BAB I PENDAHULUAN. industri di Indonesia mengalami peningkatan, salah satunya adalah

Prarancangan Pabrik Ethylenediamine dari Monoethanolamine dan Ammonia Kapasitas 20.000 Ton / Tahun

BAB I PENDAHULUAN

1.1

Latar Belakang Indonesia

sebagai

negara

berkembang

banyak

melakukan

pembangunan di segala bidang. Sampai saat ini pembangunan sektor industri di Indonesia mengalami peningkatan, salah satunya adalah pembangunan sub sektor industri kimia. Namun ketergantungan impor luar negeri masih lebih besar dibandingkan ekspornya. Indonesia masih banyak mengimpor bahan baku atau produk-produk suatu industri kimia dari luar negeri. Akibat dari ketergantungan impor ini menyebabkan devisa negara berkurang. Oleh karena itu diperlukan suatu usaha untuk menanggulangi ketergantungan terhadap impor, salah satunya adalah dengan mendirikan pabrik untuk memenuhi kebutuhan dalam negeri. Dengan berdirinya pabrik di Indonesia, akan menghemat devisa negara dan membuka peluang berdirinya pabrik lain yang menggunakan produk pabrik tersebut. Selain itu dapat membuka kesempatan untuk alih teknologi, membuka lapangan kerja baru dalam usaha ikut mengurangi angka pengangguran dan kemiskinan, serta meningkatkan pendapatan asli daerah setempat. Ethylenediamine merupakan senyawa yang memiliki banyak kegunaan. Penggunaan yang utama adalah sebagai bahan baku pestisida (fungisida), bahan untuk mengolah selulosa pada industri pulp dan kertas, Bab I Pendahuluan


zat aditif pada minyak pelumas dan bahan bakar, bleach activator, bahan baku

pembuatan

lem

dan

bahan

pelapis

(coating).

Selain

itu

ethylenediamine juga digunakan untuk serat sintetik, dispersan pada detergen, serta pada industri farmasi. Penggunaan ethylenediamine dunia pada tahun 1990 sebesar 84.000 ton dan pada tahun 2003 mencapai 140.000 ton . Dengan

semakin

beragam

dan

meningkatnya

penggunaan

ethylenediamine, maka diperkirakan permintaan pasar dunia terhadap ethylenediamine pada tahun-tahun mendatang juga akan terus meningkat. Oleh karena itu, pendirian pabrik ethylenediamine di Indonesia diharapkan memiliki masa depan yang cerah.

1.2 Kapasitas Perancangan Kapasitas pabrik ethylenediamine ditentukan dengan didasarkan pada pertimbangan berikut : a. Prediksi kebutuhan ethylenediamine b. Ketersediaan bahan baku. c. Kapasitas komersial pabrik ethylenediamine 1.2.1 Prediksi Kebutuhan Ethylenediamine Sampai

saat

ini,

di

Indonesia

belum

terdapat

pabrik

ethylenediamine, sehingga kebutuhan ethylenediamine masih harus diimpor dari luar negeri. Penggunaan ethylenediamine untuk memenuhi kebutuhan dalam negeri akan terus mengalami peningkatan, terutama

Bab I Pendahuluan


untuk industri pestisida. Berdasarkan data Statistik Perdagangan Luar Negeri Indonesia, impor kebutuhan ethylenediamine di Indonesia cukup banyak. Hal ini dapat dilihat pada tabel 1.1. Tabel 1.1. Data Impor Ethylenediamine di Indonesia tahun 1997-2001 Tahun

Kebutuhan (kg)

1997

355701

1998

296197

1999

281875

2000

284324

2001

317452 (Biro Pusat Statistik, 1997-2001)

Dari data Tabel 1.1. akan diperoleh grafik pada gambar :

370000

Jumlah (kg)

350000 y = -8837.1x + 2E+07

330000

310000

290000

270000

250000 1996

1997

1998

1999

2000

2001

2002

Tahun

Gambar.1.1. Grafik Impor Ethylenediamine di Indonesia Dari data impor ethylenediamine Indonesia, bila dilakukan pendekatan dengan regresi linier dapat dinyatakan dengan persamaan garis lurus Bab I Pendahuluan


y = -8837,1 x + 2.107 Dengan :

y = jumlah impor ethylenediamine (kg/tahun) x = tahun.

Besarnya impor ethylenediamine di Indonesia untuk tahun 2012 adalah sebesar 19.000 ton, sehingga prarancangan pabrik berkapasitas 20.000 ton/tahun mampu mencukupi kebutuhan impor. Sedangkan pabrik ethylenediamine yang sudah berdiri di dunia dapat dilihat pada tabel 1.2. Tabel 1.2. Data Pabrik Ethylenediamine Nama Perusahaan

Lokasi

Kapasitas (ton/th)

Union Carbide

Lousiana, Amerika Serikat

82.000

Texaco

Texas, Amerika Serikat

32.000

BASF AG

Antwerp, Jerman

30.000

Berol Kemi

Jerman

25.000

Dow Jefferson

Texas, AS

22.500

Modokemi

Stenungsund, Jerman

10.000

Synair

Amerika Serikat

20.000

(Kirk Othmer,1997dan Mc.Ketta, 1972) 1.2.2. Ketersediaan Bahan Baku Bahan baku utama pembuatan ethylenediamine yang berupa ammonia diperoleh dari PT. Pupuk Kaltim yang memiliki kapasitas 1000 ton/hari. Sedangkan monoethanolamine masih harus diimpor dari

Bab I Pendahuluan


Funshun Beifhang Chemical Co, Northeast China yang berkapasitas 150.000 ton/tahun. Hal ini karena di Indonesia masih belum terdapat pabrik monoethanolamine. 1.2.3. Kapasitas Ekonomis Pabrik dengan Proses yang Sama Proses yang dipakai dalam pembuatan ethylenediamine ini adalah proses dengan bahan baku monoethanolamine dan ammonia yang memiliki rentang kapasitas antara 10.000 sampai 82.000 ton per tahun. Kapasitas rancangan minimum pabrik ethylenediamine dapat diketahui dari kapasitas pabrik ethylenediamine yang telah berdiri yaitu Modokemi di Stenungsund, Jerman dengan kapasitas10.000 ton per tahun. Berdasarkan hal tersebut, maka dalam prarancangan pabrik ethylenediamine ini ditetapkan kapasitas produksi sebesar 20.000 ton per tahun dan pabrik mulai beroperasi pada tahun 2012.

1.3 Pemilihan Lokasi Pabrik Pabrik yang akan didirikan berlokasi di kawasan industri Bontang Kalimantan Timur. Faktor – faktor yang mempengaruhi dalam pemilihan lokasi pabrik di daerah Kalimantan Timur antara lain : 1.3.1 Faktor Primer 1.3.1.1 Bahan Baku Bahan

baku

merupakan

kebutuhan

utama

bagi

kelangsungan operasi sehingga keberadaannya harus benar –

Bab I Pendahuluan


benar diperhatikan. Ammonia yang menjadi bahan baku utama diperoleh dari PT. Pupuk Kaltim, Kalimantan Timur, sedangkan monoethanolamine diimpor dari China. Sehingga pemilihan lokasi di kawasan industri Bontang Kalimantan Timur ini diharapkan dapat menjamin kelangsungan operasi pabrik. 1.3.1.2 Pemasaran Lokasi pabrik berada di kawasan industri sehingga merupakan area yang potensial untuk pemasaran. Selain itu lokasi yang berdekatan dengan pantai dan pelabuhan akan menguntungkan untuk keperluan ekspor produk ke luar negeri. 1.3.1.3 Utilitas Utilitas yang dibutuhkan adalah keperluan air, listrik, dan bahan bakar. Kebutuhan air pendingin diperoleh dari laut. Kebutuhan tenaga listrik diperoleh dari generator yang dibangun sendiri serta pasokan dari PLN. Sedangkan kebutuhan bahan bakar dapat diperoleh dari Pertamina. 1.3.1.4 Tenaga Kerja Tenaga kerja yang dibutuhkan diperoleh dari masyarakat sekitar selain tenaga ahli yang harus didatangkan dari luar wilayah. 1.3.1.5 Transportasi dan Telekomunikasi

Bab I Pendahuluan


Transportasi dan telekomunikasi di kawasan industri Bontang, Kalimantan Timur cukup baik, sehingga arus barang dan komunikasi dapat berjalan dengan lancar. Transportasi, baik darat, laut, maupun udara cukup baik dan relatif mudah diperoleh. 1.3.2. Faktor Sekunder 1.3.2.1 Kebijakan Pemerintah Bontang merupakan kawasan industri dan berada dalam teritorial Negara Republik Indonesia sehingga secara geografis pendirian pabrik di kawasan tersebut tidak bertentangan dengan kebijakan pemerintah 1.3.2.2 Tanah dan Iklim Penentuan suatu kawasan tentunya terkait dengan masalah tanah, yaitu tidak rawan terhadap bahaya tanah longsor, gempa, maupun banjir. Jadi pemilihan lokasi pendirian pabrik di kawasan industri Bontang sudah tepat. Kondisi iklim di Bontang seperti iklim di Indonesia pada umumnya ini tidak membawa pengaruh yang besar terhadap jalannya proses produksi. 1.3.2.3 Buangan Pabrik Hasil buangan pabrik sebelum dibuang ke lingkungan, harus diolah terlebih dahulu. Lokasi pabrik berada di kawasan industri Bontang, yang telah tersedia unit pengolahan limbah

Bab I Pendahuluan


akan memberikan kemudahan dalam menangani masalah limbah. 1.3.2.4 Keamanan Masyarakat Masyarakat Bontang merupakan campuran dari berbagai suku bangsa yang hidup saling berdampingan, hal ini bukan merupakan

faktor

penghambat

tetapi

menjadi

faktor

pendukung pendirian suatu pabrik. Pembangunan pabrik di lokasi tersebut dipastikan akan mendapat sambutan baik dan dukungan dari masyarakat setempat, dan dapat meningkatkan taraf hidup masyarakat.

1.4 Tinjauan Pustaka 1.4.1 Macam – macam Proses Pembuatan Ethylenediamine Ada beberapa macam proses utama yang digunakan dalam proses pembuatan ethylenediamine, yaitu: 1.4.1.1 Metode Ammonolysis Ethylene Dichloride Metode ini telah digunakan sejak enam puluh tahun yang lalu. Pembuatan ethylenediamine dengan metode ini dilakukan dengan mereaksikan ethylene dichloride (C2H4Cl2 atau EDC) dengan ammonia (NH3) pada reaktor fixed bed fase gas dengan suhu dan tekanan yang tinggi, sehingga dihasilkan produk yang berupa campuran ethylenediamine dan garam amonium klorida.

Bab I Pendahuluan


Garam tersebut kemudian dinetralisasi, biasanya dengan larutan soda kaustik (NaOH). Reaksi : C2H4Cl2 (g) + 3 NH3

(g)

→

NH4Cl

(g)

+

C2H4(NH2)2(g) +

HCl(g) EDC

amonia

amonium klorida

EDA

asam

klorida

Distribusi produk dapat dikendalikan dengan mengatur perbandingan mol NH3 : EDC dan me-recycle produk. Jika perbandingan meningkatkan perbandingan

mol

NH3:EDC

produk mol

diperbesar,

ethylenediamine.

NH3:EDC

diperkecil

maka

akan

Namun

jika

akan

memacu

terbentuknya polyethylene polyamine lain, seperti piperazine, diethylenetriamine (DETA), amino ethyl piperazine (AEP), triethylenetetramine

(TETA)

dan

tetraethyilenepentamine

(TEPA). Produk-produk amina tersebut dapat dipisahkan dari campuran yang mengandung garam dengan kristalisasi disertai penguapan, ekstraksi pelarut atau kombinasi dari proses-proses tersebut.

Setelah

produk-produk

amina

dipisahkan

dari

garamnya, harus dimurnikan lagi dengan metode distilasi fraksional. ( Kirk Othmer, 1983) Kelemahan utama dari proses ini adalah adanya resiko terjadinya korosi pada peralatan yang disebabkan terbentuknya

Bab I Pendahuluan


garam amonium klorida serta kesulitan untuk me-recovery senyawa-senyawa amine dari produk larutan yang bercampur dengan asam klorida. (US.Patent No.3068290) 1.4.1.2. Metode Ammonolysis Ethylene Glicol Ethylenediamine dapat diproduksi dengan mereaksikan ethylene glicol dan ammonia serta hidrogen. Reaksi dilakukan pada fase cair, suhu dan tekanan tinggi pada reaktor fixed bed. Suhu reaksi antara 220oC sampai 270oC. Tekanan operasi harus lebih tinggi dari 1000 lb/in2, yaitu sekitar 3000 sampai 6000 lb/in2. Perbandingan mol umpan ethylene glicol dan ammonia minimal 1:15, dan sebaiknya digunakan perbandingan 20 – 30 mol ammonia per mol ethylene glicol. Katalis yang dapat digunakan dalam proses ini adalah nikel dan tembaga. (US.Patent No.3137730) Proses yang terjadi pada pembuatan ethylenediamine dari ethylene glicol dan ammonia serta hidrogen adalah sebagai berikut. Umpan ethylene glicol, ammonia dan hidrogen dengan perbandingan tertentu sebelum direaksikan dalam reaktor dipanaskan terlebih dahulu dalam preheater. Selanjutnya ethylene glicol, ammonia dan hidrogen bereaksi di dalam reaktor fixed bed fase gas pada suhu dan tekanan tertentu. Aliran hasil dari reaktor kemudian dialirkan ke stripper untuk memisahkan sisa ammonia dan hidrogen yang tidak bereaksi. Produk yang

Bab I Pendahuluan


mengandung ethylenediamine kemudian dipisahkan di dalam menara distilasi hingga diperoleh produk dengan kemurnian tertentu.(US.Patent No.3137730) Keuntungan dari proses ini adalah baik reaktan, produk utama maupun produk samping tidak menimbulkan masalah korosi pada peralatan proses. Sedangkan kelemahannya adalah memerlukan tekanan operasi yang sangat tinggi, yaitu minimal 3000 psia atau sekitar 200 atm. Selain itu, dalam prosesnya memerlukan ammonia dalam jumlah yang sangat besar. 1.4.1.3. Metode Ammonolysis Monoethanolamine Metode ini ditemukan sejak akhir tahun 1960 dan diharapkan dapat menjadi metode alternatif sebagai pengganti proses pembuatan ethylenediamine dari ethylene dichloride yang dinilai kurang menguntungkan dari segi korosivitas terhadap peralatan proses. Pada metode ini, ethylenediamine dibuat dengan cara mereaksikan monoethanolamine dan ammonia di dalam suatu reaktor fixed bed dengan suhu dan tekanan tinggi. Reaksi ini menghasilkan

ethylenediamine

sebagai

hasil

utama

dan

diethylenetriamine, piperazine serta air sebagai hasil samping. Reaksi : H2NCH2CH2OH (g)

+ NH3 (g) → H2NCH2CH2NH2 (g)

+ H2O (g)

MEA (g)

+ NH3 (g) → EDA

+ H2O (g)

monoethanolamine

ammonia

(g)

ethylenediamine

air

Bab I Pendahuluan


H2NCH2CH2OH(g) + H2NCH2CH2NH2(g)

→ H2NCH2CH2NHCH2CH2NH2(g)

+

H2O(g)

MEA (g)

+ EDA

→

(g)

DETA (g)

+

H20 (g)

monoethanolamine ethylenediamine diethylenetriamine air H2NCH2CH2NH2

(g)

+ H2NCH2CH2NH2

(g)

→ HN(CH2CH2)2NH(g)

+

2NH3(g) EDA (g)

+

→ PIP (g) + 2NH3 (g)

EDA (g)

ethylenediamine ethylenediamine

piperazine

ammonia

Proses pembuatan ethylenediamine dari monoethanolamine dan

ammonia

adalah

sebagai

berikut:

ammonia,

monoethanolamine, aliran recycle diumpankan ke dalam suatu reaktor fixed bed fase gas. Reaksi berlangsung pada suhu sedang dan hasil keluaran reaktor mengandung produk ethylenediamine, diethylenetriamine, piperazine, monoethanolamine dan ammonia yang tidak bereaksi serta air. Setelah melalui serangkaian proses pemisahan untuk memisahkan ammonia yang tidak bereaksi, produk dan reaktan dipisahkan dalam menara distilasi. Monoethanolamine direcycle ke reaktor sedangkan air dibuang. (Mc.Ketta,1972) Ethylenediamine

dapat

dihasilkan

dengan

cara

mereaksikan monoethanolamine dengan perbandingan mol monoethanolamine dan ammonia paling sedikit 1:1 sampai 1:16 pada tekanan sekitar 25-1000 psig untuk proses kontinyu dan

Bab I Pendahuluan


200-5000 psig untuk proses batch. Suhu operasi berkisar antara 100 sampai 400oC. Jika monoethanolamine direaksikan dengan ammonia dengan perbandingan mol paling sedikit 1:3, pada tekanan 251000 lb/in2, dalam suatu reaktor unggun tetap berkatalis (fixed bed catalytic) fase gas dengan sekitar 100-400oC maka akan dihasilkan produk-produk yang mengandung nitrogen. Pada kondisi tersebut monoethanolamine yang terkonversi sekitar 70 sampai 80%. Katalis yang biasa digunakan dalam proses ini adalah nickel, cobalt, dan katalis logam lain seperti platina dan palladium. Namun, yang paling sering digunakan adalah Raney nickel dan Raney cobalt. Berdasarkan beberapa proses pembuatan ethylenediamine, maka dipilih proses dengan bahan baku monoethanolamine dan ammonia karena memiliki beberapa kelebihan diantaranya : •

Tidak menimbulkan korosi pada peralatan proses baik yang disebabkan oleh reaktan, produk utama maupun produk samping seperti pada metode dengan bahan baku ethylene dichloride.

•

Tekanan operasi tidak terlalu tinggi dan kebutuhan ammonia tidak terlalu besar bila dibandingkan proses dengan bahan baku ethylene glicol.

Bab I Pendahuluan


1.4.2

Kegunaan produk Ethylenediamine dapat dimanfaatkan pada berbagai industri, baik

sebagai

bahan

baku

maupun

bahan

baku

pendukung.

Pemanfaatan ethylenediamine diantaranya adalah sebagai berikut: 1.4.2.1 Industri Pestisida Pada industri ini, ethylenediamine digunakan sebagai bahan baku pembuatan pestisida, terutama fungisida. Beberapa jenis fungisida yang dibuat dari ethylenediamine adalah sebagai berikut:

a. Ethylene-bis-dithiocarbamate (EBDC) Merupakan

fungisida

yang

dibuat

dengan

cara

mereaksikan ethylenediamine dengan carbon disulfide dalam suasana basa dengan menambahkan natrium hidroksida. H2NCH2CH2NH2 (l)+ CS2 (l)+2NaOH(l) →(CH2NHCS2Na)2 (l) + H2O(l)

b. Imidazoline Golongan

imidazoline

yang

merupakan

jenis

pestisida adalah 2-heptadecyl-2-imidazoline yang dibuat dengan cara mereaksikan ethylenediamine dengan asam stearat.

Bab I Pendahuluan


1.4.2.2 Industri pulp dan kertas Pada industri kertas, ethylenediamine digunakan untuk delignifikasi pada proses pulping. 1.4.2.3 Industri minyak pelumas dan bahan bakar minyak Ethylenediamine yang telah dialkilasi dapat digunakan sebagai zat aditif pada minyak pelumas

dan bahan bakar

minyak untuk mencegah terjadinya endapan. Selain itu, ethylenediamine juga digunakan sebagai zat aditif pada bahan bakar mesin diesel yang berguna untuk menaikkan angka cetane sehingga dapat meningkatkan kualitas bahan bakar mesin diesel. 1.4.2.4 Industri tekstil dan serat Pada industri tekstil dan serat, baik serat alami maupun serat sintetis, ethylenediamine digunakan sebagai bahan pendukung pada industri zat pewarna untuk serat sintetis. Selain

itu

ethylenediamine

juga

digunakan

untuk

meningkatkan mutu produk tekstil, misalnya sebagai bahan pengawet pada kain dan serat, menghaluskan serat wool dari kerutan serta untuk melindungi kain dan serat dari ngengat.

1.4.3

Sifat Fisis dan Kimia 1.4.3.1 Bahan Baku Monoethanolamine (MEA)

Bab I Pendahuluan


Monoethanolamine

adalah

cairan

tidak

berwarna,

mempunyai viskositas sedang, berbau menyengat, larut dalam air dan alkohol. Monoethanolamine digunakan sebagai bahan baku dalam pembuatan ethyleneamines, industri kimia, industri kosmetik, industri pengolahan karet, serta industri farmasi. a. Sifat Fisis Monoethanolamine Rumus Molekul

:

C2H7NO

Bentuk (pada 25oC)

:

Cair

Berat molekul, [gr/mol]

:

61,084

Titik didih (pada 1 atm), [oK]

:

444,15

Titik beku (pada 1 atm), [oK]

:

283,66

Densitas (pada 25 oC), [gr/ml]

:

1,014

Tekanan kritis, [bar]

:

68,70

Temperatur kritis, [oK]

:

638,0 (Yaws,

1999) b. Sifat Kimia Monoethanolamine

Dengan bantuan air, monoethanolamine bereaksi dengan CO2 membentuk carbamat

Monoethanolamine jika bereaksi dengan formaldehid akan membentuk senyawa hidroxymethil

Bab I Pendahuluan


Monoethanolamine bereaksi dengan carbon disulfide membentuk 2-mercaptothiazoline

Reaksi antara monoethanolamine dengan asam akan membentuk garam

Monoethanolamine bereaksi dengan asam atau asam klorida membentuk amides

Monoethanolamine jika bereaksi dengan ammonia dapat membentuk ethyleneamines. (Ulmann,1999)

1.4.3.2 Bahan Baku Ammonia Ammonia pada suhu kamar berbentuk gas, berbau menyengat serta mudah terserap di dalam air membentuk larutan ammonia. Penggunaan ammonia yang terbesar adalah sebagai bahan baku pupuk. Selain itu ammonia juga digunakan pada berbagai industri kimia. a. Sifat Fisis Ammonia Rumus Molekul

:

NH3

Bentuk (pada 25oC)

:

Gas


:

17,031


:

239,72


:

195,41


:

0,602

Viskositas cairan (pada 25 oC), [Cp] :

0,135

Bab I Pendahuluan


Viskositas gas (pada 25 oC), [µp]

:

101,28


:

112,78


:

405,65 (Yaws, 1999)

b. Sifat Kimia Ammonia •

Ammonia stabil pada temperatur sedang, tetapi terdekomposisi menjadi hidrogen dan nitrogen pada temperatur yang tinggi. Pada tekanan atmosfer dekomposisi terjadi pada 450 – 500 oC.

•

Oksidasi ammonia pada temperatur yang tinggi menghasilkan nitrogen dan air.

•

Reaksi

antara

ammonia

dengan

karbondioksida

menghasilkan ammonium carbamat, reaksinya sebagai berikut : 2 NH3 + CO2

→

NH2CO2NH4

Ammonium carbamat kemudian terdekomposisi menjadi urea dan air. •

Ammonia bereaksi dengan uap phospor pada panas yang tinggi menghasilkan nitrogen dan phospine 2 NH3 + 2 P

•

→

2 PH3 + N2

Ammonia bereaksi dengan uap belerang menghasilkan ammonium

sulfat

dan

nitrogen.

Belerang

dan

Bab I Pendahuluan


anhydrous ammonia cair bereaksi menghasilkan nitrogen sulfida. 10 S + 4 NH3 → •

6 H2S+ N4S4

Pemanasan ammonia dengan logam yang reaktif seperti magnesium menghasilkan nitride: 3 Mg + 2 NH3 →

•

Mg3N2 + 3 H2

Reaksi antara ammonia dengan air bersifat reversibel reaksinya adalah sebagai berikut : NH4+ + OH-

NH3 + H2O •

Kelarutan ammonia dalam air turun dengan cepat dengan naiknya temperatur

•

Halogen bereaksi dengan ammonia. Chlorine dan bromine melepaskan nitrogen dari ammonia yang berlebihan

untuk

menghasilkan

garam-garam

amonium. •

Reaksi antara ammonia dengan ethylene oxide akan membentuk mono-, di- dan triethanolamine (Kirk &

Othmer,1983)

1.4.3.3 Produk Ethylenediamine (EDA)

Bab I Pendahuluan


Ethylenediamine pada suhu kamar berbentuk cair tidak berwarna hingga kekuning-kuningan dan berbau menyengat. Bersifat basa kuat. Larut secara sempurna dalam air dan alkohol. Dalam industri kimia, ethylenediamine merupakan bahan baku pembuatan fungisida. Selain itu, ethylenediamine banyak dimanfaatkan sebagai bahan intermediet dan bahan aditif pada berbagai industri. a. Sifat Fisis Ethylenediamine Rumus Molekul

:

C2H8N2

Bentuk (pada 25oC)

:

Cair


:

60,099


:

390,41


:

284,29


:

0,983


:

72,45


:

62,90


: 593,0 (Yaws, 1999)

b. Sifat Kimia Ethylenediamine

Ethylenediamine

bereaksi

dengan

asam

nitrat

menghasilkan ethylenedinitramine dan air pada suhu tinggi

Bab I Pendahuluan


Ethylenediamine bereaksi dengan cepat dengan epoksi, seperti

ethylene

menghasilkan

atau

oxide campuran

propilen

oxide

hydroxyalkyl.

