluar Lower Bed

K2CO3 + CO2 + H2O 2 KHCO3

Efisiensi pelepasan CO2 oleh stripper adalah perbandingan antara panas yang pelepasan CO2

dengan panas yang disupali oleh Reboiler.•Perhitungan Panas yang ReboilerKondisi operasi pada reboiler adalah :Shell:Feed = Produk LTSCTin = 212,275 oCTout = 114,824 oCP = 14,62 kg/cm2

Tube adalah Sirkulasi BenfieldPanas yang disuplai Reboiler adalah =QLTSCin – QLTSCout – Qgenerasi = 0

QLTSCin Reboiler :

∆Hin = -1.34E+05 kJ/kmol Qin = -1.34E+05 kJ/kmol x 2502,522 kmol/jam Qin = -3.36E+08 kJ/jamQLTSCout Reboiler

Terjadi perubahan fasa pada sejumlah H2O

karena penurunan termperatur menjadi 114,824 oC dari 212,275 oC. ∆Hout = -1.48E+05kJ/kmol Qout = -1.48E+05kJ/kmol x 2502,522 kmol/jam Qout = -3.71E+08kJ/jam

Efisiensi pelepasan CO2 oleh stripper adalah perbandingan antara panas yang pelepasan CO2

dengan panas yang disupali oleh Reboiler.•Perhitungan Panas yang ReboilerKondisi operasi pada reboiler adalah :Shell:Feed = Produk LTSCTin = 212,275 oCTout = 114,824 oCP = 14,62 kg/cm2

Tube adalah Sirkulasi BenfieldPanas yang disuplai Reboiler adalah =QLTSCin – QLTSCout – Qgenerasi = 0

QLTSCin Reboiler :

∆Hin = -1.34E+05 kJ/kmol Qin = -1.34E+05 kJ/kmol x 2502,522 kmol/jam Qin = -3.36E+08 kJ/jamQLTSCout Reboiler

Terjadi perubahan fasa pada sejumlah H2O

karena penurunan termperatur menjadi 114,824 oC dari 212,275 oC. ∆Hout = -1.48E+05kJ/kmol Qout = -1.48E+05kJ/kmol x 2502,522 kmol/jam Qout = -3.71E+08kJ/jam

PERHITUNGAN STRIPPER

Komponen Mol i (kmol/hr) Mass rate (Kg/hr)Hidrogen (H2 ) 1233.98 2492.63

Methane ( CH4 ) 38.65 619.96Nitrogen (N2) 0.10 2.67

Carbon Dioxide ( CO2 ) 336.98 14830.67

Carbon Monoksida (CO) 2.82 79.03

(H2O) steam 889.99 16033.2321

TOTAL 2502.522 34058.196

Komponen Mol i (kmol/hr) Mass rate (Kg/hr)Hidrogen (H2 ) 1233.98 2492.63Methane ( CH4 ) 38.65 619.96Nitrogen (N2) 0.10 2.67Carbon Dioxide ( CO2 ) 336.98 14830.67Carbon Monoksida (CO) 2.82 79.03(H2O) steam 228.45 4112.10(H2O) liquid 661.90 11914.20

TOTAL 2502.878 34051.264

MASUK SHELL REBOILER

KELUAR SHELL REBOILER

Panas Laten pengembunan H2O sejumlah 661,9 kmol/jam, yaitu

T = 151,2 oC = 424,2 K (saat H2O mulai mengembun)

Tc = 647,096 K T/Tc = 0,6552

tabel 2.150 Perry, 8ed C1 = 5,2053x10-7

C2 = 0,3199 C3 = -0,212 C4 = 0,25795 Didapatkan nilai ∆Hv = 3.82E+04 kJ/kmol, untuk penguapan

Maka enthalpy pengembunan adalah - 3.82E+04 kJ/kmol, dan panas total pengembunan 3.82E+04 kJ/kmol x 661,9 kmol/jam = -2.53E+07 kJ/jamPanas yang disupali Reboiler = -3.36E+08– (-3.71E+08 -2.53E+07 ) = 6.01E+07 kJ/jam2. Panas pembentukan CO2 dari reaksi dari Gas Purification, 4th ed:

2 KHCO3 <----> H2O+ CO2 + K2CO3, ∆H = 32 BTU/cuft of CO2

Didapatkan dari HYSIS , volume CO2 adalah 4134 m3/jam

Panas pembentukan CO2 adalah =

337.613 kJ/cuft x 4134 m3/jam x 35,3147 cuft/m3 = 4.93E+07 kJ/jamDidapatkan efisiensi pelepasan CO2 adalah :4.93E+07 kJ/jam / 6.01E+07 kJ/jam x 100%=82,022%

Panas Laten pengembunan H2O sejumlah 661,9 kmol/jam, yaitu

T = 151,2 oC = 424,2 K (saat H2O mulai mengembun)

Tc = 647,096 K T/Tc = 0,6552

tabel 2.150 Perry, 8ed C1 = 5,2053x10-7

C2 = 0,3199 C3 = -0,212 C4 = 0,25795 Didapatkan nilai ∆Hv = 3.82E+04 kJ/kmol, untuk penguapan

Maka enthalpy pengembunan adalah - 3.82E+04 kJ/kmol, dan panas total pengembunan 3.82E+04 kJ/kmol x 661,9 kmol/jam = -2.53E+07 kJ/jamPanas yang disupali Reboiler = -3.36E+08– (-3.71E+08 -2.53E+07 ) = 6.01E+07 kJ/jam2. Panas pembentukan CO2 dari reaksi dari Gas Purification, 4th ed:

2 KHCO3 <----> H2O+ CO2 + K2CO3, ∆H = 32 BTU/cuft of CO2

Didapatkan dari HYSIS , volume CO2 adalah 4134 m3/jam

Panas pembentukan CO2 adalah =

337.613 kJ/cuft x 4134 m3/jam x 35,3147 cuft/m3 = 4.93E+07 kJ/jamDidapatkan efisiensi pelepasan CO2 adalah :4.93E+07 kJ/jam / 6.01E+07 kJ/jam x 100%=82,022%

Delta temperatur methanator dipengaruhi oleh jumlah feed yang masuk, dimana outlet temperatur methanator berada pada batas 314oC