Jika

ethylenediamine direaksikan dengan etilen oxide dengan perbandingan mol 1:4 akan menghasilkan campuran yang terdiri dari mono-, di-, tri-, dan tetrahidroxyethyl

Ethylenediamine

bereaksi

dengan

aziridine

menghasilkan epoxy. Distribusi produk dikendalikan oleh perbandingan mol ethylenediamine dan aziridine.

Ethylenediamine bereaksi secara eksotermis dengan aldehid

menghasilkan

mono-

dan

disubtituted

imidazolidines. Distribusi produk tergantung pada stoikiometri dan kondisi reaksi.

Ethylenediamine dapat bereaksi dengan formaldehid dan sodium cyanide, dalam kondisi basa, akan menghasilkan

garam

ethylenediaminetetraaceticacid.

tetrasodium Produk

reaksi

dari ini

digunakan sebagai chelating agent.

Ethylenediamine bereaksi dengan carbon disulfide menghasilkan ethylene bis-dithiocarbamat

Bab I Pendahuluan


Ethylenediamine jika direaksikan dengan urea, diethyl carbonate, karbondioksida, atau fosgen menghasilkan etilen urea (2-imidozolidinone) (Kirk & Othmer, 1983)

1.4.3.4 Produk Diethylenetriamine (DETA) Diethylenetriamine pada suhu kamar berbentuk cair berwarna kuning dan berbau menyengat dan merupakan cairan higroskopis.

Larut

dalam

air

dan

hidrokarbon.

Diethylenetriamine digunakan sebagai bahan aditif pada bahan bakar minyak dan pelumas. Selain itu diethylenetriamine juga digunakan sebagai bahan intermediet dalam industri lem, pelembut serat kain dan lain sebagainya. a. Sifat Fisis Diethylenetriamine Rumus Molekul

:

C4H13N3

Bentuk (pada 25oC)

:

Cair


:

103,167


:

482,25


:

234,15


:

0,954


:

62,73


:

42,20


:

676,0 (Yaws, 1999

Bab I Pendahuluan


b. Sifat Kimia Diethylenetriamine

Diethylenetriamine beraksi secara eksotermal dengan aldehid menghasilkan imidazolidine.

Diethylenetriamine bereaksi dengan ethylene oxide atau propilen oxide membentuk campuran hidroxyalkyl derivative.

Diethylenetriamine

bereaksi

dengan

aziridine

membentuk epoxide.

Diethylenetriamine bereaksi dengan asam, ester, asam anhidrid menghasilkan amidoamines dan polyamides. (Kirk &

Othmer,1983) 1.4.3.5 Produk Air a. Sifat Fisis Air Rumus Molekul

:

H2O

Bentuk (pada 25oC)

:

Cair


:

18,015


:

373,155


:

273,15


:

1,027

Viskositas cairan (pada 25 oC), [Cp] :

0,911


:

220,55


:

676,0

Bab I Pendahuluan


(Yaws, 1999)

1.4.4

Tinjauan Proses Secara Khusus Reaksi

antara

monoethanolamine

dan

yang

ammonia

menghasilkan ethylenediamine, diethylenetriamine dan air merupakan reaksi ammonolysis. Reaksi

ammonolysis

didefinisikan

sebagai

reaksi

antara

ammonia dengan suatu senyawa, dimana ammonia bereaksi dengan suatu senyawa membentuk amida atau amina dan hasil yang lain. Reaksi ini umumnya berdasarkan adanya ikatan valensi dalam senyawa, selanjutnya terjadi penambahan rantai –NH2 pada salah satu pecahannya dan atom hidrogen pada pecahan yang lain. Reaksi yang terjadi adalah : H2NCH2CH2OH (g)

+

NH3 (g)

monoethanolamine ammonia H2NCH2CH2OH

(g)

→ H2NCH2CH2NH2 (g) + H2O (g)

ethylenediamine

air

+H2NCH2CH2NH2(g) → H2NCH2CH2NHCH2CH2NH2(g) +

H2O(g)

monoethanolamine ethylenediamine diethylenetriamine

air

Reaksi ammonolysis terhadap monoethanolamine ini biasanya berlangsung pada fase gas, tekanan dan suhu sedang dan merupakan reaksi katalitik. Reaktor yang digunakan adalah reaktor fixed bed

Bab I Pendahuluan


berkatalis. Katalis yang biasa digunakan untuk reaksi ini adalah tipe katalis hidrogenasi seperti nikel, cobalt, platina dan palladium. Produk

yang

berupa

campuran

ethylenediamine,

diethylenetriamine, air, dan ammonia serta monoethanolemine yang tidak bereaksi ini selanjutnya dipisahkan dalam partial condenser dan rangkaian menara distilasi untuk memperoleh produk ethylenediamine sebagai produk utama dan diethylenetriamine sebagai produk samping. Sedangkan ammonia dan monoethanolamine yang tidak bereaksi di-recycle untuk direaksikan kembali pada reaktor.

Bab I Pendahuluan


Bab I Pendahuluan

29


BAB II DESKRIPSI PROSES

2.1 Spesifikasi Bahan Baku dan Produk 2.1.1 Bahan Baku 2.1.1.1 Ammonia Bentuk

: cair

Warna

: tidak berwarna

Kemurnian

: min 99,5% mol

Impuritas

: air max.0,5% mol (www.

pupukkaltim.com) 2.1.1.2 Monoethanolamine Bentuk

: cair

Warna

: tidak berwarna

Kemurnian

: min 99% berat

Impuritas

: air max.1% berat

Densitas

: 1,0157 gr/cm3 pada 20oC

Berat molekul

: 61,084 kg/kmol

(www.funshun.com)

BAB II Deskripsi Proses

30


2.1.2 Produk 2.1.2.1 Ethylenediamine (EDA) Bentuk

: cair

Warna

: tidak berwarna hingga kekuning-kuningan

Kemurnian

: min 99,3% berat

Impuritas

: air.0,5% berat monoethanolamine 0,3 % berat

Densitas


Berat molekul

: 60,099 kg/kmol

2.1.2.2 Diethylenetriamine (DETA) Bentuk

: cair

Warna

: tidak berwarna

Kemurnian

: 97,6 % berat

Impuritas

: monoethanolamine 2,4 % berat

Densitas


Berat molekul

: 103,167 kg/kmol

2.1.3 Bahan Pendukung 2.1.3.1 Katalis Jenis

: Activated Nickel Catalyst (Raney Nickel) BAB II Deskripsi Proses

31


Bentuk

: butir

Ukuran partikel

: 2 – 4 mm

Berat jenis (bulk)

: 524,512 kg/m3 (www.acnicat.com)

2.2 Konsep Proses 2.2.1 Dasar Reaksi Reaksi pembuatan ethylenediamine dari monoethanolamine dan ammonia adalah sebagai berikut: Reaksi utama : H2NCH2CH2OH (g)

+ NH3 (g)

→ H2NCH2CH2NH2 (g) + H2O (g)

MEA (g)

+ NH3 (g)

→ EDA (g)

monoethanolamine

ammonia

+ H2O (g)

ethylenediamine

air

Reaksi samping : H2NCH2CH2OH(g)+H2NCH2CH2NH2(g) → H2NCH2CH2NHCH2CH2NH2(g)+H2 O(g) MEA (g)

+

EDA (g)

→

DETA(g)

+

H2O(g)

monoethanolamine

ethylenediamine

diethylenetriamine

air H2NCH2CH2NH2(g) +H2NCH2CH2NH2(g) → HN(CH2CH2)2NH(g) + 2NH3(g) EDA (g)

+

EDA (g)


→

PIP (g) piperazine

+ 2NH3 (g) ammonia


32


(Mc.Ketta,1977) 2.2.2 Mekanisme Reaksi Langkah reaksi katalitik pembentukan ethylenediamine dari monoethanolamine dan ammonia dengan katalis Raney Nickel, adalah : 1. Transfer massa (difusi) reaktan dari badan utama fluida ke permukaan luar butir katalis. 2. Difusi reaktan dari mulut pori-pori melalui pori-pori katalis ke permukaan dalam katalis. 3. Adsorpsi reaktan ke permukaan katalis. 4. Reaksi pembentukan produk. 5. Desorpsi produk dari dalam butir katalis ke permukaan katalis. 6. Difusi produk dari dalam butir katalis ke permukaan luar katalis. 7. Transfer massa produk dari permukaan luar butir katalis ke aliran utama fluida (gas). Pada reaksi heterogen fase gas yang antara monoethanolamine dan ammonia dengan katalis Raney Nickel, mengikuti mekanisme reaksi di permukaan dan kecepatan reaksi tidak dipengaruhi oleh langkah transfer massa. (Morris, 1981) Langkah proses nomor 1, 2, 6, 7 sangat cepat dibandingkan langkah nomor 3, 4, 5 sehingga kecepatan reaksi tidak dipengaruhi oleh transfer massa. Jadi langkah yang menentukan adalah reaksi pada permukaan katalis.(Fogler, 1999) Menentukan mekanisme reaksi dan langkah yang menentukan BAB II Deskripsi Proses

33


a. Reaksi 1 MEA(g)

+

NH3 (g)

→

EDA (g) +

H2O(g)

Persamaaan kecepatan reaksi : r1

=

k1 . PMEA . PNH3

1. Adsorbsi MEA di permukaan aktif katalis k-A

MEA +

S

+

MEA.S

k-A

rA = k A PMEA CV − k − A C MEA.S ⎛ C rA. = k A ⎜⎜ PMEA CV − MEA.S KA ⎝ KA =

Dengan :

⎞ ⎟⎟ ⎠

............... (1)

kA k−A

Keterangan : rA

: kecepatan adsorbsi

kA

: konstanta kesebandingan untuk proses pengikatan

k-A

: konstanta kesebandingan untuk proses pelepasan ikatan

Cv

: konsentrasi pada puncak aktif

CMEA.S :

konsentrasi MEA yang teradsorbsi pada permukaan

katalis PMEA

: tekanan parsial MEA BAB II Deskripsi Proses

34


KA

: konstanta kesetimbangan adsorbsi

2. Reaksi di permukaan katalis ks

MEA.S +

NH3

EDA.S

+

k-s

H2O

rS = k S C MEA.S PNH 3 − k − S C EDA.S PH 2O C EDA .S . PH 2O ⎛ rS = k S ⎜⎜ C MEA.S . PNH 3 − KS ⎝

Dengan :

KS =

⎞ ⎟ ⎟ ⎠

............... (2)

kS k −S

Keterangan : rs

: kecepatan reaksi di permukaan katalis

ks

: konstanta proporsionalitas reaksi permukaan ke kanan

k-s

: konstanta proporsionalitas reaksi permukaan ke kiri

PNH3

: tekanan parsial ammonia

PH2O

: tekanan parsial air

CEDA.S : konsentrasi EDA yang bereaksi di permukaan katalis Ks

: konstanta kesetimbangan reaksi di permukaan


35


3. Desorbsi produk kD

EDA.S

EDA +

S

k-D

rD = k D C EDA.S − k − D PEDA CV

⎛ P .C rD = k D ⎜⎜ C EDA.S − EDA V KD ⎝

KD =

Dengan :

⎞ ⎟⎟ ⎠

............... (3)

kD k− D

Keterangan : rD

: kecepatan desorbsi

kD

: konstanta kesebandingan desorbsi ke arah kanan

k-D

: konstanta kesebandingan desorbsi ke arah kiri

PEDA

: tekanan parsial EDA

KD

: konstanta kesetimbangan desorbsi

Langkah yang menentukan : Reaksi di permukaan katalis ⎛ .P C r1 = rS = k S ⎜⎜ C MEA.S . PNH 3 − EDA.S H 2O KS ⎝

•

k A >>> →

⎞ ⎟⎟ ⎠

............... (4)

rA =0 kA

C MEA.S = K A PMEA CV

............... (5)


36


•

k D >>> →

rD =0 kD C EDA.S =

•

PEDA CV KD

............... (6)

k s <<<

Substitusi persamaan (5) , (6), ke (4) : ⎛ P P C ⎞ r1 = k S ⎜⎜ K A PMEA PNH 3 CV − EDA H 2O V ⎟⎟ KS KD ⎝ ⎠ ⎛ P P r1 = k S K A CV ⎜⎜ PMEA PNH 3 − EDA H 2O K A KS KD ⎝

⎞ ⎟⎟ ⎠

................ (7)

4. Neraca Puncak

CT = CV + CMEA.S + CEDA.S = CV + KA PMEA CV +

PEDA CV KD

⎡ P ⎤ = CV ⎢1 + K A PMEA + EDA ⎥ KD ⎦ ⎣

Maka : CT =

CV

............... (8)

⎛ P ⎞ ⎜⎜1 + K A PMEA + EDA ⎟⎟ KD ⎠ ⎝

Substitusi persamaan (8) ke (7) : ⎛ P P k s K A CT ⎜⎜ PMEA PNH 3 − EDA H 2O K A KS KD ⎝ r1 = ⎛ P ⎞ ⎜⎜1 + K A PMEA + EDA ⎟⎟ KD ⎠ ⎝

⎞ ⎟⎟ ⎠

............... (9)


37


•

k S K A CT

•

PMEA K A

•

PEDA KD

= k1 = 0

= 0 maka :

PEDA PH 2O =0 K A KD KS

Sehingga : r1 =

k1 (PMEA PNH 3 − 0 ) (1 + 0 + 0)

r1 = k1 PMEA PNH3 (sesuai dengan persamaan kecepatan dan mekanisme reaksi yang diajukan)

b. Reaksi 2

MEA (g)

+

EDA (g)

→

DETA (g)

+

H2O (g)

Persamaaan kecepatan reaksi : r2 = k2 . PMEA . PEDA 1. Adsorbsi MEA di permukaan aktif katalis k-A

MEA +

S

MEA.S k-A

rA

= k A PMEA CV − k − A C MEA


38


⎛ C rA = k A ⎜⎜ PMEA CV − MEA.S KA ⎝

KA =

Dengan :

⎞ ⎟⎟ ⎠

............... (10)

kA k−A

Keterangan : rA

: kecepatan adsorbsi

kA

: konstanta kesebandingan untuk proses pengikatan

k-A

: konstanta kesebandingan untuk proses pelepasan ikatan

Cv

: konsentrasi pada puncak aktif

CMEA.S :

konsentrasi MEA yang teradsorbsi pada permukaan

katalis PMEA

: tekanan parsial MEA

KA

: konstanta kesetimbangan adsorbsi

2. Reaksi di permukaan katalis ks

MEA.S +

EDA

DETA.S +

H2O

k-s

rS = k S C MEA.S PEDA − k − S C DETA.S PH 2O ⎛ .P C rS = k S ⎜⎜ C MEA.S . PEDA − DETA.S H 2O KS ⎝

Dengan :

KS =

⎞ ⎟⎟ ⎠

............... (11)

kS k −S


39


Keterangan : rs

: kecepatan reaksi di permukaan katalis

ks

: konstanta proporsionalitas reaksi permukaan ke kanan

k-s

: konstanta proporsionalitas reaksi permukaan ke kiri

PEDA

: tekanan parsial EDA

PH2O

: tekanan parsial air

CDETA.S : konsentrasi DETA yang bereaksi di permukaan katalis Ks

: konstanta kesetimbangan reaksi di permukaan

3. Desorbsi produk ks

DETA.S

DETA

+

S

k-s

rD = k D C DETA.S − k − D PDETA CV ⎛ .C P rD = k D ⎜⎜ C DETA.S − DETA V KD ⎝

KD =

Dengan :

⎞ ⎟⎟ ⎠

............... (12)

kD k− D

Keterangan : rD

: kecepatan desorbsi

kD

: konstanta kesebandingan desorbsi ke arah kanan

k-D

: konstanta kesebandingan desorbsi ke arah kiri

PDETA

: tekanan parsial DETA BAB II Deskripsi Proses

40


KD

: konstanta kesetimbangan desorbsi

Langkah yang menentukan : Reaksi di permukaan katalis ⎛ .P C r2 = rS = k S ⎜⎜ C MEA.S . PEDA − DETA.S H 2O KS ⎝

•

k A >>> →

⎞ ⎟⎟ ⎠

rA =0 kA

C MEA .S = K A PMEA CV •

k D >>> →

C D. S =

•

............... (13)

............... (14)

rD =0 kD PDETA CV KD

............... (15)

k s <<<

Substitusi persamaan (14) , (15), ke (13) : ⎛ P P C ⎞ r1 = k S ⎜⎜ K A PMEA PEDA CV − DETA H 2O V ⎟⎟ KS KD ⎝ ⎠ ⎛ P P r1 = k S K A CV ⎜⎜ PMEA PEDA − DETA H 2O K A KS KD ⎝

⎞ ⎟⎟ ⎠

............... (16)

4. Neraca Puncak

CT = CV + CMEA.S + CDETA.S = CV + KA PMEA CV +

PDETA CV KD

⎡ ⎤ P = CV ⎢1 + K A PMEA + DETA ⎥ KD ⎦ ⎣ BAB II Deskripsi Proses

41


Maka : CT =

CV

............... (17)

⎞ ⎛ P ⎜⎜1 + K A PMEA + DETA ⎟⎟ KD ⎠ ⎝

Substitusi persamaan (8) ke (7) : ⎛ P P k s K A CT ⎜⎜ PMEA PEDA − DETA H 2O K A KS KD ⎝ r2 = ⎛ ⎞ P ⎜⎜1 + K A PMEA + DETA ⎟⎟ KD ⎠ ⎝

•

k S K A CT

•

PMEA K A

•

PD KD

⎞ ⎟⎟ ⎠

............... (18)

= k2 = 0

= 0

maka :

PDETA PH 2O =0 K A KD KS

Sehingga : r1 =

k2

(PMEA PEDA − 0) (1 + 0 + 0)

r2 = k2 PMEA PEDA (sesuai dengan persamaan kecepatan dan mekanisme reaksi yang diajukan)

2.2.3 Kondisi Operasi

Reaksi pembentukan ethylenediamine dari monoethanolamine dan ammonia berlangsung pada suhu 235-335oC dan tekanan antara 31-33 atm. Reaksi berlangsung pada single bed catalytic reactor. Reaktan


42


masuk reaktan pada suhu 235 oC dan tekanan 33 atm dan merupakan reaksi eksotermis. Katalis yang digunakan adalah Activated Nickel Catalyst atau Raney Nickel. (Morris,1981) Distribusi produk dan konversi selain ditentukan oleh suhu dan tekanan reaktor, juga dipengaruhi oleh perbandingan mol umpan monoethanolamine

dan

Pada

ammonia.

proses

ini

digunakan

perbandingan mol monoethanolamine dan ammonia 1 :5,6 , tekanan operasi reaktor 31-33 atm dan suhu 235-335oC, maka akan diperoleh konversi total monoethanolamine sebesar 75%, dimana diasumsikan 84% dari total monoethanolamine yang bereaksi akan berubah menjadi ethylenediamine monoethanolamine

pada

reaksi

yang

pertama

bereaksi

dan

akan

16% berubah

dari

total

menjadi

diethylenetriamine pada reaksi kedua (Morris,1981)

2.2.4 Tinjauan Termodinamika

Untuk menentukan sifat reaksi apakah berjalan eksotermis atau endotermis maka diperlukan perhitungan panas pembentukan standar (∆Hfo) pada 1 atm dan 298 K. Pada 298 K: Hf NH3

= -4590

Hf H2O

= -241800 kJ/kmol

Hf EDA

= -17340 kJ/kmol

Hf MEA

= -210190 kJ/kmol

kJ/kmol


43


Hf DETA

= -5860

kJ/kmol

Reaksi utama : MEA (g) + NH3 (g) ∆Hfo298

EDA (g) + H2O(g)

= (Hf EDA(g) + Hf H2O(g)) - (Hf MEA (g) +Hf NH3(g) ) = ( -17340 - 241800 ) – ( -210190 - 4590 ) kJ/kmol = -3050 kJ/kmol

Karena ∆Hfo298 negatif maka reaksi utama merupakan reaksi eksotermis.

Reaksi samping : MEA (g) + EDA (g) ∆Hfo298

DETA (g) + H2O(g)

= (Hf DETA(g) + Hf H2O(g)) - (Hf MEA (g) +Hf EDA (g) ) = (-5860 - 241800 ) – ( -210190 -17340 ) kJ/kmol = -20130 kJ/kmol

Karena ∆Hfo298 negatif maka reaksi samping merupakan reaksi eksotermis. Dari kedua reaksi diatas, baik reaksi utama maupun reaksi samping merupakan reaksi eksotermis Sifat reaksi yang reversibel atau irreversibel dapat diketahui dari harga konstanta kesetimbangan. Pada 298 K : ∆Gf NH3

= -16400 kJ / kmol BAB II Deskripsi Proses

44


∆Gf H2O

= -228600 kJ / kmol

∆Gf EDA

= 103220 kJ / kmol

∆Gf MEA

= -106880 kJ / kmol

∆Gf DETA

= 207290 kJ/ kmol

Reaksi utama : ∆G298 = (∆Gf EDA(g)+ ∆Gf H2O(g)) - (∆Gf MEA (g) + ∆Gf NH3 (g) ) = (103220-228600) – (-106880-16400) = - 2100 kJ/kmol

Reaksi samping : ∆G298 = (∆Gf DETA(g)+ ∆Gf H2O(g)) - (∆Gf MEA (g) + ∆Gf EDA(g) ) = (207290 -228900) – (-106880 - 103220) = -17650 kJ/kmol

G298 = - RT ln K298, maka: ln K298

=

∆G298 − RT

Reaksi utama :

ln K298

=

∆G298 − RT

=

− 2100 − 8,314 x 298 BAB II Deskripsi Proses

45


= 0,847 K298

= 2,334

ln K 508 ln K 298

=

∆H R 298 ⎡ 1 1 ⎤ − ⎢ R ⎣ 298 508 ⎥⎦

ln K508 - ln K298

=

− 3,050 .1,387 x 10-3 8,314

ln K508

= 7,461 + 0,847 = 8,308

K508

= 4056,192

Reaksi samping:

ln K298

=

∆G298 − RT

=

− 17650 − 8,314 x 298

= 7,124 K298

= 1241,294

ln K 508 ln K 298

=

∆H R 298 ⎡ 1 1 ⎤ − R ⎢⎣ 298 508 ⎥⎦

ln K508 - ln K298

=

− 20130 1,387 x 10-3 8,314

ln K508

= 4,612 + 7,124 = 11,736


46


K508

= 124991,373

Karena harga konstanta kesetimbangan (K) besar (>10), maka reaksi bersifat irreversibel ke arah kanan.

2.2.5 Tinjauan Kinetika

Reaksi pembuatan ethylenediamine merupakan reaksi eksotermis sehingga selama reaksi berlangsung akan terjadi pelepasan panas dan hal ini akan mempengaruhi kecepatan reaksi. Harga konstanta kecepatan reaksi (k) dalam pembentukan ethylenediamine mengikuti persamaan umum kinetika menurut persamaan Arrhenius : k = A [ exp (-E/RT)] dengan, k = konstanta kecepatan reaksi A = faktor tumbukan E = energi aktivasi T = suhu mutlak Faktor-faktor yang mempengaruhi kecepatan reaksi adalah :

Suhu Semakin tinggi suhu, maka harga k (konstanta kecepatan reaksi) akan semakin besar sehingga reaksi berjalan semakin cepat.

Katalis Katalis juga berperan dalam menurunkan energi aktivasi sehingga konstanta kecepatan reaksi tinggi dan reaksi dapat berjalan cepat serta lebih mengarahkan reaksi bergeser ke kanan. BAB II Deskripsi Proses

47


Adapun harga konstanta kecepatan reaksi pada pembuatan ethylenediamine dari monoethanolamine dan ammonia adalah sebagai

berikut : MEA (g) + NH3(g)

EDA (g) + H2O(g)

MEA (g) + EDA(g)

DETA (g) + H2O (g) (Morris,1981)

r1 = k1 PMEA. PNH3

,

kmol kg katalis. jam

r2 = k2 PMEA. PEDA ,

kmol kg katalis. jam

(Morris,1981) Untuk menghitung kecepatan reaksi, digunakan konstanta kecepatan reaksi yang besarnya: ⎡ − 1,4201 ∗ 10 4 ⎤ k1 = 4,2726*102exp ⎢ ⎥ RT ⎣ ⎦ ⎡ − 1,1284 ∗ 10 4 ⎤ k2 = 2,8601*102 exp ⎢ ⎥ RT ⎣ ⎦

(Morris,1981)

2.3 Diagram Alir dan Langkah Proses 2.3.1 Diagram Alir Kuantitatif

Diagram alir kuantitatif dapat dilihat pada Gambar 2.1 BAB II Deskripsi Proses

48


2.3.2 Diagram Alir Kualitatif

Diagram alir kualitatif dapat dilihat pada Gambar 2.2 2.3.3 Diagram Alir Proses

Diagram alir proses dapat dilihat pada Gambar 2.3 2.3.4 Langkah Proses

Proses pembuatan ethylenediamine dari monoethanolemine dan ammonia ini dapat dibagi menjadi 3 tahapan proses, yaitu :

1. Tahap penyiapan bahan baku. 2. Tahap pembentukan produk. 3. Tahap pemurnian produk.

2.3.4.1 Tahap penyiapan bahan baku

Ammonia cair dari tangki penyimpan T-01 dengan kondisi

30oC dan tekanan 15 atm dicampur dengan ammonia recycle dari separator S-01 dan dialirkan dengan pompa P-01 ke vaporizer V-01 untuk diubah fasenya menjadi uap. Monoethanolamine cair yang disimpan dalam

tangki

penyimpan T-02 dengan kondisi 30oC dan tekanan 1 atm dicampur dengan monoethanolamine recycle dari hasil atas menara distilasi MD-02. Arus gabungan tersebut dicampur lagi dengan

monoethanolamine

recycle

dari

separator

S-02,

kemudian dialirkan dan dinaikkan tekanannya menjadi 15 atm BAB II Deskripsi Proses

49


dengan pompa P-02 ke vaporizer V-02 untuk diubah fasenya menjadi uap. 2.3.4.2 Tahap reaksi

Bahan baku ammonia dan monoethanolamine yang telah disiapkan tersebut kemudian dicampur dengan ammonia recycle dari hasil atas kondenser parsial CP-01 yang telah dipisahkan dari cairannya dengan separator S-03 dan dinaikkan tekanannya menjadi 15 atm dengan kompresor K-02. Gas ammonia dari kompresor dengan suhu 518,34oC ini sebelumnya bercampur dengan umpan, digunakan sebagai pemanas pada MD-01 untuk dimanfaatkan panasnya sehingga suhunya turun menjadi 195,25 o

C. Arus campuran yang berupa gas dengan tekanan 15 atm dan

suhu 214,84oC tersebut kemudian ditekan dengan kompresor K01 untuk menyesuaikan dengan tekanan operasi reaktor yaitu 33 atm. Gas keluar kompresor yang masih bersuhu 790oC ini digunakan dulu sebagai pemanas pada vaporizer umpan monoethanolamine V-02. Selanjutnya digunakan pula sebagai

pemanas di reboiler menara distilasi MD-03 dan MD-02 hingga suhunya turun manjadi 262 oC . Untuk menyesuaikan dengan suhu operasi reaktor, maka gas umpan ini didinginkan dengan CO-01 sampai suhu 235 oC. BAB II Deskripsi Proses

50


Gas yang kondisinya telah sesuai dengan kondisi operasi reaktor ini kemudian diumpankan ke dalam reaktor. Pada reaktor terjadi tahap pembentukan produk. Reaksi yang terjadi pada reaktor adalah : a. Ammonia bereaksi dengan monoethanolamine menghasilkan ethylenediamine dan air sebagai produk samping

b. Monoethanolamine

bereaksi

dengan

ethylenediamine

membentuk diethylenetriamine dan produk samping berupa air. Reaksi pembentukan ethylenediamine dari ammonia dan monoethanolamine dilakukan pada reaktor unggun tetap dengan

satu tumpukan katalis (fixed bed singlebed) R-01. Katalis yang digunakan adalah Raney Nickel. Umpan masuk reaktor pada tekanan 33 atm dan suhu 235oC serta produk keluar reaktor pada tekanan 32,9001 atm dan suhu 272,5715 oC. 2.3.4.3 Tahap Pemurnian Produk

Tahap pemurnian produk ini bertujuan untuk : a. Memisahkan ammonia pada kondenser parsial CP-01 untuk selanjutnya di-recycle ke reaktor. b. Memisahkan

sisa

ethylenediamine

dan

monoethanolamine

dari

produk

diethylenetriamine

pada

menara

distilasi (MD-01 dan MD-02)


51


c. Mengambil dan memurnikanproduk ethylenediamine pada menara distilasi MD-03. Produk gas keluar reaktor dengan kondisi 32,9001 atm dan 272,5715oC ini diturunkan tekanannya menjadi 12 atm dengan expander EX-01 dan selanjutnya digunakan sebagai pemanas pada vaporizer umpan ammonia V-01 untuk memanfaatkan panas sehingga suhunya turun menjadi 186,46 oC. Gas produk reaktor ini kemudian dialirkan ke kondenser parsial CP-01, tujuannya untuk memisahkan sisa ammonia yang tidak bereaksi dari komponen lain. Keluaran CP-01 yang masih berupa campuran gas dan cair diumpankan ke separator S-03 untuk

memisahkan

komponen

condensable

dan

non-

condensable. Ammonia yang merupakan non-condensable gas

di-recycle sebagai umpan reaktor. Sedangkan condensable gas yang berupa campuran ethylenediamine, diethylenetriamine, air dan sisa monoethanolamine yang tidak bereaksi diumpankan ke menara

distilasi

MD-01

setelah

sebelumnya

diturunkan

tekanannya dengan liquid expander EX-02 menjadi 1 atm. Pada

menara

ethylenediamine

dan

distilasi air

MD-01, dari

terjadi

pemisahan

monoethanolamine

dan

diethylenetriamine. Hasil atas MD-01 yang mengandung ethylenediamine dan air kemudian diumpankan ke menara

distilasi MD-03,sedangkan hasil bawah yang mengandung BAB II Deskripsi Proses

52


monoethanolamine dan diethylenetriamine diumpankan ke

menara distilasi MD-02. Pada

menara

distilasi

MD-02,

monoethanolamine

dipisahkan dari diethylenetriamine. Hasil atas yang mengandung sebagian besar monoethanolamine dialirkan dan dicampur dengan fresh feed monoethanolamine sebagai umpan reaktor. Sedangkan hasil bawah MD-02 yang berupa diethylenetriamine dialirkan ke CO-02 untuk didinginkan sampai suhu 30oC dan selanjutnya disimpan dalam tangki penyimpan produk samping T-03. Hasil atas menara distilasi MD-01 yang mengandung ethylenediamine, monoethanolamine dan air kemudian dialirkan

ke menara distilasi MD-03. MD-03 ini berfungsi untuk memisahkan dan memurnikan ethylenediamine sebagai produk utama dari kandungan monoethanolamine dan air sehingga sesuai dengan spesifikasi pasar. Hasil bawah MD-03 yang berupa ethylenediamine sebagai porduk utama, kemudian didinginkan dalam CO-03 sampai suhu 30oC dan selanjutnya disimpan dalam tangki penyimpan produk T-04. Sedangkan hasil atas yang berupa air dialirkan ke unit pengolahan limbah..


53


2.4

Neraca Massa dan Neraca Panas 2.4.1

Neraca Massa

Satuan

: kg/jam

Basis

: 1 jam operasi

Kapasitas produksi

: 20.000 ton/tahun

Tabel 2.1 Neraca Massa Total Komponen

Input

Output BAB II Deskripsi Proses

54


NH3 H2O

Arus 1

Arus 2

Arus 12

Arus 13

Arus 14

(kg )

( kg )

( kg )

( kg )

( kg )

896,429 11,503

4,765

EDA MEA

3861,512

DETA Total

1134,302

11,458

51,172

2507,427

25,345

6,368

1038,075 901,194

3873,015

1063,421

4774,209

1185,474

2525,253

4774,209

Tabel 2.2 Neraca Massa Separator I (S-01) Komponen

Input

Output

Umpan (kg)

Cairan (kg )

NH3

1120,537

224,107

H2O

5,956

1,192

1126,493

225,299

Gas ( kg ) 896,429 4,765 901,194

Total 1126,493

1126,493

Tabel 2.3 Neraca Massa Separator II (S-02) Komponen

Input

Umpan ( kg )

Output

Cairan (kg )

Gas ( kg )

H2O

14,379

2,876

11,503

EDA

65,270

13,055

52,216

MEA

6379,297

1275,859

5103,438

DETA

26,482

5,296

21,186


55


6485,428 Total

1297,086

6485,428

5188,343 6485,428

Tabel 2.4 Neraca Massa Reaktor Komponen

Input

Output

Arus 5 (kg )

Arus 6( kg )

NH3

7968,260

7071,831

H2O

16,268

1145,759

EDA

52,216

2610,815

MEA

5103,438

1273,639

DETA

21,185

1059,261

Total

13161,368

13161,368

Tabel 2.5 Neraca Massa Kondenser Parsial (CP-01) Komponen

Input

Output

Arus 6 ( kg )

Arus 7 (kg )

NH3

7071,831

7071,831

H2O

1145,759

EDA

2610,815

MEA

1273,639

Arus 8 ( kg )

1145,759 2610,815 1273.639 BAB II Deskripsi Proses

56


DETA

1059,261 13161,368

1059,261 7071,831

6089,474

Total 13161,368

13161,368

Tabel 2.6 Neraca Massa Menara Distilasi I (MD-01) Komponen

Input

Output

Arus 8 ( kg )

Arus 9 (kg )

H2O

1145,759

1145,759

EDA

2610,815

2558,599

52,216

MEA

1273,639

6,368

1267,271

DETA

1059,261

0,000

1059,261

6089,474

3710,726

2378,748

Total

6089,474

Arus 10 ( kg )

6089,474

Tabel 2.7 Neraca Massa Menara Distilasi II (MD-02) Komponen

Input

Arus 10 ( kg )

Output

Arus 11(kg )

Arus 12 ( kg )

EDA

52,216

52,216

MEA

1267,271

1241,926

25,345

DETA

1059,261

21,185

1038,075


57


2378,748

1315,327

1063,421

Total 2378,748

2378,748

Tabel 2.8 Neraca Massa Menara Distilasi III (MD-03) Komponen

Input

Output

Arus 9 ( kg )

Arus 13 (kg )

Arus 14 ( kg )

H2O

1145,759

1134,302

11,458

EDA

2558,599

51,172

2507,427

MEA

6,368

6,368

3710,726

1185,474

2525,253

Total 3710,726

2.4.2

3710,726

Neraca Panas

Kapasitas

: 20.000 ton / tahun

Basis perhitungan

: 1 jam operasi

Suhu referensi

: 298 OK

2.4.2.1 Neraca Panas Alat

Tabel 2.9 Neraca Panas Vaporizer I (V-01) BAB II Deskripsi Proses

58


Arus

Q input (kJ/jam)

Qumpan

73141,907

Q output (kJ/jam)

Q laten

982074,883

Q produk

80239,769

Q pemanas

989172,745

Total

1062314,652

1062314,652

Tabel 2.10 Neraca Panas Vaporizer II (V-02) Arus

Q input (kJ/jam)

Qumpan

1980547,873

Q output (kJ/jam)

Q laten

3400190,553

Q produk

7962928,301

Q pemanas

9382570,981

Total

11363118,854

11363118,854

Tabel 2.11 Neraca Panas Reaktor Arus

Q input (kJ/jam)

Qmasuk

5695567,272

Qkeluar

Q output (kJ/jam)

6058652,082

Qreaksi

363084,810

Total

6058652,082

6058652,082


59


Tabel 2.12 Neraca Panas Kondenser Parsial (CP-01) Arus

Q input (kJ/jam)

Q6

18489495,596

Q output (kJ/jam)

Q7

510803,324

Q8

6256,092

Qpendingin

17972436,179

Total

18489495,596

18489495,596

Tabel 2.13 Neraca Panas Separator III (S-03) Arus

Q input (kJ/jam)

Q umpan

367442,110

Qoutput (kJ/jam)

Q cair

142326,907

Q gas

225115,192

Total

367442,110

367442,110

Tabel 2.14 Neraca Panas Menara Distilasi I (MD-01) Arus

Q8

Q input (kJ/jam)

Q output (kJ/jam)

277041,745

Q9

1012679,560

Q10

902964,772

Qc

-4468441,575


60


Qr

6107044,161

Total

1915644,332

1915644,332

Tabel 2.15 Neraca Panas Menara Distilasi (MD-02) Arus

Q10

Q input (kJ/jam)

Q output (kJ/jam)

1207922

Q11

624612,505

Q12

394745,558

Qc

-1658448,803

Qr

1469884,867

Total

1019358,063

1019358,063

Tabel 2.16 Neraca Panas Menara Distilasi (MD-03) Arus

Q9

Q input (kJ/jam)

Q output (kJ/jam)

179285,547

Q13

368176,065

Q14

689921,687

Qc

-7858144,254


61


Qr

8736956,460

Total

1058097,752

1058097,752

Tabel 2.17 Neraca Panas Cooler-01 (CO-01) Arus

Q input (kJ/jam)

Q output (kJ/jam)

QFluida panas

6522733,565

5694588,516

QFluida dingin

21255722,923

22083867,971

Total

27778456,488

27778456,488

Tabel 2.18 Neraca Panas Cooler-02 (CO-02) Arus

Q input (kJ/jam)

Q output (kJ/jam)

QFluida panas

443298,061

11273,535

QFluida dingin

11088629,489

11520654,015

Total

11531927,550

11531927,550

Tabel 2.19 Neraca Panas Coler-03 (CO-03) Arus

Q input (kJ/jam)

Q output (kJ/jam)

QFluida panas

699724,034

36501,341

QFluida dingin

17022715,782

17685938,475

Total

17722439,816

17722439,816


62


2.5

Layout Pabrik dan Peralatan Proses 2.5.1 Layout Pabrik

Tata letak pabrik merupakan suatu pengaturan yang optimal dari seperangkat fasilitas-fasiitas dalam pabrik. Tata letak yang tepat sangat penting untuk mendapatkan efisiensi, keselamatan, dan kelancaran kerja para pekerja serta keselamatan proses. Untuk mencapai kondisi yang optimal, maka hal-hal yang harus diperhatikan dalam menentukan tata letak pabrik adalah 1. Pabrik ethylenediamine ini merupakan pabrik baru

(bukan

pengembangan), sehingga dalam menentukan layout tidak dibatasi oleh bangunan yang ada. 2. Berdasarkan kebutuhan ethylenediamine yang terus meningkat maka diperlukan adanya perluasan pabrik sebagai pengembangan pabrik masa depan. 3. Faktor keamanan sangat diperlukan untuk bahaya kebakaran dan ledakan, maka perencanaan layout selalu diusahakan jauh dari sumber api , bahan panas, dan dari bahan yang mudah meledak. 4. Sistem kontruksi yang direncanakan adalah out door

untuk

menekan biaya bangunan dan gedung Secara garis besar layout dibagi menjadi beberapa bagian utama, yaitu : a. Daerah administrasi/perkantoran, laboratorium dan ruang kontrol. BAB II Deskripsi Proses

63


Merupakan pusat kegiatan administrasi pabrik yang mengatur kelancaran operasi. Laboratorium dan ruang kontrol sebagai pusat pengendalian proses, kualitas dan kuantitas bahan yang akan diproses serta produk yang dijual. b. Daerah proses Merupakan daerah dimana alat proses diletakkan dan proses berlangsung. c. Daerah penyimpanan bahan baku dan produk. d. Daerah bengkel ,gudang dan garasi. e. Daerah utilitas Merupakan daerah dimana kegiatan penyediaan bahan pendukung proses berlangsung dipusatkan.


64


Skala 1:100

Keterangan gambar :

1. Pos keamanan

9. Musholla

2. Parkir Kendaraan

10. Klinik

3. Laboratorium

11. Utilitas

4. Ruang Kontrol

12. Bengkel & Peralatan

5. Safety

13. Area Perluasan

6. Taman

14. Area Produksi

7. Kantor

15. Area Bongkar Muat

8. Kantin

16. Gudang Gambar 2.4. Layout Pabrik

2.5.2

Layout peralatan BAB II Deskripsi Proses

65


Beberapa hal yang harus diperhatikan dalam menentukan layout peralatan proses pada pabrik ethylenediamine , antara lain : 1. Aliran bahan baku dan produk Pengaliran bahan baku dan produk yang tepat akan memberikan keuntungan ekonomi yang besar serta menunjang kelancaran dan keamanan produksi. 2. Aliran udara Aliran udara didalam dan disekitar area proses perlu diperhatikan

kelancarannya.

Hal

ini

bertujuan

untuk

menghindari terjadinya stagnasi udara pada suatu tempat sehingga mengakibatkan akumulasi bahan kimia yang dapat mengancam keselamatan pekerja. 3. Cahaya Penerangan seluruh pabrik harus memadai dan pada tempattempat proses yang berbahaya atau beresiko tinggi perlu adanya penerangan tambahan. 4. Lalu lintas manusia Dalam perancangan lay out pabrik perlu diperhatikan agar pekerja dapat mencapai seluruh alat proses dangan cepat dan mudah. Hal ini bertujuan apabila terjadi gangguan pada alat proses dapat segera diperbaiki. Keamanan pekerja selama menjalani tugasnya juga diprioritaskan.


66


5. Pertimbangan ekonomi Dalam menempatkan alat-alat proses diusahakan dapat menekan biaya operasi dan menjamin kelancaran dan keamanan produksi pabrik. 6. Jarak antar alat proses Untuk alat proses yang mempunyai suhu dan tekanan operasi tinggi sebaiknya dipisahkan dengan alat proses lainnya, sehingga apabila terjadi ledakan atau kebakaran pada alat tersebut maka kerusakan dapat dieliminasi. Tata letak alat-alat proses harus dirancang sedemikian rupa sehingga :

Kelancaran proses produksi dapat terjamin.

Dapat mengefektifkan luas lahan yang tersedia.

Karyawan mendapat kepuasan kerja agar dapat meningkatkan produktivitas kerja disamping keamanan yang terjadi


67


1:400 Keterangan Gambar :

T-01

: Tangki Ammonia

T-02

: Tangki Monoethanolamine

T-03

: Tangki Diethylenetriamine

T-04

: Tangki Ethylenediamine

R

: Reaktor

MD-01

: Menara Distilasi I

MD-02

: Menara Distilasi II

MD-02

: Menara Distilasi III

S

: Separator

V-01

: Vaporizer umpan ammonia

V-01

: Vaporizer umpan monoethanolamine

Gambar 2.5. Layout Peralatan Proses



BAB III SPESIFIKASI PERALATAN PROSES

Reaktor Kode

: RX

Fungsi

: sebagai tempat berlangsungnya reaksi monoethanolamine dengan ammonia menjadi ethylenediamine dan diethylenetriamine

Tipe

: Single-bed Catalytic Reactor

Kondisi operasi Suhu

: 235 – 272,5725 º C

Tekanan

: 33 – 32,9001 atm

Waktu tinggal

: 9,037 detik

Spesifikasi Diameter

: 1,376 m

Tinggi

: 4,103 m

Tebal shell

: 1,5 in

Jenis head

: elliptical dished head

Tebal head

: 2,75 in

Material

: Carbon Steel SA 285 grade C

Katalis

: Activated Nickel Catalyst (Raney Nickel)

Jumlah katalis

: 1809,194 kg

BAB III Spesifikasi Peralatan Proses


Vaporizer Tabel 3.1. Spesifikasi Vaporizer Kode

V-01

V-02

Menguapkan NH3

Menguapkan MEA

sebelum masuk reaktor

sebelum masuk reaktor

1-2 Shell and TubeHE

1-2 Shell and TubeHE

Suhu fluida dingin(ºC)

38,316 – 39,576

117,848 – 279,822

Suhu fluida panas (ºC)

219,565 – 186,461

790,207 – 557,379

Carbon Steel

Carbon Steel

Umpan ammonia (NH3)

Umpan MEA

1126,493

6485,428

8

12

0,005

0,029

Carbon Steel

Carbon Steel

Fluida

Umpan CP

Umpan reaktor

Kapasitas, kg/jam

13161,368

13161,368

OD pipa, in

1

0,75

BWG

16

16

Triangular pitch

Triangular pitch

Panjang, ft

12

12

Jumlah pipa

16

82

∆P, psi

0,079

0,037

Dirt factor

0,013

0,009

Uc (BTU / hr . Ft2 . F)

217,036

160,265

Ud (BTU / hr . Ft2 . F)

57,826

64,120

Fungsi Jenis Kondisi operasi

Shell side Material Fluida Kapasitas, kg/jam ID shell, in ∆P (psi) Tube side Material

Susunan



Kondensor Parsial Kode : CP-01 Fungsi : mengkondensasikan sebagian gas keluar reaktor Jenis

: 1-2 Shell and Tube Heat Exchanger

Jumlah : 1 Beban panas (kJ/jam)

: 17972436,179

Sisi tube : Material

: Titanium

Fluida

: air pendingin

Kapasitas (kg/jam)

: 357959,612

OD pipa (in)

: 1,5

BWG

: 16

Susunan

: Triangular pitch

Pitch

: 1,875

Panjang (ft)

: 12

Jumlah pipa

: 206

∆P (psi)

: 5,8261

Sisi shell : Material

: Titanium

Fluida

: gas dari reaktor

Kapasitas (kg/jam)

: 13161,368

ID shell (in)

: 33

∆P (psi)

: 0,0656 BAB III Spesifikasi Peralatan Proses



: 187,8980


: 145,2192

Rd perhitungan

: 0,0016

Rd diijinkan

: 0,001

Separator Tabel 3.2. Spesifikasi Separator Kode Fungsi

S-01

S-02

S-03

Memisahkan gas dan Memisahkan gas dan Memisahkan gas dan cairan dari V-01

cairan dari V-02

cairan dari CP

Drum tegak dengan

Drum tegak dengan

Drum tegak dengan

atap berbentuk

atap berbentuk

atap berbentuk

torispherical

torispherical

torispherical

39,575

117,848

41,676

Tekanan (atm)

15

15

12

Waktu tinggal(s)

600

600

600

Diameter (m)

0,457

0,457

0,889

Tinggi (m)

1,743

1,743

3,258

Tebal shell (in)

0,312

0,25

0,375

Tebal head (in)

0,312

0.25

0,375

Tinggi head (m)

0,186

0,1857

0,295

Jenis

Kondisi operasi Suhu (º C )



Kompresor Tabel 3.3. Spesifikasi Kompresor Kode

K-01

K-02

Fungsi

Menaikkan tekanan gas

Menaikkan tekanan gas

recycle ammonia dari

umpan reaktor

kondenser parsial Tipe

Kompresor sentifugal

Kompresor sentifugal

12 – 15

15 – 33

41,676 –518,334

214,870 – 790,186

469,502

1911,071

Kode

EX-01

EX-02

Fungsi

Menurunkan tekanan

Menurunkan tekanan

gas keluar reaktor

cairan keluar kondensor

Kondisi operasi : Tekanan (atm) Suhu (ºC ) Daya kompresor (HP)

Expander Tabel 3.4. Spesifikasi Expander

parsial Tipe

Expander Gas

Expander Cair

33 – 12

12 – 1

282,572 – 219,564

41,676 – 41,622

901

1,089

Kondisi operasi Tekanan (atm) Suhu (K) Daya expander (HP)



Menara Distilasi Tabel 3.5. Spesifikasi Menara Distilasi Kode

MD-01

MD-02

MD-03

Fungsi

Memisahkan EDA

Memisahkan DETA

Memisahkan dan

sebagai hasil utama

sebagai produk

memurnikan EDA

dari MEA dan

samping dari MEA

sebagai produk

DETA

dan EDA

utama

Menara distilasi

Menara distilasi

Menara distilasi

dengan plate

dengan plate

dengan plate

Suhu umpan (ºC)

41,622

175,176

108,368

Suhu distilat (ºC)

108,368

170,578

100,458

Suhu bottom (ºC)

175,176

204,882

117.203

1

1

1

Atas

1,125

0,849

1,264

Bawah

1,474

1,189

2,167

Atas

0,188

0,188

0,188

Bawah

0,188

0,188

0,312

Tinggi (m)

20,037

18,734

22,369

Carbon steel SA

Carbon steel SA

Carbon steel SA

283 grade C

283 grade C

283 grade C

Torispherical

Torispherical

Torispherical

Dished Head

Dished Head

Dished Head

0,25

0,25

0,25

Jenis Kondisi operasi

Tekanan (atm) Kolom / menara Diameter (m)

Tebal Shell (in)

Material

Head Tipe Tebal head (in) Atas



Bawah

0,25

0,25

0,312

Atas

0,242

0,188

0,263

Bawah

0,303

0,238

0,417

Sieve tray

Sieve tray

Sieve tray

Jumlah plate

27

25

41

Feed plate ke-

17

11

22

Plate spacing (m)

0,6

0,45

0,45

Asbestos

Asbestos

Asbestos

25,95

34,32

17,59

Tinggi (m)

Plate Tipe

Isolasi Material Tebal (cm)



Reboiler Tabel 3.6 Spesifikasi Reboiler Kode

RB-01

RB-02

RB-03

Fungsi

Menguapkan

Menguapkan

Menguapkan

kembali sebagian

kembali sebagian

kembali sebagian

hasil bawah MD-01

hasil bawah MD-02

hasil bawah MD-03

Kettle Reboiler

Kettle Reboiler

Kettle Reboiler

Jenis Kondisi operasi Suhu fluida dingin (ºC)

175,167-185,821

204,882– 206,596

116,135- 117,775


518,334- 195,258

308,889–262,180

557,329–308,889

Carbon steel

Carbon steel

Carbon steel

Hasil bawah MD-01

Hasil bawah MD-02

Hasil bawah MD-03

2378,748

1063,421

2525,253

21,25

15,25

17,25

Passes

2

2

2

∆P (psi)

diabaikan

diabaikan

diabaikan

Carbon steel

Carbon steel

Carbon steel

7071,831

13161,368

13161,368

kondenser parsial

Umpan reaktor

Umpan reaktor

1,25

2

2

16

16

16

Susunan

Triangular pitch

Triangular pitch

Triangular pitch

Pitch, in

1,562

1,875

1,875

Panjang (ft)

12

16

16

Jumlah pipa

112

34

44

∆P (psi)

0,216

0,087

0,140

Dirt factor

0,002

0,001

0,014

Sisi shell Material Fluida Kapasitas (kg/jam) ID shell ( in )

Sisi tube Material Kapasitas (kg/jam) Fluida OD pipa ( in ) BWG

NH3 recycle dari



Kondensor Tabel 3.7 Spesifikasi Kondensor Kode

CD-01

CD-03

Mengembunkan distilat

Mengembunkan distilat

MD-01

MD-03

1-2 Shell and Tube HE

1-2 Shell and Tube HE


108,368 - 105,746

100,427- 100,311

Suhu fluida dingin (ºC)

35 - 47

35 - 47

Titanium

Titanium

Distilat MD-01

Distilat MD-03

3710,726

1185,474

ID shell ( in )

13,25

23,25

∆P (psi)

0,220

0,0003

Titanium

Titanium

88659,555

155915,561

Air pendingin

Air pendingin

1,50

1,50

16

16

Triangular pitch

Triangular pitch

1,875

1,875

Panjang ( ft )

16

8

Jumlah pipa

22

91

∆P (psi)

1,741

2,821

Dirt factor

0,001

0,002


166,161

165,420


136,423

122,552

Fungsi Jenis Kondisi operasi

Sisi shell Material Fluida Kapasitas ( kg/jam )

Sisi tube Material Kapasitas (kg/jam) Fluida OD pipa ( in ) BWG Susunan Pitch ( in )



Kondensor Kode

: CD-02

Fungsi

: Mengembunkan distilat MD-02

Jenis

: Double Pipe Heat Exchanger

Beban panas

: 1658448,803 kJ/jam

Annulus side Material

: Titanium

Fluida

: Distilat MD-02

Kapasitas

: 1315,327 kg/jam

Tipe

: 3 IPS

ID

: 3,068 in

Flow area

: 0,020 in2

∆P

: 0,532 psi

Inner pipe side Material

: Titanium

Fluida

: Air pendingin

Kapasitas

: 32905,730 kg/jam

Tipe

: 2 IPS

ID

: 2,067 in

Flow area

: 0,023 in2

Panjang pipa

: 15 ft

Jumlah hairpin

: 2

∆P

: 0,086 psi BAB III Spesifikasi Peralatan Proses


Uc

: 160,984 BTU / hr . Ft2 . F

Ud

: 124,066 BTU / hr . Ft2 . F

Rd perhitungan

: 0,00185

Rd diijinkan

: 0,001

Accumulator Tabel 3.8 Spesifikasi Accumulator Kode

ACC-01

ACC-02

ACC-03

Fungsi

Menampung

Menampung cairan

Menampung cairan

cairan dari CD-01

dari CD-02

dari CD-03

Drum horisontal

Drum horisontal

Drum horisontal

dengan atap

dengan atap

dengan atap

berbentuk

berbentuk

berbentuk

torispherical

torispherical

torispherical

Jenis

Kondisi operasi Suhu (ºC)

105,746

167,093

100,330

1

1

1

3,074

1,877

1,953

10

10

10

Diameter (m)

1,069

0,907

0,919

Panjang (m)

3,207

2,720

2,757

Tebal shell (in)

0,188

0,188

0,188

Tebal head (in)

0,25

0,1875

0,1875

Tinggi head (in)

0,229

0,212

0,209

Tekanan (atm) Kapasitas (m3) Waktu tinggal (menit)

Cooler BAB III Spesifikasi Peralatan Proses


Tabel 3.9. Spesifikasi Cooler Kode Fungsi

CO-01

CO-02

Mendinginkan gas umpan

Mendinginkan hasil bawah

reaktor

MD-02 sebelum masuk tangki penyimpan

Jenis

Double PipeHeat Exchanger

Double PipeHeat Exchanger

828145,049

413878,337

Titanium

Titanium

13161,368

1063,421

Umpan reaktor

Hasil bawah MD-02

Tipe

4 IPS

3 IPS

ID (in)

4,062

3,068

Flow area (ft2)

0,023

0,020

∆P (psi)

0,043

0,149

Titanium

Titanium

Air pendingin

Air pendingin

16431,449

8211,872

Tipe

3 IPS

2 IPS

ID (in)

3,068

2,067

Flow area (ft2)

0,051

0,023

Beban panas(kJ/jam) Sisi Annulus Material Kapasitas (kg/jam) Fluida

Sisi Inner pipe Material Fluida Kapasitas (kg/jam)



Panjang pipa (ft)

12

20

Jumlah hairpin

1

1

0,137

0,431

Uc (BTU/hr. ft2. F)

106,414

195,195

Ud (BTU/hr. ft2. F)

95,384

149,998

Rd perhitungan

0,0011

0,0015

Rd diijinkan

0,001

0,001

∆P (psi)

Cooler Kode : CO-03 Fungsi : Mendinginkan hasil bawah MD-03 sebelum masuk tangki penyimpan Jenis

: 1-2 Shell and Tube Heat Exchanger

Jumlah : 1 Beban panas

: 604364,213 kJ/jam

Luas transfer panas

: 128,773 ft2

•

Sisi tube Material

: Titanium

Fluida

: Air pendingin

Kapasitas

: 11991,353 kg/jam

t1

: 35 oC

t2

: 47 oC

OD tube

: 0,75 in BAB III Spesifikasi Peralatan Proses


•

BWG

: 16

Susunan

: Triangular pitch

Pitch

: 1 in

Panjang

: 8 ft

Jumlah pipa

: 82

∆P

: 1,763 psi

Sisi shell Material

: Titanium

Fluida

: Hasil bawah MD-03 yang berupa produk EDA

T1

: 116,135 oC

T2

: 30 oC

Kapasitas

: 2525,253 kg/jam

ID shell

: 12 in

Jarak baffle

: 3,12 in

∆P

: 0,986 psi

Uc

: 90 BTU/hr . ft2 . F

Ud

: 77 BTU/hr . ft2 . F

Rd perhitungan

: 0,0019

Rd diijinkan

: 0,001

Pompa BAB III Spesifikasi Peralatan Proses


Tabel 3.10 Spesifikasi Pompa Kode

P-01

P-02

P-03

Fungsi

Memompa

Memompa

Memompa distilat

ammonia ke

monoethanolamine

MD-01 sebagai

vaporizer V-01

ke vaporizer V-02

reflux

Pompa sentrifugal

Pompa sentrifugal

Pompa sentrifugal

1

1

1

10,199

28,313

22,857

Tenaga pompa (HP)

0,5

0,5

2

Tenaga motor (HP)

0,5

2

6

9,842

9,842

9,842

766,247

299,717

32,734

Pipa nominal (in)

1,125

2

1

Schedule Number

40

40

40

Diameter dalam ID(in)

1,38

2,067

1,049

Diameter luar OD (in)

1,66

2,375

1,315

Jenis Jumlah Kapasitas (gpm)

NPSH diperlukan (ft) NPSH tersedia (ft) Pipa yang digunakan



Kode

P-04

P-05

P-06

Fungsi

Memompa hasil

Memompa distilat

Memompa hasil

bawah MD-01 ke

MD-02 sebagai

bawah MD-02 ke

MD-02

reflux

tangki penyimpan produk DETA

Jenis

Pompa sentrifugal

Pompa sentrifugal

Pompa sentrifugal

1

1

1

39,677

7,911

16,671

Tenaga pompa (HP)

0,5

0,5

0,5

Tenaga motor (HP)

1

3

1

NPSH diperlukan (ft)

9,842

9,842

9,842

NPSH tersedia (ft)

73,519

19,319

57,901

Pipa nominal (in)

2

0.375

1.5

Schedule Number

40

40

40


2,067

0.493

1,38


2,375

0.675

1,66

Jumlah Kapasitas (gpm)

Pipa yang digunakan



Kode

P-07

P-08

Fungsi

Memompa distilat MD-03

Memompa hasil bawah MD-

sebagai reflux

03 ke tangki penyimpan produk EDA

Jenis

Pompa sentrifugal

Pompa sentrifugal

1

1

6,594

52,413

Tenaga pompa (HP)

1

1

Tenaga motor (HP)

5

2

NPSH diperlukan (ft)

9,842

9,842

NPSH tersedia (ft)

26,474

52,012

Pipa nominal (in)

0,25

2,5

Schedule Number

40

40


0,364

2,469


0,405

2,875

Jumlah Kapasitas (gpm)

Pipa yang digunakan



Tangki Ammonia Kode : T-01 Fungsi : menyimpan bahan baku ammonia cair selama satu bulan Tipe

: tangki berbentuk bola dengan pondasi beton

Kondisi operasi : T

: 30 oC

P

: 15 atm

Bahan konstruksi


Dimensi Diameter

: 13,667 m

Tebal tangki

: 2,5 in

Tangki Monoethanolamine Kode : T-02 Fungsi : menyimpan bahan baku monoethanolamine cair selama satu bulan Tipe

: tangki tegak dengan dasar datar dan atap berbentuk kerucut

Kondisi operasi T

: 30 0C

P

: 1 atm

Bahan konstruksi


Dimensi : Diameter

: 18,289 m

Tinggi silinder

: 12,802 m BAB III Spesifikasi Peralatan Proses


Tebal silinder

:

course 1

: 1,375 in

course 2

: 1,250 in

course 3

: 1,125 in

course 4

: 1,125 in

course 5

: 1,000 in

course 6

: 0,875 in

course 7

: 0,875 in

Tebal head

: 0,75

in

Tinggi head

: 3,3262 m

Tinggi total

: 16,1282 m

Sudut α

: 20º

Tangki Diethylenetriamine Kode : T-03 Fungsi : menyimpan produk diethylenetriamine cair selama satu bulan Tipe


Kondisi operasi T

: 30 0C

P

: 1 atm

Bahan konstruksi


Dimensi : Diameter

: 13,716 m BAB III Spesifikasi Peralatan Proses


Tinggi silinder

: 7,315 m

Tebal silinder

:

course 1

: 0,875 in

course 2

: 0,75 in

course 3

: 0,75 in

course 4

: 0,625 in

Tebal head

: 0,625 in

Tinggi head

: 2,495 m

Tinggi total

: 9,810 m

Sudut θ

: 20º

Tangki Ethylenediamine Kode : T-04 Fungsi : menyimpan produk ethylenediamine cair selama satu bulan Tipe


Kondisi operasi T

: 30 0C

P

: 1 atm

Bahan konstruksi


Dimensi : Diameter

: 15,240 m

Tinggi silinder

: 14,631 m



Tebal silinder

:

course 1

: 1,125 in

course 2

: 1,125 in

course 3

: 1,000 in

course 4

: 1,000 in

course 5

: 0,875 in

course 6

: 0,875 in

course 7

: 0,75 in

course 8

: 0,75 in

Tebal head

: 0,625 in

Tinggi head

: 2,772 m

Tinggi total

: 17,403 m

Sudut α

: 20º



BAB IV UNIT PENDUKUNG PROSES DAN LABORATORIUM

4.1 Unit Pendukung Proses Unit pendukung proses atau yang lebih dikenal dengan istilah utilitas merupakan bagian penting untuk penunjang proses produksi dalam pabrik. Utilitas di pabrik ethylenediamine yang dirancang antara lain meliputi unit pengadaan air, unit pengadaan udara tekan, unit pengadaan listrik, dan unit pengadaan bahan bakar. 4.1.1 Unit Pengadaan Air Unit ini bertugas menyediakan dan mengolah air untuk memenuhi kebutuhan air sebagai berikut : a. Air pendingin dan pemadam kebakaran b. Air konsumsi umum dan sanitasi 4.1.1.1 Air Pendingin dan Pemadam Kebakaran Sumber air untuk pendingin dan pemadam kebakaran diperoleh dari laut yang tidak jauh dari lokasi pabrik. Air pendingin yang dibutuhkan besar karena digunakan untuk pendingin pada condenser dan cooler. Alasan digunakannya air laut sebagai media pendingin dan pemadam kebakaran adalah karena faktor - faktor sebagai berikut :

88

Bab IV Unit Pendukung Proses dan Laboratorium


a. Air laut dapat diperoleh dalam jumlah yang besar dengan biaya murah b. Mudah dalam pengaturan dan pengolahannya c. Dapat menyerap panas per satuan volume yang tinggi d. Tidak terdekomposisi e. Tidak memerlukan cooling tower untuk mendinginkan air laut yang telah digunakan. Akan tetapi ada hal - hal yang perlu diperhatikan dalam pengolahan air laut sebagai pendingin, yaitu: a. Partikel - partikel besar yang terdapat pada air laut. b. Partikel - partikel kecil / mikroba laut (ganggang dan mikroorganisme laut) yang dapat menyebabkan fouling pada alat heat exchanger Kebutuhan air pendingin dari air laut yang digunakan sebesar 672074,132 kg/jam, dengan perincian sebagai berikut a. Kondensor parsial CP-01

= 357959,612 kg/jam

b. Kondensor CD-01

=

88659,555 kg/jam

c. Kondensor CD-02

=

32905,730 kg/jam

d. Kondensor CD-03

= 155915,561 kg/jam

e. Cooler CO-01

=

16431,449 kg/jam

f. Cooler CO-02

=

8211,872 kg/jam

g. Cooler CO-03

=

11991,353 kg/jam

89



Untuk menghindari fouling yang terjadi pada alat – alat penukar panas maka perlu diadakan pengolahan air laut. Pengolahan dilakukan secara fisis (screening) dan kimia (penambahan Chlorine). Tahapan pengolahan air laut adalah : Air laut dihisap dari laut manggunakan pompa dan kemudian dilewatkan pada gravel screen untuk menyaring partikel-partikel besar yang terkandung dalam air laut. Air laut yang telah bebas dari partikel-partikel besar kemudian dialirkan menuju bak penampungan (basin). Pada bak penampungan, ditambahkan

sejumlah

Chlorine

dari

chloropac

untuk

membunuh mikroba yang terdapat pada air laut. Dari bak penampungan ini, air laut kemudian dibagi menjadi dua bagian sesuai penggunaannya, yaitu sebagai air pendingin dan sebagai pemadam kebakaran. Untuk air yang digunakan sebagai air pendingin, setelah dari bak penampungan, air kemudian dilewatkan strainer yang berupa saringan stainless steel 0,4 mm. Tujuannya adalah untuk menyaring partikel-partikel kecil yang masih terkandung pada air laut, yang dapat manyebabkan fouling pada alat –alat panukar panas. Air laut yang digunakan sebagai pendingin pada alat penukar panas, setelah dilewatkan strainer, selama pengaliran ke

90



unit proses diinjeksikan Chlorine dari chloropac. Langkah ini bertujuan untuk mencegah pertumbuhan ganggang dan binatang (organisme) air laut lainnya. Diagram pengolahan air pendingin dan pemadam dari air laut adalah sebagai berikut :

Gambar 4.1 Diagram Alir Pengolahan Air Laut Dalam perancangan ini diinjeksikan klorin sebanyak 1,7 ppm. Untuk kondisi normal jika digunakan klorin 1 ppm maka residual klorin sebanyak 0,05 ppm. Kandungan klorin sebesar ini tidak menyebabkan korosi pada pipa (Powell, hal. 508). 4.1.1.2 Air Konsumsi Umum dan Sanitasi Untuk kebutuhan konsumsi umum dan sanitasi sumber air yang digunakan diperoleh dengan cara membeli air yang telah disediakan oleh pengelola kawasan industri dimana pabrik akan didirikan.

91



Air untuk konsumsi umum dan sanitasi, digunakan antara lain untuk : a. Air untuk karyawan kantor

= 0,333 m3/jam

b. Air untuk laboratorium

= 0,104 m3/jam

c. Air untuk sanitasi, taman dan lain-lain = 0,417 m3/jam Jumlah air untuk air konsumsi dan sanitasi = 0,854 m3/jam Untuk keamanan dipakai 10 % berlebih, maka : Total kebutuhan air

= 0,939 m3/jam

4.1.2 Unit Pengadaan Udara Tekan Unit ini bertugas untuk menyediakan udara tekan untuk kebutuhan instrumentasi pneumatic, untuk penyediaan udara tekan di bengkel dan untuk kebutuhan umum yang lain. Kebutuhan

udara

tekan

untuk

prarancangan

pabrik

ethylenediamine ini diperkirakan sebesar 100 m3/jam, tekanan 100 psi dan suhu 35oC. Alat untuk menyediakan udara tekan berupa kompresor yang dilengkapi dengan dryer yang berisi silica gel untuk menyerap kandungan air sampai maksimal 84 ppm. Spesifikasi Kompresor yang dibutuhkan : Kode

: KU-01

Fungsi

: Memenuhi kebutuhan udara tekan

Jenis

: Single Stage Reciprocating Compressor

Jumlah

: 1 buah

Kapasitas

: 100 m3/jam

92



4.1.3

Tekanan suction

: 1 atm (14,7 psi)

Tekanan discharge

: 100 psi (6,8027 atm)

Suhu udara

: 35 oC

Efisiensi

: 80 %

Daya kompresor

: 11 HP

Unit Pengadaan Listrik Unit ini bertugas menyediakan listrik sebagai tenaga penggerak untuk peralatan proses, keperluan pengolahan air, peralatan - peralatan elektronik atau listrik AC, maupun untuk penerangan. Listrik disupply dari generator dan dari PLN 4.1.3.1 Listrik untuk Keperluan Proses dan Utilitas Kebutuhan

listrik

untuk

keperluan

proses

keperluan pengolahan air diperkirakan sebagai berikut : Tabel 4.1 Kebutuhan Listrik untuk Proses dan Utilitas Nama Alat

Jumlah

HP

Total HP

P-01

1

0,5

0,5

P-02

1

0,5

0,5

P-03

1

2

2

P-04

1

0,5

0,5

P-05

1

0,5

0,5

P-06

1

0,5

0,5

P-07

1

1

1

P-08

1

0,5

0,5

PU-01

1

226

226

PU-02

1

226

226

93


dan


Nama Alat

Jumlah

HP

Total HP

PU-03

1

226

226

PU-04

1

1

1

PU-05

1

2

2

PU-06

1

7

7

PU-07

1

0,5

0,5

PU-08

1

0,5

0,5

PU-09

1

1

PU-10

1

60

1

PU-11

1

7

60

KU-01

1

11

7

K- 01

1

470

470

K- 02

1

1911

1911

Jumlah

3607

Jadi jumlah listrik yang dikonsumsi untuk keperluan proses dan utilitas sebesar 3607 HP. Diperkirakan kebutuhan listrik untuk alat yang tidak terdiskripsikan sebesar ± 10 % dari total kebutuhan. Maka total kebutuhan listrik adalah 3967 HP atau sebesar 2958,667 kW. 4.1.3.2 Listrik untuk Penerangan Untuk menentukan besarnya tenaga listrik digunakan persamaan :

L= dengan : L

a.F U .D : Lumen per outlet

a

: Luas area, ft2

F

: foot candle yang diperlukan

94



U

: Koefisien utilitas (tabel 16 Perry 3th ed)

D

: efisiensi lampu (tabel 16 Perry 3th ed)

Tabel 4.2 Jumlah Lumen Berdasarkan Luas Bangunan Bangunan

Luas, ft2

U

D

279,855 20

0,42

0,75

63,492

17768,56

6888,735 10

0,49

0,75

27,211

187448,57

Musholla

688,874 20

0,55

0,75

48,485

33399,93

Kantin

861,092 20

0,51

0,75

52,288

45024,41

Kantor

10763,649 35

0,60

0,75

77,779

837172,67

861,092 20

0,56

0,75

47,619

41004,38

Ruang kontrol

2152,729 40

0,56

0,75

95,238

205021,88

Laboratorium

2152,729 40

0,56

0,75

95,238

205021,88

26909,122 30

0,59

0,75

67,797

1824347,23

763,649 10

0,59

0,75

22,599

243246,30

Ruang generator

2066,621 10

0,51

0,75

26,144

54029,30

Bengkel

1549,965 40

0,51

0,75

104,575

162087,89

Garasi

2368,003 10

0,51

0,75

26,144

61908,57

Gudang

1076,365

5

0,51

0,75

13,072

14070,13

Pemadam

1549,965 20

0,51

0,75

52,287

81043,94

Tangki bahan baku

4133,241 10

0,51

0,75

26,144

108058,59

Tangki produk

11366,413 10

0,51

0,75

26,143

297161,12

Jalan dan taman

27382,722

5

0,55

0,75

12,121

331911,78

Area perluasan

15499,654

5

0,57

0,75

11,696

181282,50

Pos keamanan Parkir

Poliklinik

Proses Utilitas

Jumlah

F

129314,475

F/U.D

Lumen

4931009,63

95



Jumlah lumen : ∗

untuk penerangan dalam bangunan

∗

untuk penerangan bagian luar ruangan = 513194,3 lumen

= 4417815,3 lumen

Untuk semua area dalam bangunan direncanakan menggunakan lampu fluorescent 40 Watt dimana satu buah lampu instant starting daylight 40 W mempunyai 1.920 lumen (Tabel 18 Perry 3th ed.). Jadi jumlah lampu dalam ruangan = 2301 buah Untuk penerangan bagian luar ruangan digunakan lampu mercury 100 Watt, dimana lumen output tiap lampu adalah 3.000 lumen (Perry 3th ed.). Jadi jumlah lampu luar ruangan = 171 buah Total daya penerangan = ( 40 W x 2301 + 100 W x 171 ) = 109144,2958 W = 109,14429583 kW 4.1.4.3 Listrik untuk AC Diperkirakan menggunakan tenaga listrik sebesar 15.000 Watt atau 15 kW 4.1.3.4 Listrik untuk Laboratorium dan Instrumentasi Diperkirakan menggunakan tenaga listrik sebesar 10.000 Watt atau 10 kW.

96



Tabel 4.3 Kebutuhan Listrik Pabrik No. Kebutuhan Listrik

Tenaga listrik, kW 2958.667

1.

Listrik untuk keperluan proses dan utilitas

2.

Listrik untuk keperluan penerangan

3.

Listrik untuk AC

15

4.

Listrik untuk laboratoriun dan instrumentasi

10

Total

109,144

3092,811

Generator digunakan untuk memenuhi kebutuhan listrik untuk keperluan proses dan utilitas serta untuk laboratorium dan instrumentasi sedangkan listrik untuk keperluan penerangan dan AC diambil dari PLN. Genarator yang digunakan mempunyai efisiensi 80 %, sehingga generator yang disiapkan harus mempunyai output sebesar 4329,823 kW. Generator yang digunakan adalah generator arus bolak– balik karena: a. Tenaga listrik yang dihasilkan cukup besar b. Tegangan dapat dinaikkan atau diturunkan sesuai kebutuhan Untuk mencukupi kebetuhan daya listrik yang besar ini, dipilih menggunakan generator dengan daya 750 kW sebanyak 6 buah.

97



Spesifikasi Generator yang digunakan :

4.1.4

Kode

: GU-01

Jenis

: AC generator

Jumlah

: 6 buah

Kapasitas

: 750 kW

Tegangan

: 220/360 Volt

Efisiensi

: 80 %

Bahan bakar

: solar

Unit Pengadaan Bahan Bakar

Unit pengadaan bahan bakar mempunyai tugas untuk memenuhi kebutuhan bahan bakar generator. Jenis bahan bakar yang digunakan adalah solar. Solar diperoleh dari Pertamina dan distributornya. Pemilihan solar sebagai bahan bakar didasarkan pada alasan : 1. Mudah didapat 2. Kesetimbangan pasokan terjamin 3. Mudah dalam penyimpanan Bahan bakar solar yang digunakan mempunyai spesifikasi sebagai berikut : Heating value

: 18.800 Btu/lb

Efisiensi bahan bakar

: 80 %

Specific gravity

: 0,869

98



Densitas

: 54,319 lb/ft3

Kebutuhan bahan bakar dapat diperkirakan sebagai berikut : Bahan bakar

=

Kapasitas alat eff . ρ . h

Kebutuhan bahan bakar untuk generator Kapasitas generator

= 6 x 750 kW = 4500 kW

Kebutuhan bahan bakar = 532,219 L/jam

4.2 Laboratorium

Laboratorium memiliki peranan sangat besar di dalam suatu pabrik untuk memperoleh data – data yang diperlukan. Data – data tersebut digunakan untuk evaluasi unit – unit yang ada, menentukan tingkat efisiensi, dan untuk pengendalian mutu. Pengendalian mutu atau pengawasan mutu di dalam suatu pabrik pada hakekatnya dilakukan dengan tujuan mengendalikan mutu produk yang dihasilkan agar sesuai dengan standar yang ditentukan. Pengendalian mutu dilakukan mulai bahan baku, saat proses berlangsung, dan juga pada hasil atau produk. Pengendalian rutin dilakukan untuk menjaga agar kualitas dari bahan baku dan produk yang dihasilkan sesuai dengan spesifikasi yang diinginkan. Dengan pemeriksaan secara rutin juga dapat diketahui apakah proses berjalan

99



normal atau menyimpang. Jika diketahui analisa produk tidak sesuai dengan yang diharapkan maka dengan mudah dapat diketahui atau diatasi. Laboratorium berada di bawah bidang teknik dan perekayasaan yang mempunyai tugas pokok antara lain : a. Sebagai pengontrol kualitas bahan baku dan pengontrol kualitas produk b. Sebagai pengontrol terhadap proses produksi c. Sebagai pengontrol terhadap mutu air pendingin dan lain–lain yang berkaitan langsung dengan proses produksi Laboratorium melaksanakan kerja 24 jam sehari dalam kelompok kerja shift dan nonshift. 1. Kelompok shift Kelompok ini melaksanakan tugas pemantauan dan analisa – analisa rutin terhadap proses produksi. Dalam melaksanakan tugasnya, kelompok ini menggunakan sistem bergilir, yaitu sistem kerja shift selama 24 jam dengan dibagi menjadi 4 shift. Masing – masing shift bekerja selama 8 jam. 2. Kelompok non shift Kelompok ini mempunyai tugas melakukan analisa khusus yaitu analisa yang sifatnya tidak rutin dan menyediakan reagen kimia yang diperlukan di laboratorium. Dalam rangka membantu kelancaran pekerjaan kelompok shift, kelompok ini melaksanakan tugasnya di laboratorium utama dengan tugas antara lain : a. Menyediakan reagen kimia untuk analisa laboratorium

100



b. Melakukan analisa bahan pembuangan penyebab polusi c. Melakukan penelitian atau percobaan untuk membantu kelancaran produksi Dalam menjalankan tugasnya, bagian laboratorium dibagi menjadi : 1. Laboratorium fisik 2. Laboratorium analitik 3. Laboratorium penelitian dan pengembangan 4.2.1 Laboratorium Fisik

Bagian ini bertugas mengadakan pemeriksaan atau pengamatan terhadap sifat – sifat bahan baku dan produk. Pengamatan yang dilakukan yaitu antara lain : ∗

Specific gravity

∗

Viskositas

∗

Kandungan air

4.2.2 Laboratorium Analitik

Bagian ini mengadakan pemeriksaan terhadap bahan baku dan produk yaitu analisa kemurnian ethylenediamine. Selain itu analisa yang dilakukan adalah analisa terhadap air untuk pendingin. •

Analisa komposisi bahan baku

•

Analisa komposisi produk utama

•

Analisa komposisi produk samping

•

Analisa komposisi produk pada reaktor R-01

101



•

Analisa komposisi produk MD-01

•


•


4.2.3 Laboratorium Penelitian dan Pengembangan

Bagian ini bertujuan untuk mengadakan penelitian, misalnya :

Diversifikasi produk

Perlindungan terhadap lingkungan Disamping mengadakan penelitian rutin, laboratorium ini

juga mengadakan penelitian yang sifatnya non rutin, misalnya penelitian terhadap produk di unit tertentu yang tidak biasanya dilakukan penelitian guna mendapatkan alternatif lain terhadap penggunaan bahan baku. Alat analisa penting yang digunakan antara lain : 1. Water content tester, untuk menganalisa kadar air. 2. Hidrometer, untuk mengukur specific gravity. 3. Viscometer, untuk mengukur viskositas produk. 4. Gas Chromatography dan Liquid Chromatography untuk menganalisa komponen-komponen yang terkandung dalam produk.

102


103


BAB V MANAJEMEN PERUSAHAAN

5.1. Bentuk Perusahaan Pabrik Ethylenediamine yang akan didirikan direncanakan mempunyai : •

Bentuk

: Perseroan Terbatas (PT)

•

Lapangan Usaha

: Industri Ethylenediamine

•

Lokasi Perusahaan

: Bontang, Kalimantan Timur

Alasan dipilihnya bentuk perusahaan ini adalah didasarkan atas beberapa faktor, sebagai berikut : 1. Mudah untuk mendapatkan modal, yaitu dengan menjual saham perusahaan. 2. Tanggung jawab pemegang saham terbatas, sehingga kelancaran produksi hanya dipegang oleh pimpinan perusahaan. 3. Pemilik dan pengurus perusahaan terpisah satu sama lain, pemilik perusahaan adalah para pemegang saham dan pengurus perusahaan adalah direksi beserta stafnya yang diawasi oleh dewan komisaris. 4. Kelangsungan perusahaan lebih terjamin, karena tidak berpengaruh dengan berhentinya: a. Pemegang saham. b. Direksi beserta stafnya. c. Karyawan perusahaan

BAB V Manajemen Perusahaan

104


5. Efisiensi manajemen Para pemegang saham dapat memilih orang yang ahli sebagai dewan komisaris dan direktur utama yang cukup cakap dan berpengalaman. 6. Lapangan usaha lebih luas Suatu Perseroan Terbatas dapat menarik modal yang sangat besar dari masyarakat, sehingga dengan modal ini Perseroan Terbatas dapat memperluas usahanya.

5.2.Struktur Organisasi Salah satu faktor yang menunjang kemajuan perusahaan adalah struktur organisasi yang terdapat dan dipergunakan oleh perusahaan tersebut. Untuk mendapatkan suatu sistem yang terbaik, maka perlu diperhatikan beberapa pedoman antara lain: •

Perumusan tujuan perusahaan dengan jelas

•

Pendelegasian wewenang

•

Pembagian tugas kerja yang jelas

•

Kesatuan perintah dan tanggung jawab

•

Sistem pengontrol atas pekerjaan yang telah dilaksanakan

•

Organisasi perusahaan yang fleksibel Dengan berpedoman pada pedoman tersebut maka diperoleh struktur

organisasi yang baik yaitu sistem Line and Staff. Pada sistem ini garis kekuasaan lebih sederhana dan praktis. Demikian pula kebaikan dalam BAB V Manajemen Perusahaan

105


pembagian tugas kerja seperti yang terdapat dalam sistem organisasi fungsional, sehingga seorang karyawan hanya akan bertanggung jawab pada seorang atasan saja. Sedangkan untuk mencapai kelancaran produksi maka perlu dibentuk staf ahli yang terdiri dari orang-orang ahli dibidangnya. Staf ahli akan memberi bantuan pemikiran dan nasehat kepada tingkat pengawas demi tercapainya tujuan perusahaan. Ada 2 kelompok orang yang berpengaruh dalam menjalankan organisasi garis dan staf ini, yaitu: 1. Sebagai garis atau lini yaitu orang-orang yang melaksanakan tugas pokok organisasi dalam rangka mencapai tujuan. 2. Sebagai staf yaitu orang-orang yang melakukan tugas sesuai dengan keahliannya dalam hal ini berfungsi untuk memberi saran-saran kepada unit operasional. Pemegang saham sebagai pemilik perusahaan dalam pelaksanaan tugas sehari-harinya diwakili oleh Dewan Komisaris, sedangkan tugas untuk menjalankan perusahaan dilaksanakan oleh Direktur Utama dibantu oleh Direktur Teknik, Direktur Keuangan dan Umum. Direktur Teknik membawahi bidang pemasaran, teknik dan produksi, sedangkan Direktur Keuangan dan Umum membidangi kelancaran pelayanan. Direktur-direktur ini membawahi beberapa kepala bagian yang akan bertanggung jawab membawahi atas bagian dalam perusahaan, sebagai bagian dari pendelegasian wewenang dan tanggung jawab. Masing-masing kepala bagian membawahi beberapa seksi dan masingmasing seksi akan mambawahi beberapa karyawan perusahaan pada masingBAB V Manajemen Perusahaan

106


masing bidangnya. Karyawan perusahaan akan dibagi dalam beberapa kelompok regu yang setiap kepala regu akan bertanggung jawab kepada pengawas masing-masing seksi.

5.3.Tugas dan Wewenang 5.3.1.Pemegang Saham Pemegang saham adalah beberapa orang yang mengumpulkan modal untuk kepentingan pendirian dan berjalannya operasi perusahaan tersebut. Kekuasaan tertinggi pada perusahaan yang mempunyai bentuk PT (Perseroan Terbatas) adalah Rapat Umum Pemegang Saham (RUPS). Pada RUPS tersebut para pemegang saham berwenang: •

Mengangkat dan memberhentikan Dewan Komisaris

•

Mengangkat dan memberhentikan Direktur

•

Mengesahkan hasil-hasil usaha serta neraca perhitungan untung rugi tahunan dari perusahaan.

5.3.2.Dewan Komisaris Dewan Komisaris merupakan pelaksana tugas sehari-hari dari pemilik saham, sehingga Dewan Komisaris akan bertanggung jawab kepada pemilik saham. Tugas-tugas Dewan Komisaris meliputi:


107


•

Menilai dan menyetujui rencana direksi tentang kebijakan umum, target perusahaan, alokasi sumber-sumber dana dan pengarahan pemasaran.

•

Mengawasi tugas-tugas direksi

•

Membantu direksi dalam tugas-tugas penting.

5.3.3.Dewan Direksi Direktur Utama merupakan pimpinan tertinggi dalam perusahaan dan bertanggung jawab sepenuhnya terhadap maju mundurnya perusahaan. Direktur Utama bertanggung jawab terhadap Dewan Komisaris atas segala tindakan dan kebijaksanaan yang diambil sebagai pimpinan perusahaan. Direktur Utama membawahi Direktur Produksi dan Direktur Keuangan dan Umum. Tugas Direktur Utama : •

Melaksanakan kebijakan perusahaan dan mempertanggungjawabkan pekerjaannya pada pemegang saham pada akhir jabatannya.

•

Menjaga stabilitas organisasi perusahaan dan membuat kontinyuitas hubungan yang baik antara pemilik saham, pimpinan, konsumen dan karyawan.

•

Mengangkat

dan

memberhentikan

Kepala

Bagian

persetujuan rapat pemegang saham.


dengan

108


•

Mengkoordinasi kerja sama dengan Direktur Produksi dan Direktur keuangan dan Umum.

Tugas Direktur Produksi: •

Bertanggung jawab kepada Direktur Utama dalam bidang produksi, teknik dan pemasaran.

•

Mengkoordinasi, mengatur dan mengawasi pelaksanaan pekerjaan kepala-kepala bagian yang menjadi bawahannya.

Tugas Direktur Keuangan dan Umum: •

Bertanggung jawab kepada Direktur Utama dalam bidang keuangan dan pelayanan umum.

•

Mengkoordinasi, mengatur dan mengawasi pelaksanaan pekerjaan kepala-kepala bagian yang menjadi bawahannya.

5.3.4.Staf Ahli Staf Ahli terdiri dari tenaga-tenaga ahli yang bertugas membantu Direktur dalam menjalankan tugasnya baik yang berhubungan dengan teknik maupun administrasi. Staf ahli bertanggung jawab kepada Direktur Utama sesuai dengan bidang keahlianya masing-masing. Tugas dan wewenang staf ahli : •

Memberikan nasehat dan saran dalam perencanaan pengembangan perusahaan.

•

Mengadakan evaluasi bidang teknik dan ekonomi perusahaan.

•

Memberikan saran-saran dalam bidang hukum. BAB V Manajemen Perusahaan

109


5.3.5.Penelitian dan Pengembangan (Litbang) Penelitian dan Pengembangan terdiri dari ahli-ahli atau sarjanasarjana sebagai pembantu direksi dan bertanggung jawab kepada direksi. Litbang membawahi 2 (dua) departemen:

1. Departemen Penelitian 2. Departemen Pengembangan Tugas dan Wewenang Litbang: •

Mempertinggi mutu suatu produk

•

Memperbaiki

proses

dari

pabrik/perencanaan

alat

untuk

pengembangan produksi •

Mempertinggi efisiensi kerja

5.3.6.Kepala Bagian Secara umum tugas kepala bagian adalah mengkoordinasi, mengatur dan mengawasi pelaksanaan pekerjaan dalam lingkungan bagiannya sesuai dengan garis-garis yang diberikan oleh perusahaan. Kepala bagian dapat pula bertindak sebagai staf direktur bersama-sama staf ahli. Kepala bagian bertanggung jawab kepada Direktur Utama yang terdiri dari: A. Kepala bagian produksi. Bertanggung jawab kepada Direktur Produksi dalam bidang mutu dan kelancaran produksi. BAB V Manajemen Perusahaan

110


Kepala bagian produksi membawahi: • Seksi Proses • Seksi Pengendalian • Seksi laboratorium

Tugas seksi proses, meliputi: •

Mengawasi jalannya proses dan produksi

•

Menjalankan tindakan seperlunya pada peralatan produksi yang mengalami kerusakan, sebelum diperbaiki oleh seksi yang berwenang.

Tugas seksi pengendalian, yaitu: Menangani hal-hal yang dapat mengancam keselamatan kerja dan mengurangi potensi bahaya yang ada. Tugas seksi laboratorium, meliputi: •

Mengawasi dan menganalisa mutu bahan baku dan bahan pembantu

•

Mengawasi dan menganalisa mutu produksi

•

Mengawasi hal-hal tentang buangan pabrik

B. Kepala Bagian Pemasaran Bertanggung jawab kepada direktur produksi dalam bidang bahan baku dan pemasaran hasil produksi. BAB V Manajemen Perusahaan

111


Kepala bagian ini membawahi: 1

Seksi Pembelian, bertugas: •

Melaksanakan pembelian barang dan peralatan yang dibutuhkan perusahaan.

•

Mengetahui harga pasaran dan mutu bahan baku serta mengatur keluar masuknya bahan dan alat dari gudang.

2

Seksi Penjualan, bertugas: •

Merencanakan strategi penjualan hasil produksi

•

Mengatur distribusi barang dari gudang

C. Kepala Bagian Teknik Bertanggung jawab kepada direktur produksi dalam bidang peralatan, proses dan utilitas. Kepala bagian teknik membawahi: 1 . Seksi Pemeliharaan, bertugas: •

Melaksanakan pemeliharaan fasilitas gedung dan peralatan pabrik

• 2

Memperbaiki kerusakan peralatan pabrik

Seksi Utilitas •

Melaksanakan dan mengatur sarana utilitas untuk memenuhi kebutuhan proses, kebutuhan uap, air dan tenaga listrik.

D. Kepala Bagian Keuangan


112


Kepala bagian keuangan bertanggung jawab kepada Direktur Keuangan dan Umum dalam bidang administrasi dan keuangan. Kepala bagian Keuangan membawahi: 1. Seksi Administrasi, yang bertugas : •

Menyelenggarakan pencatatan hutang piutang, administrasi persediaan kantor dan pembukuan serta masalah pajak.

2. Seksi Kas, yang bertugas : •

Menghitung penggunaan uang perusahaan, mengamankan uang dan membuat prediksi keuangan masa depan.

•

Mengadakan

perhitungan

tentang

gaji

dan

insentif

karyawan. E. Kepala Bagian Umum Bertanggung jawab kepada Direktur Keuangan dan Umum dalam bidang personalia, hubungan masyarakat dan keamanan. Kepala Bagian Umum membawahi : 1. Seksi Personalia, dengan tugas : •

Membina tenaga kerja dan menciptakan suasana kerja yang sebaik mungkin antara pekerja dan pekerjaannya serta lingkunagnnya supaya tidak terjadi pemborosan waktu dan biaya.


113


•

Mengusahakan disiplin kerja yang tinggi dalam menciptakan kondisi kerja yang dinamis.

•

Melaksanakan

hal-hal

yang

berhubungan

dengan

kesejahteraan karyawan. 2. Seksi Humas, yang bertugas : •

Mengatur hubungan perusahaan dengan masyarakat luar.

3. Seksi Keamanan, yang bertugas : •

Menjaga semua bangunan pabrik dan fasilitas yang ada di perusahaan.

•

Mengawasi keluar masuknya orang-orang, baik karyawan maupun yang bukan dari lingkungan perusahaan.

•

Menjaga dan memelihara kerahasiaan yang berhubungan dengan internal perusahaan.

5.3.7. Kepala Seksi Merupakan pelaksana pekerjaan dalam lingkungan bagiannya sesuai dengan rencana yang telah diatur oleh kepala bagian masingmasing, agar diperoleh hasil yang maksimum dan efektif selama berlangsungnya proses produksi. Setiap kepala seksi bertanggung jawab terhadap kepala bagian masing-masing sesuai dengan seksinya. Struktur organisasi perusahaan dapat dilihat pada Gambar.5.1.

5.4. Pembagian Jam Kerja Karyawan


114


Pabrik Ethylenediamine direncanakan beroperasi selama 330 hari dalam satu tahun dan proses produksi berlangsung 24 jam per hari. Sisa hari yang bukan hari libur digunakan untuk perbaikan dan perawatan (shutdown pabrik). Sedangkan pembagian jam kerja karyawan digolongkan dalam dua golongan, yaitu : 1. Karyawan non shift / harian. Karyawan non shift adalah para karyawan yang tidak menangani proses produksi secara langsung. Yang termasuk karyawan harian adalah direktur , Staf Ahli, Kepala Bagian, Kepala Seksi serta bawahan yang ada di kantor. Jumlah karyawan non shift sebanyak 44 orang. Karyawan harian dalam satu minggu akan bekerja selama 5 hari dengan pembagian jam kerja sebagai berikut : Jam kerja : •

Hari Senin-Jum’at

: jam 08.00 – 16.00

Jam istirahat: •

Hari Senin-Kamis

: jam 12.00 – 13.00

•

Hari Jum’at

: jam 11.00 – 13.00

2. Karyawan Shift Karyawan shift adalah karyawan yang secara langsung menangani proses produksi atau mangatur bagian-bagian tertentu dari pabrik yang mempunyai hubungan dengan masalah keamanan dan kelancaran produksi. Yang termasuk karyawan shift antara lain: operator


115


produksi, sebagian dari bagian teknik, bagian gudang dan bagian-bagian keamanan. Para karyawan shift akan bekerja bergantian sehari semalam, dengan pengaturan sebagai berikut: •

Shift pagi

: jam 07.00 – 15.00

•

Shift sore

: jam 15.00 – 23.00

•

Shift malam

: jam 23.00 – 07.00

Untuk karyawan shift ini dibagi dalam 4 regu (A,B,C,D) dimana 3 regu bekerja dan 1 regu istirahat dan dikenakan secara bergantian. Tiap regu akan mendapat giliran 3 hari kerja dan 1 hari libur tiap-tiap shift dan masuk lagi untuk shift berikutnya. Jumlah karyawan shift sebanyak 48 orang. Tiap regu terdiri dari 12 orang karyawan. Tabel 5.1 Jadwal pembagian kelompok shift Hari ke Shift 1

2

3

4

5

6

7

8

9

10

11

12

13

14

Pagi

A

D

D

D

C

C

C

B

B

B

A

A

A

D

Sore

B

B

A

A

A

D

D

D

C

C

C

B

B

B

Malam

C

C

C

B

B

B

A

A

A

D

D

D

C

C

Libur

D

A

B

C

D

A

B

C

D

A

B

C

D

A

Kelancaran produksi dari suatu pabrik sangat dipengaruhi oleh faktor kedisiplinan karyawannya. Untuk itu kepada seluruh karyawan BAB V Manajemen Perusahaan

116


diberlakukan absensi dan masalah absensi ini akan digunakan pimpinan perusahaan sebagai dasar dalam mengembangkan karier para karyawan dalam perusahaan.

5.5. Status Karyawan dan Sistem Upah Pada pabrik Ethylenediamine ini, sistem upah karyawan berbedabeda tergantung pada status karyawan, kedudukan, tanggung jawab dan keahlian. Menurut statusnya karyawan dibagi menjadi 3 golongan sebagai berikut :

a. Karyawan tetap Yaitu karyawan yang diangkat dan diberhentikan dengan Surat Keputusan (SK) direksi dan mendapat gaji bulanan sesuai dengan kedudukan, keahlian dan masa kerja. b. Karyawan Harian Yaitu Karyawan yang diangkat dan diberhentikan direksi tanpa Surat Keputusan (SK) direksi dan mendapat upah harian yang dibayar tiap akhir pekan. c. Karyawan Borongan Yaitu karyawan yang digunakan oleh pabrik bila diperlukan saja. Karyawan ini menerima upah borongan untuk suatu perusahaan. BAB V Manajemen Perusahaan

117


5.6. Penggolongan Jabatan, Jumlah Karyawan dan Gaji 5.6.1. Penggolongan Jabatan 1. Direktur Utama

: Sarjana Ekonomi/Teknik/Hukum

2. Direktur Produksi

: Sarjana Teknik Kimia

3. Direktur Keuangan

: Sarjana Ekonomi

4. Kepala Bagian Produksi

: Sarjana Teknik Kimia

5. Kepala Bagian Teknik

: Sarjana Teknik Mesin

6. Kepala Bagian pemasaran : Sarjana Teknik Kimia/Ekonomi 7. Kepala Bagian Keuangan : Sarjana Ekonomi 8. Kepala Bagian Umum

: Sarjana Hukum

9. Kepala Seksi

: Sarjana Muda

10. Operator

: Ahli Madya (D3)

11. Sekretaris

: Akademi Sekretaris

12. Dokter

: Sarjana Kedokteran

13. Perawat

: Akademi Perawat

14. Lain-lain

: SD/SMP/Sederajat

5.6.2. Jumlah Karyawan dan Gaji Jumlah karyawan harus ditentukan secara tepat sehingga semua pekerjaan yang ada dapat diselesaikan dengan baik dan efisien. Jumlah karyawan sesuai dengan jabatannya adalah sebagai berikut


118


Tabel 5.2 Jumlah karyawan No.

Jabatan

Jumlah

1.

Direktur Utama

1

2.

Direktur Produksi

1

3.

Direktur Keuangan dan Umum

1

4.

Staff Ahli

3

5.

Litbang

4

6.

Sekretaris

3

7.

Kepala Bagian Produksi

1

8.

Kepala Bagian Pemasaran

1

No.

Jabatan

Jumlah

9.

Kepala Bagian Teknik

1

10.

Kepala Bagian Umum

1

11.

Kepala Bagian Keuangan

1

12.

Kepala Seksi Proses

1

13.

Kepala Seksi Pengendalian

1

14.

Kepala Seksi Laboratorium

1

15.

Kepala Seksi Pemeliharaan

1

16.

Kepala Seksi Utilitas

1

17.

Kepala Seksi Administrasi

1

18.

Kepala Seksi Keuangan

1


119


19.

Kepala Seksi Personalia

1

20.

Kepala Seksi Humas

1

21.

Kepala Seksi Keamanan

1

22.

Kepala Seksi Pembelian

1

23.

Kepala Seksi Pemasaran

1

24.

Karyawan Proses

48

25.

Karyawan Pengendalian

15

26.

Karyawan Laboratorium

10

27.

Karyawan Pemeliharaan

10

28.

Karyawan Utilitas

10

29.

Karyawan Administrasi

5

No.

Jabatan

Jumlah

30.

Karyawan Keuangan

4

31.

Karyawan Personalia

4

32.

Karyawan Humas

3

33.

Karyawan Keamanan

8

34.

Karyawan Pembelian

5

35.

Karyawan Pemasaran

5

36.

Tenaga Medis

6

37.

Sopir

4

38.

Pesuruh

4

TOTAL

165


120


Perincian Golongan dan Gaji Karyawan Tabel 5.3 Gaji karyawan Gol.

Jabatan

Gaji / bulan

Kualifikasi

I.

Direktur Utama

Rp. 35.000.000,00

S1 / S2 / S3

II.

Direktur

Rp. 25.000.000,00

S1 / S2

III.

Litbang,Staff Ahli

Rp. 15.000.000,00

S1

IV.

Kepala Bagian

Rp. 10.000.000,00

S1

V.

Kepala Seksi,Sekretaris Rp. 5.000.000,00

S1 / D3

VI.

Karyawan Biasa

SLTA / D1 / D3

Rp. 2.000.000 – Rp. 4.000.000

5.7. Kesejahteraan Sosial Karyawan Kesejahteraan yang diberikan oleh perusahaan pada karyawan antara lain: 1. Tunjangan •

Tunjangan berupa gaji pokok berdasarkan golongan karyawan yang bersangkutan

•

Tunjangan jabatan berdasarkan jabatan yang dipegang karyawan

•

Tunjangan lembur yang diberikan kepada karyawan yang bekerja diluar jam kerja berdasarkan jumlah jam kerja

2. Cuti •

Cuti tahunan diberikan kepada setiap karyawan selama 12 hari kerja dalam 1 tahun BAB V Manajemen Perusahaan

121


•

Cuti sakit diberikan pada karyawan yang menderita sakit berdasarkan keterangan Dokter.

3. Pakaian Kerja Pakaian kerja diberikan pada setiap karyawan sejumlah 3 pasang untuk setiap tahunnya 4. Pengobatan a. Biaya pengobatan bagi karyawan yang menderita sakit yang diakibatkan oleh kerja ditanggung oleh perusahaan sesuai dengan undang-undang yang berlaku b. Biaya pengobatan bagi karyawan yang menderita sakit tidak disebabkan

oleh

kecelakaan

kerja

diatur

berdasarkan

kebijaksanaan perusahaan.


122



123


BAB VI ANALISA EKONOMI

Pada prarancangan pabrik ethylenediamine ini dilakukan evaluasi atau penilaian investasi dengan maksud untuk mengetahui apakah pabrik yang dirancang ini dapat menguntungkan atau tidak. Yang terpenting dari prarancangan ini adalah estimasi harga dari alat-alat, karena harga ini dipakai sebagai dasar untuk estimasi analisa ekonomi, sedangkan analisa ekonomi dipakai untuk mendapatkan perkiraan / estimasi tentang kelayakan investasi modal dalam kegiatan produksi suatu pabrik, besarnya laba yang diperoleh, lamanya modal investasi dapat dikembalikan dan terjadinya titik impas. Selain itu analisa ekonomi dimaksudkan untuk mengetahui apakah pabrik yang akan didirikan dapat menguntungkan atau tidak jika didirikan. Untuk itu pada prarancangan pabrik ethylenediamine ini, kelayakan investasi modal dalam sebuah pabrik dapat diperkirakan dan dianalisa meliputi : a. Profitability Profitability adalah selisih antara total penjualan produk dengan total biaya produksi yang dikeluarkan. Profitabillity = Total penjualan produk - Total biaya produksi b. Percent Profit On Sales (% POS) Percent Profit On Sales adalah rasio keuntungan dengan harga penjualan produk yang digunakan untuk mengetahui besarnya tingkat keuntungan yang diperoleh. BAB V I Analisa Ekonomi

124


POS =

Keuntungan x 100 % Harga jual produk

c. Percent Return of Investement (% ROI) Percent Return of Investement adalah rasio keuntungan tahunan dengan

mengukur kemampuan perusahaan dalam mengembalikan modal investasi. ROI membandingkan laba rata-rata terhadap Total Capital Investment. Prb =

Pra =

Pb ra IF

Pa ra IF

dengan : Prb

= % ROI sebelum pajak

Pra

= % ROI setelah pajak

Pb

= Keuntungan sebelum pajak

Pa

= Keuntungan setelah pajak

ra

= Annual production rate

If

= Fixed capital investment (Aries, Newton, 1955)

d. Pay Out Time (POT) Pay Out Time adalah jumlah tahun yang diperlukan untuk mengembalikan Capital Invesment berdasarkan profit yang diperoleh.

D=

IF Pb ra + 0,1 I F

BAB V I Analisa Ekonomi

125


dengan : D

= Pay out time, tahun

Pb

= Keuntungan sebelum pajak

ra


If

= Fixed Capital Invesment (Aries,

Newton,

1955) e. Break Even Point (BEP) Break Even Point adalah titik impas suatu keadaan, dimana besarnya

kapasitas produksi dapat menutupi biaya keseluruhan. Suatu keadaan di mana pabrik tidak mendapatkan keuntungan namun tidak menderita kerugian. Ra =

(Fa + 0,3 R a )Z Sa − Va − 0,7 R a

dengan : ra


Fa

= Annual fixed expense at max production

Ra

= Annual regulated expense at max production

Sa

= Annual sales value at max production

Va

= Annual variable expense at max production

Z

= Annual max production

f. Shut Down Point (SDP)


126


Shut Down Point adalah titik dimana pabrik tersebut mengalami kerugian

sebesar Fixed Cost yang menyebabkan pabrik harus tutup. ra

=

0,3 R a Z Sa − Va − 0,7 R a

dengan : ra


Fa

= Annual fixed expense at max production

Ra

= Annual regulated expense at max production

Sa

= Annual sales value at max production

Va

= Annual variable expense at max production

Z

= Annual max production (Timmerhaus,

2003) g. Discounted Cash Flow (DCF) Discounted Cash Flow adalah perbandingan besarnya presentase

keuntungan yang diperoleh terhadap Capital Invesment dibandingkan dengan tingkat bunga yang berlaku di bank. FCI − SV Depresiasi

Umur pabrik (n)

=

(FC+WC) (1+i)n

= (FC+WC) + |(1+i)n-1 +(1+i)n-2 +…+1| x c

Dengan cara coba ralat diperoleh ralat nilai i = % Untuk meninjau faktor- faktor diatas perlu dilakukan penafsiran terhadap beberapa faktor yaitu : 1. Penafsiran modal industri (Total Capital Investment) BAB V I Analisa Ekonomi

127


Capital Investment adalah banyaknya pengeluaran- pengeluaran yang

diperlukan untuk fasilitas- fasilitas produktif dan untuk menjalankannya.

Capital Investment meliputi : •

Fixed Capital Investment (Modal tetap) Fixed Capital Investment adalah investasi yang digunakan untuk

mendirikan fasilitas produksi dan pembantunya. •

Working Capital (Modal Kerja) Working Capital adalah bagian yang diperlukan untuk menjalankan usaha

atau modal dalam operasi dari suatu pabrik selama waktu tertentu dalam harga lancar. 2. Penentuan biaya produksi total (Production Costs), yang terdiri dari: a. Biaya pengeluaran (Manufacturing Costs) Manufacturing Cost merupakan jumlah direct, indirect, dan fixed manufacturing cost yang bersangkutan dengan produk. •

Direct Manufacturing Cost Direct

Manufacturing

Cost

merupakan

pengeluaran

yang

bersangkutan langsung dalam pembuatan produk. •

Indirect Manufacturing Cost Indirect Manufacturing Cost adalah pengeluaran sebagai akibat tidak

langsung dan bukan langsung dari operasi pabrik. •

Fixed Manufacturing Cost


128


Fixed Manufacturing Cost merupakan harga yang berkenaan dengan fixed capital dan pengeluaran yang bersangkutan dimana harganya

tetap, tidak tergantung waktu maupun tingkat produksi

b. Biaya pengeluaran Umum (General Expense) General Expense adalah pengeluaran yang tidak berkaitan dengan

produksi tetapi berhubungan dengan operasional perusahaan secara umum 3. Total Pendapatan penjualan produk ethylenediamine. Yaitu keuntungan yang didapat selama satu periode produksi

6.1

Penaksiran Harga Peralatan

Harga peralatan pabrik bisa diperkirakan dengan metode yang dikonversikan dengan keadaan yang ada sekarang ini. Penentuan harga peralatan dilakukan dengan menggunakan data Indeks Harga. Penentuan harga dengan indeks dilakukan untuk alat dengan kapasitas yang sama dan jenis yang sama namun berbeda tahunnya.


129


Tabel 6.1 Indeks Harga Alat Cost Index, tahun

Chemical Engineering Plant Index

1991

361,3

1992

358,2

1993

359,2

1994

368,1

1995

381,1

1996

381,7

1997

386,5

1998

389,5

1999

390,6

2000

394,1

2001

394,3

2002

390,4 (Timmerhaus, 2003)

Persamaan yang digunakan : Ex = Ey.

Nx Ny

dengan : Ex = Harga pembelian alat pada tahun 2010


130


Ey = Harga pembelian alat pada tahun 2002 Nx = Indeks harga pada tahun 2010 Ny = Indeks harga pada tahun 2002

6.2 Penentuan Total Capital Investment (TCI)

Asumsi-asumsi dan ketentuan yang digunakan dalam analisa ekonomi : 1. Pembangunan fisik pabrik akan dilaksanakan pada tahun 2010 dengan masa konstruksi dan instalasi selama 2 tahun dan pabrik dapat beroperasi secara komersial pada awal tahun 2012. 2. Proses yang dijalankan adalah proses kontinyu. 3. Kapasitas produksi adalah 20.000 ton/tahun. 4. Jumlah hari kerja adalah 330 hari per tahun. 5. Modal kerja yang diperhitungkan adalah selama 1 bulan. 6. Shut down pabrik dilaksanakan selama 30 hari dalam satu tahun untuk perbaikan alat-alat pabrik. 7. Umur alat-alat pabrik diperkirakan 10 tahun. kecuali alat-alat tertentu (umur pompa dan tangki adalah 5 tahun). 8. Nilai rongsokan (salvage value) 0% dari FCI. 9. Situasi pasar, biaya dan lain-lain diperkirakan stabil selama pabrik beroperasi. 10. Upah buruh asing US$ 20 per manhour. 11. Upah buruh Indonesia Rp. 20.000,- per manhour. BAB V I Analisa Ekonomi

131


12. Perbandingan jumlah tenaga asing : tenaga Indonesia = 5% : 95%. 13. Kurs rupiah yang dipakai Rp. 9000,-

6.2.1

Modal Tetap (Fixed Capital Invesment)

Tabel 6.2 Harga peralatan No.

Kode alat

Jumlah

Harga US $ 2002

Total

2010

Harga

1

T-01

1

40000

43881

43881

2

T-02

1

19800

21517

21517

3

T-03

1

121500

132037

132037

4

T-04

1

222700

242013

242013

5

V-01

1

1300

1413

1413

6

V-02

1

9900

10759

10759

7

R

1

104977.86

115163

115163

8

CP

1

7000

7679

7679

9

S-01

1

4800

5216

5216

10

S-02

1

4800

5216

5216

11

S-03

1

7600

8259

8259

12

MD-01

1

13527.83

14840

14840

13

MD-02

1

10736.37

11778

11778

14

MD-03

1

29346.08

32193

32193

15

CD-01

1

19600

21300

21300

16

CD-02

1

9600

10433

10433

17

CD-03

1

11700

12715

12715

18

RB-01

1

24100

26190

26190

19

RB-02

1

16200

17605

17605


132


20

RB-03

1

18600

20213

20213

21

ACC-01

1

900

987

987

22

ACC-02

1

1200

1316

1316

23

ACC-03

1

2000

2194

2194

24

HE-01

1

1300

1413

1413

25

HE-02

1

900

978

978

26

HE-03

1

3900

4238

4238

No.

Kode alat

Jumlah

Harga US $

Total

2002

2010

Harga

27

K-01

1

187500

203760

203760

28

K-02

1

576500

626495

626495

29

EX-01

1

147600

161920

161920

30

EX-02

1

1400

1521

1521

31

P-01

2

1100

1207

2413

32

P-02

2

1500

1646

3291

33

P-03

2

1200

1316

2633

34

P-04

2

1800

1975

3949

35

P-05

2

1050

1152

2304

36

P-06

2

1100

1207

2413

37

P-07

2

1000

1097

2194

38

P-08

2

2000

2194

4388

Total

1788829

Purchase Equipment Cost

PEC murni = US$ 1788829 Biaya pengangkutan sampai pelabuhan ( = 15 % PEC murni ) = US$ 268324 Asuransi pengangkutan (0,5 - 0,75 % PEC murni) diambil 0,75% =US$ 13416 Biaya pengangkutan dari pelabuhan ke lokasi (25% PEC murni) = US$ 4472


133


TOTAL PURCHASED EQUIPMENT COST ( PEC ) = US$ 2.665.355 Kurs Rupiah 1 U$ = Rp. 9000 PEC (Harga peralatan) = Rp. 23.988.192.667

Tabel 6.3 Fixed Capital Invesment No Jenis

Harga US $

Harga (Rp)

2.665.355

23.988.192.667

346.238

3.116.139.569

1.023.608

9.212.467.728

457.344

4.116.094.804

1.

Harga pembelian peralatan

2.

Instalasi alat-alat

3.

Pemipaan

4.

Instrumentasi

5.

Isolasi

73.541

661.866.613

6.

Listrik

268.324

2.414.918.725

7.

Bangunan

536.649

4.829.837.450

8.

Tanah & Perbaikan lahan

1.434.991

12.914.918.725

9.

Utilitas

422.238

3.800.141.708

1.445.657

13.010.915.598

423.680

3.903.274.679

1.301.092

11.709.824.038

10.408.732

93.678.592.307

10. Engineering&Construction 11. Contractor’s fee 12. Contingency Fixed Capital Invesment (FCI)

6.2.2. Modal Kerja (Working Capital)

Tabel 6.4 Working Capital Invesment No.

1.

Jenis

Persediaan bahan baku

Harga (Rp)

8.962.589.343


134


2.

In-process inventory

4.379.009.604

3.

Product inventory

17.516.038.416

4.

Extended credit

18.690.000.000

5.

Available cash

17.516.038.416

Working Capital (WC)

67.063.675.779

Total Capital Investment (TCI)

TCI

= FCI + WCI = Rp. 160.742.268.086

6.3 Biaya Produksi Total (Total Production Cost) 6.3.1 Manufacturing Cost (MC) 6.3.1.1 Direct Manufacturing Cost (DMC)

Tabel 6.5 Direct Manufacturing Cost No.

Jenis

1.

Harga Bahan Baku

2.

Gaji Pegawai

3.

Supervisi

4.

Maintenance

5.

Plant Supplies

6.

Royalty & Patent

7.

Utilitas

Harga (Rp)

87.600.974.167 3.564.000.000 534.600.000 6.557.501.461 983.625.219 6.132.816.656 44.954.173.408

Total Direct Manufacturing Cost

150.327.690.912


135


6.3.1.2 Indirect Manufacturing Cost (IMC)

Tabel 6.6 Indirect Manufacturing Cost No.

Jenis

Harga (Rp)

1.

Payroll Overhead

534.600.000

2.

Laboratory

356.400.000

3.

Plant Over Head

4.

Packaging & Shipping

45.996.124.923

Total Indirect Manufacturing Cost

49.560.124.923

2.673.000.000

6.3.1.3 Fixed Manufacturing Cost (FMC)

Tabel 6.7 Fixed Manufacturing Cost No.

Jenis

Harga (Rp)

1.

Depresiasi

7.494.287.385

2.

Property Tax

1.873.571.846

3.

Asuransi

936.785.923

Total Fixed Manufacturing Cost

10.304.645.154

Total Manufacturing Cost (TMC) = DMC + IMC + FMC = Rp 210.192.460.989 6.3.1.4 General Expense (GE)

Tabel 6.8 General Expense No.

Jenis

Harga (Rp)

1.

Administrasi

4.832.000.000

2.

Sales

29.426.944.538

3.

Research

12.611.547.659

4.

Finance

9.048.332.386

General Expense (GE)

55.918.824.583


136


Biaya Produksi Total (TPC)

= MC + GE = Rp. 266.111.285.572

6.4 Keuntungan (Profit)

Penjualan produk : Produksi ethylenediamine selama 1 tahun = 20000 ton Hasil penjualan ethylenediamine 1 tahun = Rp. 224.280.000.000 Produksi diethylenetriamine selama 1 tahun = 9.188 ton Hasil penjualan diethylenetriamine 1 tahun = Rp. 82.360.832.822 Hasil penjualan total 1 tahun = Rp. 306.640.832.822

Total Penjualan Produk

= Rp. 306.640.832.822

Biaya produksi total (TPC) = Rp. 266.096.231.895 Keuntungan sebelum pajak = Rp. 40.529.547.249 Pajak diambil 20%

= Rp.

8.105.909.450

Keuntungan setelah pajak

= Rp. 32.423.637.799

Analisa Kelayakan

1. % Return of Invesment (% ROI) a. ROI sebelum pajak

= 43,26%

b. ROI setelah pajak

= 34,61%

2. Pay Out Time (POT) BAB V I Analisa Ekonomi

137


a. POT sebelum pajak

= 1,95 tahun

b. POT setalah pajak

= 2,35 tahun

3. Break Even Point (BEP) Besarnya BEP untuk pabrik ethylenediamine ini adalah 43,84 % 4. Shut Down Point (SDP) Besarnya SDP untuk pabrik ethylenediamine ini adalah 29,56 % 5. Discounted Cash Flow (DCF) Besarnya DCF untuk pabrik ethylenediamine ini adalah 22,89 %

Nilai x Rp. 10.000.000.000,-

45 40 35 30 25 Ra

20 15

Sa

10 Va 5

BEP

SDP

Fa

0 0

10

20

30

40

50

60

70

80

90

100

% Kapasitas

Gambar 6.1 Grafik Analisa Kelayakan


138


KESIMPULAN

Dari analisa ekonomi yang dilakukan dapat dihitung : 1. Percent Return On Investment (ROI) sebelum pajak sebesar 43,26 % 2. Pay Out Time (POT) sebelum pajak sebesar 1,95 tahun 3. Break Event Point (BEP) sebesar 43,84 % 4. Shut Down Point (SDP) sebesar 29,56 % 5. Discounted Cash Flow (DCF) sebesar 22,89 % Bunga yang dihasilkan dari pendirian pabrik ini adalah 22,89%, bunga ini diatas suku bunga Bank Indonesia sebesar 8,5% Dengan

demikian

pendirian

pabrik

ethylenediamine

dari

monoethanolamine dan ammonia dengan kapasitas 20.000 ton / tahun layak

untuk didirikan.


B-1


NERACA MASSA

1. KAPASITAS PRODUKSI Kapasitas produksi

= 20.000 ton/tahun

Jumlah hari kerja dalam satu tahun = 330 hari Jumlah jam kerja dalam satu hari

= 24 jam

Maka, produksi dalam satu jam

= 20000

ton kg th hari x1000 x x th ton 330hari 24 jam

= 2525,252 kg/jam

2. NERACA MASSA DI VAPORIZER I (V-01) ARUS 3 ARUS 1d S-01

ARUS 1c ARUS 1b ARUS 1a

Efisiensi vaporizer = 80 % Massa arus 1a

Massa NH3

=

896,429 kg

Massa H2O

=

4,765 kg

Jumlah

=

901,194 kg

Lampiran B

Neraca Massa

B-2


Massa arus 1b

Massa NH3

=

1120,537 kg

Massa H2O

=

5,956 kg

Jumlah

=

1126,493 kg

Massa arus 1c

Massa NH3

=

224,107 kg

Massa H2O

=

1,192 kg

Jumlah

=

225,299 kg

Massa arus 1d

Massa NH3 = 1/0,8 x 896,429

=

1120,537 kg

Massa H2O = 1/0,8 x 4,765

=

5,956 kg

Jumlah

=

1126,493 kg

Massa NH3

=

896,429 kg

Massa H2O

=

4,765 kg

Jumlah

=

901,194 kg

Massa arus 3

Lampiran B

Neraca Massa

B-3


Input

Output

Komponen

Arus 1a(kg)

Arus 1a (kmol) Arus 3 (kg)

Arus 3 (kmol)

NH3

896,429

52,635

896,429

52,635

H2O

4,765

0,264

4,765

0,264

901,194

52,900

901,194

52,900

Total

3. NERACA MASSA DI VAPORIZER II (V-02)

ARUS 4 ARUS 2d S-02


Efisiensi vaporizer = 80 % Massa arus 2a

massa H2O

=

11,503

kg

massa EDA

=

52,216

kg

massa MEA

=

5103,438 kg

massa DETA

=

21,186 kg

Jumlah

=

Lampiran B

5188,343

kg

Neraca Massa

B-4


Massa arus 2b

massa H2O

=

14,379 kg

massa EDA

=

65,270 kg

massa MEA

=

6379,297 kg

massa DETA

=

26,482 kg

Jumlah

=

6485,428 kg

massa H2O

=

2,876 kg

massa EDA

=

13,055 kg

massa MEA

=

1275,859 kg

massa DETA

=

5,296 kg

Jumlah

=

1297,086 kg

= 1/0,8 x 11,503

=

14,379 kg

massa EDA = 1/0,8 x 52,216

=

65,270 kg

massa MEA = 1/0,8 x 5103,438

=

6379,297 kg

massa DETA = 1/0,8 x 21,1856

=

26,482 kg

Jumlah

=

6485,428 kg

Massa arus 2c

Massa arus 2d

massa H2O

Lampiran B

Neraca Massa

B-5


Massa arus 4

massa H2O

=

11,503 kg

massa EDA

=

52,216 kg

massa MEA

=

5103,438 kg

massa DETA

=

21,186 kg

Jumlah

=

5188,343 kg

Komponen

Input

Arus 2a(kg)

Output

Arus 2a(kmol)

Arus 4 (kg)

Arus 4 (kmol)

H2O

11,503

0,639

11,503

0,639

EDA

52,216

0,869

52,216

0,869

MEA

5103,438

0,205

5103,438

0,205

DETA

21,185

83,548

21,185

83,548

Total

5188,343

85,261

5188,343

85,261

4. NERACA MASSA DI REAKTOR (R-01)

Reaksi yang terjadi di reaktor adalah sebagai berikut: H2NCH2CH2OH (g)

+

NH3 (g)

→

H2NCH2CH2NH2 (g)

+

H2O (g)

MEA (g)

+

NH3 (g)

→

EDA (g)

+

H2O (g)

monoethanolamine

Lampiran B

ammonia

ethylenediamine

Neraca Massa

air

B-6


H2NCH2CH2OH(g) + H2NCH2CH2NH2(g)

→ H2NCH2CH2NHCH2CH2NH2(g) +

H2O(g) MEA (g)

+

EDA (g)

→

DETA(g)

+

H2O (g)

monoethanolamine

ethylenediamine

diethylenetriamine

air

H2NCH2CH2NH2 (g) + H2NCH2CH2NH2 (g) → HN(CH2CH2)2NH(g) + 2NH3(g) EDA (g)

+

EDA (g)


→ PIP (g)

+ 2NH3 (g)

piperazine

ammonia

Untuk ketiga reaksi diatas berlaku : • Jika reaksi dilakukan pada fixed bed catalytic reactor dengan katalis

Raney Nickel pada tekanan 31-33 atm dan suhu 235-335ºC serta perbandingan mol NH3: MEA adalah 5,6 : 1, maka tidak akan dihasilkan piperazine atau reaksi ketiga dapat diabaikan (Morris,1981) •

Konversi total monoethanolamine (MEA) sebesar 75%

•

Perbandingan mol umpan NH3 dan MEA sebesar 5,6 : 1

•

Diasumsikan bahwa 84% dari total MEA yang terkonversi, berubah menjadi EDA pada reaksi pertama

•

Diasumsikan bahwa 16% dari total MEA yang terkonversi, berubah menjadi DETA pada reaksi kedua (Morris, 1981)

Basis perhitungan

= 83,548 kmol/jam monoethanolamine (MEA) masuk

reaktor Lampiran B

Neraca Massa

B-7


Jumlah ammonia masuk reaktor . =

5,6 x mol MEA masuk reaktor 1

= 5,6 x 83,548 kmol/jam = 467,868 kmol/jam Karena terdapat sejumlah komponen yang harus di-recycle dari unit-unit pemisahan dan pemurnian, maka dengan bantuan Solver, maka banyaknya komponen-komponen yang di-recycle a. Ethylenediamine (EDA) dari Menara Distilasi 2 (MD-02) yang dikembalikan ke reaktor = 0,869 kmol/jam b. Diethylenetriamine (DETA) dari Menara Distilasi 2 (MD-02) dikembalikan ke reaktor = 0,205 kmol/jam c. Air yang terkandung dalam umpan segar MEA dan ammonia = 0,903 kmol/jam Maka, komposisi umpan masuk reaktor dapat dituliskan sebagai berikut : Komponen

Kmol/jam

Kg/jam

Fraksi Mol

Fraksi Massa

NH3

467,868

7968,261

0,845

0,605

H2O

0,903

16,268

0,002

0,001

EDA

0,869

52,216

0,002

0,004

MEA

83,548

5103,438

0,151

0,388

DETA

0,205

21,185

0,000

0,002

Lampiran B

Neraca Massa

B-8


Total

553,393

13161,368

1,000

1,000

a. Perhitungan untuk reaksi 1

MEA (g)

+

NH3 (g)

→

EDA (g)

+

H2O

(g)

monoethanolamine

ammonia

ethylenediamine

MEA masuk reaktor `

= 83,548 kmol/jam

MEA bereaksi

= konversi reaksi (1) x MEA masuk reaktor

air

= (84% x 75% x 83,548] kmol/jam = 52,635 kmol/jam Ammonia bereaksi

=

1 x MEA bereaksi pada reaksi (1) 1

= 1 x 52,635 kmol/jam = 52,635 kmol/jam EDA terbentuk dari reaksi

=


= 52,635 kmol/jam Air terbentuk dari reaksi

=


= 52,635 kmol/jam MEA sisa reaksi (1)

= MEA masuk reaktor-MEA bereaksi di reaksi (1) = ( 83,548 - 52,635 ) kmol/jam

Lampiran B

Neraca Massa

B-9


= 30,914 kmol/jam Ammonia sisa reaksi (1)

=

Ammonia umpan – ammonia bereaksi di reaksi

(1) = ( 467,868 - 52,635) kmol/jam = 415,233 kmol/jam EDA hasil reaksi (1)

= EDA pada umpan + EDA terbentuk dari reaksi

(1) = ( 0,869 + 52,635) kmol/jam = 53,504 kmol/jam Air hasil reaksi (1)

= Air pada umpan + air terbentuk dari reaksi (1) = ( 0,903 + 52,635 ) kmol/jam = 53,538 kmol/jam

b. Perhitungan untuk reaksi 2

MEA (g)

+

EDA (g)

→

DETA (g)

+ H2O (g)

monoethanolamine ethylenediamine diethylenetriamine air

MEA bereaksi menjadi DETA

= Konversi reaksi(2) x MEA masuk reaktor = (16% x 75 % x 83,548] kmol/jam = 10,062 kmol/jam

EDA bereaksi menjadi DETA

=

1 x MEA bereaksi menjadi DETA 1

= 1 x 10,062kmol/jam

Lampiran B

Neraca Massa

B-10


= 10,062 kmol/jam DETA terbentuk dari reaksi (2)

=


= 1 x 10,062kmol/jam = 10,062 kmol/jam

Air terbentuk dari reaksi (2)

=


= 1 x 10,062 kmol/jam = 10,062 kmol/jam MEA sisa pada reaksi (2)

=

MEA masuk reaktor -

total MEA

bereaksi = [ 83,548 – ( 75% x 83,548)] kmol/jam = 20,851 kmol/jam EDA sisa reaksi (2)

= EDA mula reaksi 2 – bereaksi jadi DETA = ( 53,504 - 10,062 ) kmol/jam = 43,442 kmol/jam

DETA hasil reaksi (2)

= DETA terbentuk di reaksi+ DETA umpan = (10,062 + 0,205) kmol/jam = 10,267 kmol/jam

Air hasil reaksi (2)

= Air hasil reaksi(1)–air terbentuk reaksi (2) = ( 53,538+ 10,062 ) kmol/jam = 63,600 kmol/jam

Dari perhitungan kedua reaksi diatas :

Lampiran B

Neraca Massa

B-11


Reaksi 1 :

MEA(g)

+

NH3 (g)

→

EDA (g)

+

H2O (g)

Mula :

83,548

467,868

0,869

0,903

Reaksi :

52,635

52,635

52,635

52,635

Sisa

30,913

415,233

53,504

53,538

:

Reaksi 2 :

MEA(g)

+

EDA(g)

→

DETA(g)

+

H2O(g)

Mula :

30,913

53,504

0,205

53,538

Reaksi :

10,062

10,062

10,062

10,062

Sisa

20,851

43,442

10,267

63,600

:

Dari kedua reaksi diatas, diperoleh: MEA keluar reaktor

= MEA masuk reaktor - MEA total bereaksi = [ 83,548 – ( 75% x 83,548 )] kmol/jam = 20,851 kmol/jam

Ammonia keluar reaktor

= Ammonia masuk reaktor – bereaksi jadi EDA = ( 467,868 – 52,635 ) kmol/jam = 415,233 kmol/jam

EDA keluar reaktor

= EDA terbentuk reaksi 1 – bereaksi jadi DETA = ( 53,504 - 10,062 ) kmol/jam = 43,442 kmol/jam

Lampiran B

Neraca Massa

B-12


DETA keluar reaktor

= DETA hasil reaksi (2) = 10,267 kmol/jam

Air keluar reaktor

= Air hasil dari reaksi (1) + air terbentuk reaksi(2) = ( 53,538 - 10,062) kmol/jam = 63,600 kmol/jam

Maka, komposisi keluar reaktor dapat ditabulasikan sebagai berikut : Komponen

Kmol/jam

Kg/jam

Fraksi Mol

Fraksi Massa

NH3

415,233

7071,831

0,750

0,537

H2O

63,600

1145,759

0,115

0,087

EDA

43,442

2610,815

0,076

0,198

MEA

20,851

1273,639

0,038

0,097

DETA

10,267

1059,261

0,019

0,080

Total

553,393

13161,368

1,000

1,000

5. SEPARATOR (S-03)

Keluaran hasil reaktor mengandung gas yang bersifat condensable maupun non-condensable. Untuk efisiensi bahan baku dan meningkatkan recovery produk, maka gas non-condensable diumpankan kembali ke reaktor,

sedangkan gas yang bersifat condensable dipungut untuk diumpankan ke menara distilasi I (MD-01). Gas keluaran reaktor diembunkan dalam

Lampiran B

Neraca Massa

B-13


kondenser parsial (CP-01) menghasilkan campuran cairan dan gas. Keluaran kondenser parsial kemudian diumpankan ke dalam separator (S-03), dimana cairan dipisahkan pada hasil bawah sedangkan gas yang tidak terembunkan dikeluarkan pada hasil atas.

Komposisi umpan separator dapat dituliskan sebagai berikut : Komponen

Kmol/jam

Kg/jam

Fraksi Mol

Fraksi Massa

NH3

415,233

7071,831

0,750

0,537

H2O

63,600

1145,759

0,115

0,087

EDA

43.442

2610,815

0,079

0,198

MEA

20,851

1273,639

0,038

0,097

DETA

10,267

1059,261

0,019

0,08

Total

553,393

13161,368

1,000

1,000

Pada proses ini diasumsikan gas yang tidak dapat dicairkan adalah ammonia, yang akan keluar separator pada hasil atas. Sedangkan gas lain yang terembunkan dan berupa cairan akan keluar separator sebagai hasil bawah. Komposisi hasil atas separator : Komponen

Kmol/jam

Kg/jam

Fraksi mol

NH3

415,233

7071,831

0,999

Lampiran B

Neraca Massa

B-14


H2O

1,050x10-4

0,000

0,001

EDA

0,000

0,000

0,000

MEA

0,000

0,000

0,000

DETA

0,000

0,000

0,000

Total

415,233

7071,831

1,000

Kg/jam

Fraksi mol

Dan komposisi hasil bawah separator adalah : Komponen

Kmol/jam

NH3

0,000

0,000

0,000

H2O

63,600

1145,759

0,460

EDA

43,442

2610,815

0,314

MEA

20,861

1273,639

0,151

DETA

10,267

1059,261

0,075

Total

138,160

6089,474

1,000

6. MENARA DISTILASI I (MD-01)

Pada menara distilasi I (MD-01) semua air dan sebagian besar ethylenediamine dipisahkan pada hasil atas. Air Air

Ethylenediamine >>

Ethylenediamine

Monoethanolamine <<

Monoethanolamine Lampiran B

Neraca Massa

B-15


Diethylenetriamine Ethylenediamine << Monoethanolamine >> Diethylenetriamine

Pada perancangan ini diinginkan : •

Persentase ethylenediamine yang terpisah pada hasil atas = 98% umpan

•

Persentase monoethanolamine terpisah pada hasil bawah =99,5% umpan

•

Semua diethylenetriamine terpisahkan pada hasil bawah, maka:

Komposisi umpan masuk Komponen

Kmol/jam

Kg/jam

Fraksi mol

H2O

63,600

1145,759

0,460

EDA

43,442

2610,815

0,314

MEA

20,851

1273,639

0,151

DETA

10,267

1059,260

0,074

Total

138.160

6089,474

1,000

Kg/jam

Fraksi mol

Komposisi hasil atas (Distilat) Komponen

Kmol/jam

H2O

63,600

1145,759

0,598

EDA

42,573

2558,599

0,400

MEA

0,104

6,368

0,000

DETA

0,000

0,000

0,000

Lampiran B

Neraca Massa

B-16


Total

106,278

3710,726

1,000

Komposisi hasil bawah (Bottom) Komponen

Kmol/jam

Kg/jam

Fraksi mol

H2O

0,000

0,000

0,000

EDA

0,869

52,216

0,027

MEA

20,746

1267,271

0,651

DETA

10,267

1059,261

0,322

Total

31,883

2378,748

1,000

Menentukan kondisi menara a. Menentukan suhu atas menara (Top) Asumsi tekanan 1 atm Tebakan suhu atas = 108,368oC = 381,368 K

Komponen

xid = yi

Ki

xi = yi / Ki

H2O

0,598

1,330

0,449

Lampiran B

Neraca Massa

B-17


EDA

0,400

0,742

0,537

MEA

0,001

0,093

0,010

DETA

0,000

0,037

0,000

Total

1,000

1,000

Karena Σxi =1,000, maka trial benar. Jadi suhu bagian atas menara=108,368 oC

b. Menentukan suhu bawah menara (Bottom) Asumsi tekanan 1 atm Tebakan suhu atas = 175,176 oC = 448,176 K Komponen

xib = xi

Ki

yi = xi Ki

H2O

0,000

8,796

0,000

EDA

0,027

4,721

0,129

MEA

0,651

1,137

0,740

DETA

0,322

0,409

0,132

Total

1,000

1,000

Karena Σyi =1,000 maka trial benar Jadi suhu bagian bawah menara =175,176 o

C

Perhitungan α rata-rata Diambil :

Light Key (LK) component

= Ethylenediamine

Heavy Key (HK) component = Monoethanolamine

Lampiran B

Neraca Massa

B-18


Perhitungan α ditentukan berdasarkan suhu atas dan bawah menara, dan α dirumuskan : αi =

Ki , pada suhu tertentu dan K dicari dengan persamaan Antoine K HK

Komponen

αtop

αbottom

αaverage

H2O

14,253

7,737

10,501

EDA

7,954

4,152

5,747

MEA

1,000

1,000

1,000

DETA

0,398

0,359

0,378

Pengecekan distribusi Komponen

fi

di

H2O

63,600

63,600

0,000

10,501

EDA

43,442

42,573

0,869

5,747

MEA

20,851

0,104

20,746

1,000

DETA

10,267

0,000

10,267

0,378

LK

= (di/bi)ethylenediamine

= 49,000

HK

= (di/bi)monoethanolamine

=

bi

αaverage

0,005

Persamaan Fenske : log (di/bi) = A + C log αi

(Coulson, pers.11.63)

LK

: log 49,000 = A + C log 5,747

………………….(1)

HK

: log 0,005

………………….(2)

= A + C log 1

Dari persamaan diatas, diperoleh :

Lampiran B

Neraca Massa

B-19


A

=

-2,299

C

=

5,252

Log (di/bi) = -2,299 + 5,252 log αi Dari hasil pengecekan diperoleh : Komponen

di/bi

fi

di

bi

H2O

1162,008

63,600

63,600

0,001

EDA

49,000

43,442

42,573

0,869

MEA

0,005

20,851

0,104

20,746

DETA

0,000

10,267

0,000

10,267

Maka, diperoleh komposisi hasil atas MD-01 sebagai berikut Komponen

Kmol/jam

Kg/jam

Fraksimol

Fraksimassa

H2O

63,545

1145,759

0,598

0,308

EDA

42,573

2558,599

0,400

0,689

MEA

0,104

6,368

0,001

0,002

DETA

0,000

0,000

0,000

0,000

Total

106,223

3710,726

1,000

1,000

Adapun komposisi hasil bawah MD-01 adalah : Komponen

Kmol/jam

H2O

0,000

EDA MEA

Lampiran B

Kg/jam

Fraksi mol

Fraksi massa

0,000

0,000

0,000

0,869

52,216

0,027

0,022

20,746

1267,271

0,651

0,022

Neraca Massa

B-20


DETA

10,267

1059,261

0,322

0,445

Total

31,883

2378,748

1,000

1,000

7 . MENARA DISTILASI II (MD-02)

Pada menara distilasi II (MD-02), sebagian besar monoethanolamine terpisah pada hasil atas dan sebagian besar diethylenetriamine terpisah pada hasil bawah. Ethylenediamine << Monoethanolamine >> Ethylenediamine Monoethanolamine Diethylenetriamine

Monoethanolamine << Diethylenetriamine >>


Persentase diethylenetriamine yang terpisah pada hasil bawah = 98% umpan

Lampiran B

Neraca Massa

B-21


•

Persentase monoethanolamine yang terpisah pada hasil atas = 98% umpan

•

Semua ethylenediamine terpisahkan pada hasil atas, maka


Kmol/jam

Kg/jam

Fraksi mol

EDA

0,869

52,217

0,027

MEA

20,746

1267,271

0,651

DETA

10,268

1059,260

0,322

Total

31,883

2378,748

1,000

Kg/jam

Fraksi mol


Kmol/jam

EDA

0,869

52,216

0,041

MEA

20,331

1241,926

0,950

DETA

0,205

21,185

0,009

Total

21,406

1315,327

1,000

Kg/jam

Fraksi mol


Lampiran B

Kmol/jam

Neraca Massa

B-22


EDA

0,000

0,000

0,000

MEA

0,415

25,345

0,040

DETA

10,062

1038,075

0,960

Total

10,477

1063,421

1,000

Menentukan kondisi menara a. Menentukan suhu atas menara (Top) Asumsi tekanan 1 atm Tebakan suhu atas = 170,579oC = 443,579 K

Komponen

xid = yi

Ki

xi = yi / Ki

EDA

0,040

4,242

0,010

MEA

0,949

0,986

0,963

DETA

0,001

0,356

0,027

Total

1,000

1,000

Karena Σxi =1,000, maka trial benar. Jadi suhu bagian atas menara =170,578 o

C

b. Menentukan suhu bawah menara (Bottom) Asumsi tekanan 1 atm

Lampiran B

Neraca Massa

B-23


Tebakan suhu atas = 204,882 oC = 477,882 K Komponen

xib = xi

Ki

yi = Ki xi

EDA

0,000

8,949

0,000

MEA

0,040

2,644

0,105

DETA

0,960

0,932

0,895

Total

1,000

1,000

Karena Σyi =1,000, maka trial benar. Jadi suhu bagian bawah menara= 204,882 o

C



= Monoethanolamine

Heavy Key (HK) component = Diethylenetriamine



Komponen

αtop

αbottom

αaverage

EDA

11,926

9,599

10,699

MEA

2,772

2,836

2,804

DETA

1,000

1,000

1,000


Lampiran B

fi

di

bi

Neraca Massa

αaverage

B-24


EDA

0,869

0,869

0,000

10,699

MEA

20,746

20,331

0,415

2,804

DETA

10,267

0,205

10,021

1,000

LK

= (di/bi)monoethanolamine

=

49,000

HK

= (di/bi)diethylenetriamine

=

0,020



LK

:

log 49,000 = A + C log 2,804

……………….(1)

HK

:

log 0,020 = A + C log 1

……………….(2)

Dari persamaan diatas, diperoleh : A

=

-1,690

C

=

7,549

Sehingga : Log (di/bi) = -1,690+ 7,549 log αi Dari hasil pengecekan diperoleh : Komponen

di/bi

fi

di

bi

EDA

1,2.E+06

0,869

0,869

0,000

MEA

49,000

20,746

20,331

0,415

DETA

0,204

10,267

0,205

10,062

Maka, diperoleh komposisi hasil atas MD-02 sebagai berikut

Lampiran B

Neraca Massa

B-25


Komponen

Kmol/jam

EDA

0,869

MEA

Kg/jam

Fraksi mol

Fraksi massa

52,216

0,041

0,039

20,331

1241,926

0,949

0,9442

DETA

0,205

21,185

0,010

0,016

Total

21,406

1315,327

1,000

1,000

Fraksi mol

Fraksi massa


Kmol/jam

Kg/jam

EDA

0,000

0.000

0,000

0.000

MEA

0,415

25,345

0,039

0,024

DETA

10,062

1038,075

0,960

0,976

Total

10,477

1063,421

1,000

1,000

8. MENARA DISTILASI III (MD-03)

Pada menara distilasi III (MD-03), sebagian besar ethylenediamine terpisah pada hasil bawah sebagai produk utama dan sebagian air terpisah sebagai produk atas.

Air >> Ethylenediamine << Air Ethylenediamine Monoethanolamine

Air

Ethylenediamine >>>

Lampiran B

Neraca Massa

B-26


Monoethanolamine


Persentase

ethylenediamine

yang terpisah pada hasil bawah = 98%

umpan •

Fraksi massa ethylenediamine di hasil bawah minimal 99%

•

Semua monoethanolamine terpisah pada hasil bawah, maka:


Kmol/jam

Kg/jam

Fraksi mol

H2O

63,600

1145,759

0,598

EDA

42,573

2558,599

0,401

MEA

0,104

6,368

0,001

Total

106,278

3710,726

1,000


Kmol/jam

Kg/jam

Fraksi mol

H2O

62,964

1134,302

0,987

EDA

0,851

51,172

0,013

MEA

0,000

0,000

0,000

Total

63,815

1185,474

1,000

Lampiran B

Neraca Massa

B-27



Kmol/jam

Kg/jam

Fraksi mol

H2O

0,636

11,457

0,015

EDA

41,722

2507,427

0,983

MEA

0,104

6,368

0,002

Total

42,462

2525,252

1,000

Menentukan kondisi menara a. Menentukan suhu atas menara (Top) Asumsi tekanan 1 atm Tebakan suhu atas = 100,458 oC = 373,458 K

Komponen

xid = yi

Ki

xi = yi / Ki

H2O

0,987

1,010

0,976

EDA

0,013

0,565

0,024

MEA

0,000

0,064

0,000

Total

1,000

1,0000

Karena Σxi =1,000, maka trial benar. Jadi suhu bagian atas menara =100,458oC

Lampiran B

Neraca Massa

B-28


b. Menentukan suhu bawah menara (Bottom) Asumsi tekanan 1 atm Tebakan suhu atas = 117,203 oC = 390,203 K Komponen

xib = xi

Ki

yi = Ki xi

H2O

0,015

1,781

0,027

EDA

0,983

0,990

0,973

MEA

0,002

0,138

0,000

Total

1,000

1,000

Karena Σyi =1,000, maka trial benar. Jadi suhu bagian bawah menara =117,203 o

C



= Air

Heavy Key (HK) component = Ethylenediamine



Komponen

αtop

αbottom

αaverage

H2O

1,783

1,7989

1,793

EDA

1,000

1,000

1,000

MEA

0,114

0,1396

0,126

Lampiran B

Neraca Massa

B-29



fi

di

bi

αaverage

H2O

63,600

62,964

0,636

1,793

EDA

42,573

0,851

41,722

1,000

MEA

0,104

0,000

0,104

0,126

LK

= (di/bi)air

= 99,000

HK

= (di/bi)ethylenediamine

=

0.020



LK

:

log 99,000 = A + C log 1,793

………………….(1)

HK

:

log 0,020 = A + C log 1

………………….(2)

Dari persamaan diatas, diperoleh : A

=

-1,690

C

=

14,534

Sehingga : Log (di/bi) = -1,690 + 14,534 log αi Dari hasil pengecekan diperoleh : Komponen

di/bi

fi

di

bi

H2O

99,000

63,600

62,964

0,636

EDA

0,020

42,573

0,852

41,722

MEA

0,000

0,104

0,000

0,104

Lampiran B

Neraca Massa

B-30


Maka, diperoleh komposisi hasil atas MD-03 sebagai berikut Komponen

Kmol/jam

Kg/jam

Fraksi mol

Fraksi massa

H2O

62,964

1134,302

0,987

0,957

EDA

0,851

51,172

0,013

0,043

MEA

0,000

0,000

0,000

0,000

Total

63,816

1185,474

1,000

1,000

Fraksi mol

Fraksi massa


Kmol/jam

Kg/jam

H2O

0,636

11,458

0,015

0,004

EDA

41,722

2507,427

0,983

0,993

MEA

0,104

6,368

0,002

0,003

Total

42,462

2525,253

1,000

1,000

Dari komposisi hasil bawah MD-03 terlihat bahwa fraksi massa ethylenediamine dalam produk sebesar 99,294 %. Maka spesifikasi produk telah

sesuai dengan permintaan pasar.

Lampiran B

Neraca Massa

B-31


Lampiran B

Neraca Massa

C-1


NERACA PANAS

Dalam penyusunan neraca panas prarancangan pabrik ethylenediamine dari monoethanolamine dan ammonia dengan kapasitas 20.000 ton/tahun ini, ada beberapa hal yang menjadi dasar perhitungan, yaitu : 1. Basis perhitungan adalah 1 jam operasi. 2. Satuan massa yang digunakan adalah kmol. 3. Suhu referensi adalah 298 K. 4. Satuan kapasitas panas yang digunakan adalah kJ/kmol dan satuan perubahan entalpi adalah kJ.

1. NERACA PANAS DI VAPORIZER I (V-01) ARUS 3 ARUS 1d

ARUS 1c ARUS 1b ARUS 1

Tujuan : Menentukan beban panas di vaporizer

Lampiran C

Neraca Panas

C-2


1. Menghitung kondisi arus recycle Sebelum masuk ke vaporizer, fresh feed ammonia bercampur dengan ammonia recycle yang berasal dari vaporizer. Suhu ammonia recycle adalah 39,576oC dan bertekanan 15 atm. Komponen

kmol

Cp dT (kJ/kmol)

Q (kJ)

NH3

13,159

1194,473

15717,829

H2O

0,066

1099,112

72,678

Total

13,225

15790,507

2. Menghitung panas yang dibawa fresh ammonia Suhu fresh ammonia adalah 30 oC dan bertekanan 15 atm. Komponen

kmol

Cp dT (kJ/kmol)

Q (kJ)

NH3

52,635

1062,427

55920,989

H2O

0,264

980,467

259,332

Total

52,899

56180,321

3. Menghitung panas pencampuran Besarnya panas campuran adalah 71970,828 kJ dan dari trial didapat suhu campuran adalah 38,316o C Komponen

kmol

Cp dT (kJ/kmol)

Q (kJ)

NH3

65,794

1088,836

71638,798

H2O

0,331

1004,257

332,030

Total

66,125

Lampiran C

71970,288

Neraca Panas

C-3


4. Menghitung panas sensibel Untuk menaikkan suhu pencampuran pada suhu 38,316 oC menjadi 39,576 oC, maka dibutuhkan panas sebesar : Komponen

kmol

Cp dT (kJ/kmol)

Q (kJ)

NH3

65,794

107,403

7066,491

H2O

0,331

94,882

31,370

Total

66,125

7097,861

5. Menghitung panas laten penguapan Ammonia yang teruapkan adalah sebesar 80 % dari umpan. Komponen

Kmol

Panas Laten

Q

NH3

52,635

18446,506

970934,658

H2O

0,264

42118,334

11140,226

Total

52,899

982074,883

6. Menghitung beban panas di vaporizer Panas Total = Panas Sensible + Panas Laten Penguapan Panas Total = 7097,861 + 982074,883 = 989172,745 kJ

Lampiran C

Neraca Panas

C-4


2. NERACA PANAS DI VAPORIZER II (V-02)

ARUS 4 ARUS 2d


Tujuan : Menentukan beban panas di vaporizer 1. Menghitung kondisi arus recycle Sebelum masuk ke vaporizer, fresh monoethanolamine bercampur dengan monoethanolamine recycle yang berasal dari vaporizer. Suhu monoethanolamine recycle adalah 279,821oC dan bertekanan 15 atm. Komponen

kmol

Cp dT (kJ/kmol)

Q (kJ)

H2O

0,160

20533,806

3277,964

EDA

0,217

51468,447

11179,437

MEA

20,887

56432,259

1178698,637

DETA

0,051

62434,420

3205,207

Total

21,315

Lampiran C

1196361,244

Neraca Panas

C-5


2. Menghitung panas yang dibawa fresh monoethanolamine Suhu fresh monoethanolamine adalah 71,913 oC dan bertekanan 15 atm. Komponen

kmol

Cp dT (kJ/kmol)

Q (kJ)

H2O

0,639

3528,825

2253,330

EDA

0,869

8139,837

7072,201

MEA

83,548

9258,901

773561,377

DETA

0,205

10228,461

2100,401

Total

85,261

784987,309

3. Menghitung panas pencampuran Besarnya panas campuran adalah sebesar 1981348,553 kJ dan dari trial didapat suhu campuran adalah 117,848C Komponen

kmol

Cp dT (kJ/kmol)

Q (kJ)

H2O

0,798

6996,091

5584,190

EDA

1,086

16504,546

17924,722

MEA

104,435

18696,212

1952535,692

DETA

0,257

20663,190

5303,949

Total

106,576

1981348,553

4. Menghitung panas sensibel Untuk menaikkan suhu pencampuran pada suhu 117,848oC menjadi 279,822oC, maka dibutuhkan panas sebesar :

Lampiran C

Neraca Panas

C-6


Komponen

kmol

Cp dT (kJ/kmol)

Q (kJ)

H2O

0,798

20543,829

16397,820

EDA

1,086

51659,244

56104,398

MEA

104,435

56580,529

5908977,743

DETA

0,257

3508,049

900,467

Total

106,576

5982380,430

5. Menghitung panas laten penguapan Monoethanolamine yang teruapkan adalah sebesar 80 % dari umpan. Komponen

Kmol

Panas Laten

Q (kJ)

H2O

0,638

28050,986

17911,948

EDA

0,869

23156,656

20119,384

MEA

83,548

40135,363

3353223,775

DETA

0,205

43513,520

8935,445

Total

85,260

3400190,553

6. Menghitung beban panas di vaporizer Panas Total = Panas Sensible + Panas Laten Penguapan Panas Total = 5982380,430 + 3400190,553 =

Lampiran C

9382570,981 kJ

Neraca Panas

C-7


3. Neraca Panas di Separator (S-01)

Gas keluar

Umpan

S-01

Cairan keluar a. Q input Panas dibawa umpan T in = 312,576 K T ref = 298 K Komponen

kmol

Cp dT (kJ/kmol)

NH3

65,794

526,740

34656,274

H2O

0,331

465,950

154,054

Total

66,125

34810,328

b. Qoutput Panas dibawa cairan T in = 312,576 K T ref = 298 K

Lampiran C

Q (kJ)

Neraca Panas

C-8


Komponen

kmol

Cp dT (kJ/kmol)

NH3

13,159

H2O

0,066

Total

13,225

523,558 1099,112

Q (kJ) 6889,387 72,678 6962,066

Panas dibawa gas T in = 312,576 K T ref = 298 K Komponen

kmol

Cp dT (kJ/kmol)

NH3

52,635

526,740

27725,019

H2O

0,264

465,950

123,243

Total

52,900

27848,262

4. NERACA PANAS DI SEPARATOR II (S-02)

Gas keluar

Umpan

S-02

Cairan keluar

Lampiran C

Q (kJ)

Neraca Panas

C-9


a. Q input Panas dibawa umpan T in = 552,822 K T ref = 298 K Komponen

kmol

Cp dT (kJ/kmol)

Q (kJ)

H2O

0,798

7527,294

6008,189

EDA

1,086

29693,589

32248,652

MEA

104,435

27850,445

2908556,467

DETA

0,257

51928,927

13329,423

Total

106,576

2960142,731

b. Q output Panas dibawa cairan T in = 552,822 K T ref = 298 K Komponen

kmol

Cp dT (kJ/kmol)

Q (kJ)

H2O

0,160

20533.806

3277.964

EDA

0,217

51468,447

11179,437

MEA

20,887

27498,770

574365,850

DETA

0,051

62434,420

3205,207

Total

21,315

Lampiran C

592028,458

Neraca Panas

C-10


Panas dibawa gas T in = 552,822 K T ref = 298 K Komponen

kmol

Cp dT (kJ/kmol)

Q (kJ)

H2O

0,639

7527,294

4806,551

EDA

0,869

29693,589

25798,921

MEA

83,548

27850,445

2326845,174

DETA

0,205

51928,927

10663,538

Total

85,261

2368114,185

5. NERACA PANAS DI REAKTOR (R-01)

555.5724 K 508 K

∆H

∆HP

∆HR 298 K

∆H 298

298 K

Reaksi yang terjadi : MEA (g) + NH3 (g)

EDA (g) + H2O(g)

……….(1)

MEA (g) + EDA (g)

DETA (g) + H2O(g)

……….(2)

Lampiran C

Neraca Panas

C-11


a. Menghitung panas yang dibawa umpan T in = 508 K Tref = 298 K Komponen

kmol

Cp dT (kJ/kmol)

Q (kJ)

NH3

467,868

8141,241

3809026,296

H2O

0,903

6331,626

5717,762

EDA

0,869

23612,820

20515,718

MEA

83,548

22165,397

1851871,522

DETA

0,205

41081,213

8435,974

Total

553,393

5695567,272

b. Menghitung panas reaksi Diketahui, pada 298 K : Hf NH3

= -45900 kJ/kmol

Hf H2O

= -241800 kJ/kmol

Hf EDA

= -17340 kJ/kmol

Hf MEA

= -210190 kJ/kmol

Hf DETA

= -5860

kJ/kmol

Reaksi (1) : MEA (g) + NH3 (g)

EDA (g) + H2O(g)

∆H298 = (Hf EDA(g) + Hf H2O(g)) - (Hf MEA (g) +Hf NH3(g) ) = ( -17340 - 241800 ) – ( -210190 - 4590 ) kJ/kmol = -3050 kJ/kmol

Lampiran C

Neraca Panas

C-12


Reaksi (2) : MEA (g) + EDA (g)

DETA (g) + H2O(g)

∆H298 = (Hf DETA(g) + Hf H2O(g)) - (Hf MEA (g) +Hf EDA (g) ) = (-5860 - 241800 ) – ( -210190 -17340 ) kJ/kmol = -20130 kJ/kmol Maka : ∆H reaksi 1

= 52,625 kmol x - 3050 kJ/kmol = - 160536,750 kJ

∆H reaksi 2

= 10,062 kmol x - 20130 kJ/kmol = - 202548,060 kJ

∆H reaksi total

= ∆H reaksi 1 + ∆H reaksi 2 = (- 120536,750 - 202548,060 ) kJ = - 363084,810 kJ

Q reaksi

= - ∆H reaksi = 363084,810 kJ

Q input

= Q umpan + Q reaksi = ( 5695567,272 + 363084,810 ) kJ =

6058652,082 kJ

c. Menghitung panas dibawa produk T out = 545,5715 K Tref

Lampiran C

= 298 K

Neraca Panas

C-13


Komponen

kmol

Cp dT (kJ/kmol)

Q (kJ)

NH3

415,233

10172,137

4223805,818

H2O

63,600

7694,142

489349,649

EDA

43,442

30072,792

1306419,336

MEA

20,851

28211,275

588222,641

DETA

10,267

52617,755

540249.408

Total

553,393

6058652,082

Q output = 6058652,082 kJ

6. NERACA PANAS DI KONDENSOR PARSIAL (CP-01)

Gas keluar

Pendingin masuk

Pendingin keluar

Gas masuk

Tujuan : a. Menghitung beban pendingin b. Menghitung

kebutuhan

air

pendingin

yang

diperlukan

mengkondensasikan umpan kondensor. Neraca panas pada masing-masing interval. Lampiran C

Neraca Panas

untuk

C-14


Interval I Pada

T = 458,180 K sampai T = 419,180. K

Komponen V(kmol)

L(kmol)

QL (kJ)

QV (kJ)

Qtot (kJ)

NH3

415,233

0,000

0,000

6061422,792

6061422,792

H2O

56,388

7,212

66148,495

2616989,595

2683138,091

EDA

35,202

8,240

180405,371

2108058,266

2288463,637

MEA

9,303

11,548

285449,880

727386,881

1012836,762

DETA

2,360

7,907

2777965,891

949963,315

3727929,206

Total

518,486

34,907

3309969,638 12463820,849 15773790,487

Interval II Pada

T = 419,180 K sampai T = 399,180. K

Komponen V(kmol) L(kmol)

QL (kJ)

QV (kJ)

Qtot (kJ)

NH3

415,233

0,000

0.000

4250404,060 4250404,060

H2O

44,671

11,717

84951,048

2043823,750 2128774,797

EDA

23,901

11,301

193568,400

1359591,614 1553160,014

MEA

2,196

7,107

137856,109

163910,860

301766,969

DETA

0,252

2,108

568455,039

80969,847

649424,887

Total

486,252

32,234

984830,596

Lampiran C

7898700,131 8883530,727

Neraca Panas

C-15


Interval III Pada

T = 399,180 K sampai T = 379,180. K

Komponen V(kmol) L(kmol)

QL (kJ)

QV (kJ)

Qtot (kJ)

NH3

415,233

0,000

0,000

2832033,192

2832033,192

H2O

26,509

18,163

97254,874

1193947,054

1291201,928

EDA

10,749

13,152

164485,784

579249,121

743734,905

MEA

0,177

2,018

28654.968

12612,967

41267,935

DETA

0,009

0,243

46783,220

2160,338

48943,557

Total

452,677

33,575

337178,845

4620002,673

4957181,518

Interval IV Pada

T = 379,180 K sampai T = 359,180 K

Komponen V(kmol)

L(kmol)

QL (kJ)

QV (kJ)

Qtot (kJ)

NH3

415,233

0,000

0,000

1690464.972

1690464.972

H2O

11,426

15,083

52394,854

505829,649

558224.503

EDA

3,192

7,557

60529,603

162475,956

223005.560

MEA

0,005

0,172

1566,752

364,872

1931.624

DETA

0,000

0,009

1044,336

21,574

1065,910

Total

429.856

22,821

115535,545

2359157,024

2474692,569

Lampiran C

Neraca Panas

C-16


Interval V Pada

T = 359,180 K sampai T = 339,180. K

Komponen V(kmol)

L(kmol)

QL (kJ)

QV (kJ)

Qtot (kJ)

NH3

415,233

0,000

0,000

729679,282

729679,282

H2O

3,933

7,493

11958,346

170860,197

182818,543

EDA

0.706

2,486

9013,575

33852,224

42865,799

MEA

0,000

0,005

22,012

4,611

26,623

DETA

0,000

0,000

6,530

0,095

6,625

Total

419,872

9,984

21000,463

934396,408

955396,871

Interval VI Pada

T = 339,180 K sampai T = 314,676 K

Komponen V(kmol)

L(kmol)

QL (kJ)

QV (kJ)

Qtot (kJ)

NH3

415,233

0,000

0,000

510798,630

510798,630

H2O

0,000

3,933

4447,951

4,527

4452,478

EDA

0,000

0,706

1807,903

0,085

1807,987

MEA

0,000

0,000

0,206

0,081

0,287

DETA

0,000

0,000

0,032

0,001

0,033

Total

415,233

4,639

6256,092

510803,324

517059,416

Lampiran C

Neraca Panas

C-17


Menentukan beban pendingin : Suhu (K)

H (kJ)

Q = H1 - H2 (kJ)

458,527

18489495,596

-

444,180

18079339.754

410155,842

419,180

15773790,487

2305549,267

394,180

8883530,727

6890259,760

369,180

4957181,518

3926349,210

344,180

2474692,569

2482488,949

319,180

955396,871

1519295,698

313,000

517059,416

438337,455

Total

17972436,179

Jadi beban pendingin adalah 17972436,179 kJ/jam Menentukan kebutuhan air pendingin : Air masuk pada suhu 35 C dan keluar pada suhu 47 C Tair in

=

308

K

Tair out =

320

K

Cp air

4.2

kJ/kg K

=

Beban panas CP-01

= m x Cp x dT

17972436,179 kJ/jam

= m x 4,2 kJ/kg K x (320 – 308)K

m

Lampiran C

=

357959,612 kg/jam

Neraca Panas

C-18


7. NERACA PANAS DI SEPARATOR III (S-03) Gas keluar

S-03

Umpan

Cairan keluar a. Q input Panas dibawa umpan T in =

314,676 K

T ref =

298

Komponen

K

K kmol

Cp dT (kJ/kmol)

NH3

415,233

542,142

225115,138

H2O

63,600

479,471

30494,470

EDA

43,442

1392,534

60494,309

MEA

20,851

1303,128

27171,026

DETA

10,267

2353,769

24167,166

Total

553,393

367442,110

b. Qoutput Panas dibawa cairan T in =

314,676 K

T ref =

298

Lampiran C

Q (kJ)

K

Neraca Panas

C-19


Komponen

kmol

Cp dT (kJ/kmol)

Q (kJ)

H2O

63,600

155,049

9861,125

EDA

43,442

1131,036

49134,354

MEA

20,851

2559,449

53366,100

DETA

10,267

2918,482

29965,328

Total

138,160

142326,907

Panas dibawa gas T in =

314,676 K

T ref =

298

Komponen

Lampiran C

K kmol

Cp dT (kJ/kmol)

Q (kJ)

NH3

415,233

542,142

225115,138

H2O

0,000

479,471

0,050

EDA

0,000

1392,534

0,003

MEA

0,000

1303,128

0,002

DETA

0,000

2353,769

0,000

Total

415,233

225115,192

Neraca Panas

C-20


8. NERACA PANAS DI MENARA DISTILASI I ( MD-01)

Qc Produk atas Umpan

Qr Produk bawah

Tujuan : a. Menentukan beban kondensor b. Menentukan beban reboiler 1. Menghitung Entalpi Umpan Cp = A + BT + CT2 + DT3 Cp = kJ/kmol K T ref = 298 K T feed = 312,262 K Komponen

kmol

Xi

Cp dT (kJ/kmol)

Q (kJ)

H2O

63,600

0,460

1164,474

536,050

EDA

43,442

0,314

2532,274

796,226

MEA

20,851

0,151

2887,530

435,775

DETA

10,267

0,074

3191,377

237,168

Total

138,160

1,000

Lampiran C

2005,220

Neraca Panas

C-21


2. Menghitung Entalpi Distilat Menghitung H liquid pada top ( pada suhu bubble point distilat) Cp = A + BT + CT2 + DT3 Cp = kJ/kmol K Tref = 298 K Td = 378,746 K

3.

Komponen

kmol

Xi

Cp dT (kJ/kmol)

Q (kJ)

H2O

63,600

0,598

6350,787

3800,536

EDA

42,573

0,401

14259,757

5712,225

MEA

0,104

0,001

16172,820

15,865

Total

106,277

1,000

9528,626

Menghitung Beban Kondensor ( Qc ) Menghitung H evaporasi pada λ = A(1-T/Tc)n ; T = 378,746 K `Komponen

A

Tc

n

Hvap(kJ/kmol)

λ (kJ)

H2O

52,053 647,130 0,321

39,242

23,484

EDA

57,520 593,000 0,338

40,774

16,333

MEA

74,024 638,000 0,304

56,296

0,055

Total

Lampiran C

39,872

Neraca Panas

C-22


Neraca massa di sekitar kondensor V = D + L0 Di mana R = L0/D = 0,1922 L0 = R*D V = (R+1) D = 1,1922 D Neraca panas : V Hv + Qc

= Lo ho + D hd

(R+1) D Hv + Qc = (R+1)D hd Qc = (hd-Hv) (R+1) D Qc

= - 4468441,575 kJ

4. Menghitung Panas Yang Dibawa Bottom Menghitung entalpi bottom (Qb) Tref = 298 K T

= 448,176 K Komponen

kmol

Xi

Cp dT (kJ/kmol)

Q (kJ)

EDA

0,869

0,027

12013,980

327,395

MEA

20,746

0,651

27640,955

17986,259

DETA

10,267

0,322

31076,612

10007,863

Total

31,882

1,000

28321,516

5. Menghitung Panas Yang Dibawa Reboiler Neraca Panas di sekitar Menara distilasi F hf + Qc + Qr = D hd + B hb

Lampiran C

Neraca Panas

C-23


Hf + Qc + Qr = Hd + Hb Dengan : Hf = panas yang dibawa umpan ( kJ) Qc = panas yang dibawa kondensor ( kJ) Qr = panas yang dibawa reboiler ( kJ) Hd = panas yang dibawa destilat ( kJ) Hb = panas yang dibawa bottom ( kJ) 277041.745 - 4468441,575 +

Qr = 1012679,560 + 902964,772 Qr = 6107044,161 kJ

9. NERACA PANAS DI MENARA DISTILASI II ( MD-02)

Qc

Umpan

Produk atas

Qr Produk bawah

Tujuan : c. Menentukan beban kondensor d. Menentukan beban reboiler

Lampiran C

Neraca Panas

C-24


1. Menghitung Entalpi Umpan Cp = A + BT + CT2 + DT3 Cp = kJ/kmol K T ref

= 298 K

T feed

= 473,092 K

Komponen

kmol

Xi

Cp dT (kJ/kmol)

Q (kJ)

EDA

0,869

0,027

32813,157

894,196

MEA

20,746

0,651

36726,779

23898,499

DETA

10,267

0,322

40659,167

13093,814

Total

31,882

37886,508

2. Menghitung Entalpi Distilat Menghitung H liquid pada top ( pada suhu bubble point distilat) Cp = A + BT + CT2 + DT3 Cp = kJ/kmol K Tref = 298 K Td = 440,093 K Komponen

kmol

Yi

Cp dT (kJ/kmol)

Q (kJ)

EDA

0,868

0,041

15483,495

628,463

MEA

20,331

0,950

14527,678

13798,643

DETA

0,205

0,010

26283,990

252,148

Total

21,406

1,000

Lampiran C

14679,254

Neraca Panas

C-25


3. Menghitung Beban Kondensor ( Qc ) Menghitung H evaporasi pada λ = A(1-T/Tc)n ; T = 378,746 K Komponen

A

Tc

n

Hvap(kJ/kmol)

Yi

λ(kJ/kmol)

EDA

57,520 593 0,338

36,380

0,041

1,477

MEA

74,024 638 0,304

51,859

0,950

49,257

DETA

63,500 676 0,222

50,266

0,001

0,482

1,000

51,216

Total


= Lo ho + D hd


= -1658448,803 Kj

4. Menghitung Panas Yang Dibawa Bottom Menghitung entalpi bottom (Qb) Tref = 298 K T

= 477,882 K

Lampiran C

Neraca Panas

C-26


5.

Komponen

kmol

Xi

Cp dT (kJ/kmol)

Q (kJ)

MEA

0,415

0,040

33836,362

1340,041

DETA

10,062

0,960

37835,683

36337,254

Total

10,477

1,000

37677,296

Menghitung Panas Yang Dibawa Reboiler Neraca Panas di sekitar Menara distilasi F hf + Qc + Qr = D hd + B hb Hf + Qc + Qr = Hd + Hb Dengan : Hf

= panas yang dibawa umpan ( kJ)

Qc

= panas yang dibawa kondensor ( kJ)

Qr

= panas yang dibawa reboiler ( kJ)

Hd = panas yang dibawa destilat ( kJ) Hb

= panas yang dibawa bottom ( kJ)

1207922 - 1658448,803 +

Qr = 624612,505 + 394745,558 Qr = 1469884,867 kJ

Lampiran C

Neraca Panas

C-27


10. NERACA PANAS DI MENARA DISTILASI III ( MD-03)

Qc

Umpan

Produk atas

Qr Produk bawah

Tujuan : e. Menentukan beban kondensor f. Menentukan beban reboiler 1. Menghitung Entalpi Umpan Cp = A + BT + CT2 + DT3 Cp = kJ/kmol K T ref = 298 K T feed = 312,842 K

Lampiran C

Neraca Panas

C-28


Komponen

kmol

Xi

Cp dT (kJ/kmol)

Q (kJ)

H2O

63,600

0,598

1119,143

71177,833

EDA

42,573

0,401

2532,274

107806,680

MEA

0,104

0,001

2887,530

301,034

Total

106,278

1,000

179285,547

2. Menghitung Entalpi Distilat Menghitung H liquid pada top ( pada suhu bubble point distilat) Cp = A + BT + CT2 + DT3 Cp = kJ/kmol K Tref = 298 K Td = 373,330 K Komponen

kmol

Yi

Cp dT (kJ/kmol)

Q (kJ)

H2O

62,964

0,987

2381,280

2349,508

EDA

0,851

0,013

7492,353

99,967

Total

63,815

1,000

2449,475

3. Menghitung Beban Kondensor ( Qc ) Menghitung H evaporasi pada λ = A(1-T/Tc)n ; T = 373,330 K

Lampiran C

Neraca Panas

C-29


Komponen

A

Tc

n

Hvap(kJ/kmol)

Yi

λ(kJ/kmol)

H2O

52,053

647

0,321

39,494

0,987

38,967

EDA

57,520

593

0,338

41,119

0,013

0,549

MEA

74,024

638

0,304

56,651

0,000

0,000

1,000

39,516

Total


= Lo ho + D hd


= -7858144,254 kJ

d. Menghitung Panas Yang Dibawa Bottom Menghitung entalpi bottom (Qb) Tref = 298 K T

= 390,203K

Lampiran C

Neraca Panas

C-30


Komponen

kmol

Xi

Cp dT (kJ/kmol)

Q (kJ)

H2O

0,636

0,015

6946,976

104,053

EDA

41,722

0,983

16384,038

16098,408

MEA

0,104

0,002

18560,945

45,571

Total

42,462

1,000

16248,032

e. Menghitung Panas Yang Dibawa Reboiler Neraca Panas di sekitar Menara distilasi F hf + Qc + Qr = D hd + B hb Hf + Qc + Qr = Hd + Hb Dengan : Hf = panas yang dibawa umpan ( kJ) Qc = panas yang dibawa kondensor ( kJ) Qr = panas yang dibawa reboiler ( kJ) Hd = panas yang dibawa destilat ( kJ) Hb = panas yang dibawa bottom ( kJ) 179285,547 - 7858144,254 +

Qr = 368176,065 + 689921,687 Qr = 8736956,460 kJ

Lampiran C

Neraca Panas

C-31


11. NERACA PANAS DI COOLER I (CO-01)

Tujuan : a. Menghitung beban panas CO-01 b. Menghitung kebutuhan air pendingin 1. Menghitung Beban Panas Qinput Fluida panas

= umpan reaktor

T in

= 535,180 K

Komponen

kmol

Cp dT (kJ/kmol)

Q (kJ)

NH3

467,868

9264,235

4334439,232

H2O

0,903

7056,050

6371,952

EDA

0,869

27348,283

23761,230

MEA

83,548

25712,956

2148346,030

DETA

0,205

47797,337

9815,121

Total

553,393

Q input fluida panas

Lampiran C

6522733,565

= 6522733,565 kJ/jam

Neraca Panas

C-32


Q output T out

= 508 K

Komponen

kmol

Cp dT (kJ/kmol)

Q (kJ)

NH3

467,868

8118,727

3798492,938

H2O

0,903

6327,045

5713,625

EDA

0,869

23689,006

20581,911

MEA

83,548

22278,564

1861326,379

DETA

0,205

41264,754

8473,664

Total

553,393

Q output fluida panas Q pendingin

5694588,516

= 5694588,516 kJ/jam

= Q input fluida panas - Q output fluida panas = 6522733,565 - 5694588,516 = 828145,049 kJ/jam

2. Menghitung Kebutuhan Air Pendingin Air masuk pada suhu 35 C dan keluar pada suhu 47 C Tair in

=

308

K

Tair out =

320

K

Cp air

4.2

kJ/kg K

=

Beban panas CO-01 = m x Cp x dT 828145,049 kJ/jam = m x 4,2 kJ/kg K x (320 – 308)K m =

Lampiran C

16431,449 kg/jam

Neraca Panas

C-33


12. NERACA PANAS DI COOLER II (CO-02)

Tujuan : a Menghitung beban panas CO-02 b Menghitung kebutuhan air pendingin 1. Menghitung Beban Panas Qinput Fluida panas

= hasil bawah MD-02

T in


kmol

Cp dT (kJ/kmol)

Q (kJ)

MEA

0,415

38695,956

16056,012

DETA

10,062

42460,581

427242,049

Total

10,477


443298,061

= 443298,061 kJ/jam

Q output T out

Lampiran C

= 303 K

Neraca Panas

C-34


Komponen

kmol

MEA

0,415

982,386

407,619

DETA

10,062

1079,887

10865,916

Total

10,477


Cp dT (kJ/kmol)

11273,535

= 11273,535 kJ/jam



= 308

K

Tair out

= 320

K

Cp air

= 4.2

kJ/kg K

Beban panas CO-02

= m x Cp x dT

432024,526 kJ/jam

= m x 4,2 kJ/kg K x (320 – 308)K

m

Lampiran C

Q (kJ)

=

8571,915 kg/jam

Neraca Panas

C-35


13. NERACA PANAS DI COOLER III (CO-03)

Tujuan : a. Menghitung beban panas CO-03 b. Menghitung kebutuhan air pendingin 1. Menghitung Beban Panas Qinput Fluida panas

= hasil bawah MD-03

T in


kmol

Cp dT (kJ/kmol)

Q (kJ)

H2O

0,636

6888,603

4381,172

EDA

41,722

16619,589

693395,918

MEA

0,104

18675,170

1946,945

Total

42,462


699724,034

= 699724,034 kJ/jam

Q output T out

Lampiran C

= 303 K

Neraca Panas

C-36


Komponen

kmol

H2O

0,636

378,456

240,699

EDA

41,722

866,655

36158,225

MEA

0,104

982,386

102,417

Total

42,462


Cp dT (kJ/kmol)

Q (kJ)

36501,341

= 36501,341 kJ/jam



= 308

K

Tair out

= 320

K

Cp air

= 4.2

kJ/kg K

Beban panas CO-03

= m x Cp x dT

663222,693 kJ/jam

= m x 4,2 kJ/kg K x (320 – 308)K

m

Lampiran C

=

13159,180 kg/jam

Neraca Panas

C-37


Lampiran C

Neraca Panas

C-38


Lampiran C

Neraca Panas

C-39


Lampiran C

Neraca Panas


REAKTOR

Kode

: R-01

Fungsi

: Untuk mereaksikan gas monoethanolamine (MEA) dan ammonia menjadi ethylenediamine (EDA) dan diethylenetriamine (DETA)

Jenis

: Single-bed Catalytic Reactor

Kondisi operasi Suhu

: 235– 272,5715 0C

Tekanan

: 33 - 32,9001 atm

Fase

: gas

Katalis

: Activated Nickel Catalyst (Raney Nickel)

Bentuk

: butir

Ukuran

: 3,5 mm

Kadar nikel

: minimal 88 %

Bulk density

: 524,512 kg/m3

Asumsi :

Reaktor fixed bed dengan diameter besar dan diisolasi sempurna, sehingga panas yang hilang ke sekeliling kecil, dapat dianggap adiabatik.

Gradien konsentrasi dan suhu ke arah radial relatif kecil (asumsi beda suhu dan konsentrasi hanya ke arah memanjang/ longitudinal).

Dengan kecepatan aliran gas besar dan tumpukan katalisator tebal, maka dispersi aksial untuk panas ataupun massa dapat diabaikan.

Lampiran D

Reaktor


Jika kecepatan aliran gas di seluruh reaktor fixed bed sama dapat dianggap plug flow, sehingga tiap molekul gas mempunyai waktu tinggal yang sama di dalam reaktor (Agra, 1992).

Ditinjau suatu elemen volum dalam reaktor FMEA z

FMEA z + ∆z

Gambar.1 Elemen volum

Reaksi yang terjadi adalah : MEA (g) + NH3 (g)

EDA (g) + H2O (g)

MEA (g) +

DETA (g) + H2O (g)

EDA (g)

Disederhanakan menjadi :

•

A (g)

+

B (g)

C (g)

+

A (g)

+

C (g)

E (g)

+ D (g)

D (g)

Neraca massa MEA pada elemen volum pada keadaan steady state: Rate of input – Rate f output = Rate of accumulation FA z − FA z + ∆z − ( A ∆z rA ) × ρbulk .catalyst = 0

FA z + ∆z − FA z ∆z

Lampiran D

= A (rA ) ρbulk catalyst

Reaktor


∆z → 0

dFA = A(rA ) ρbulk catalyst dz

FA = FAmula−mula (1 − X ) → dFA = − FAmula−mula dX

•

reaksi (1) :

dx1 A( r1 A ) ρbulkcatalyst = dz FA mula−mula

……………………………….. (1)

reaksi (2) :

dx2 A( r2 A ) ρbulk catalyst = dz FA mula −mula

………………………………..(2)

Neraca panas pada elemen volum pada keadaaan steady state :

input – output + disappearance by reaction = accumulation

∑ (F H ) −∑ (F H ) i

fi

∑ (F H ) i

fi

z

i

z + ∆z

fi

z + ∆z

−∑ (Fi H fi ) z

∆z

−(− rA ) ρbulk catalyst A ∆z H Ro = 0 + (− rA ) ρbulk catalyst A H Ro = 0

Jika diambil ∆z → 0, maka diperoleh : d (∑ (Fi H fi )) + (− rA )ρbulkcatalyst A H Ro = 0 dz ⎛

∑ ⎜⎜ F

i

⎝

dH fi ⎞ dF ⎞ ⎛ ⎟⎟ + ∑ ⎜ H fi i ⎟ + (− rA )ρbulk catalyst A H Ro = 0 dz ⎠ dz ⎠ ⎝

⎛

dT⎞ ⎛

∑⎜⎝FCp dz ⎟⎠ +⎜⎝H i

i

fA

dFA dF dF dF dF ⎞ + Hf B B + Hf C C + Hf E E + Hf D D ⎟ dz dz dz dz dz ⎠

+ (− rA )ρ bulkcatalyst A HR 0 = 0

Lampiran D

Reaktor


dT ⎞ ⎡⎛ dx dx dx dx ⎞⎤ ⎛ Σ⎜ Fi Cpi − H f B FAmula + H f C FAmula + H f D FAmula ⎟ + ⎢⎜ − H f A FAmula ⎟ + dz ⎠ ⎣⎝ dz dz dz dz ⎠⎥⎦ ⎝ ⎡⎛ dx dx dx dx ⎞⎤ ⎢⎜ − H f A FAmula dz − H fC FAmula dz + H f E FAmula dz + H f D FAmula dz ⎟⎥ =0 ⎠⎦ ⎣⎝

( (

) )

0 dT ⎞ ⎡ − H f A − H fB + H fC + H f D + H R1 +⎤ dx ⎛ ∑⎜⎝ FiCpi dz ⎟⎠ + ⎢⎢ − H − H + H + H + H 0R ⎥⎥FAmula−mula dz = 0 2 fA fC fE fD ⎦ ⎣

Jika

(

)

(

)

∆HR1 = HR01 − H fA − H fB + H fC + H fD

∆HR2 = HR02 − H fA − H fC + H fE + H fD dT = dz

(− ∆H R1 )FA

dx dx + (− ∆H R2 )FAmula−mula dz dz ∑(FiCpi )

mula− mula

[

] [

(− ∆H R1 )(− rA )A ρ bulkkatalis + (− ∆H R 2 ) (− rA ) A ρ bulkkatalis dT = dz Σ(Fi Cp i )

]

Keterangan : T

: suhu (K)

z

: tinggi bed (m)

(-∆HR)

: panas reaksi (kJ/kmol)

A

: luas permukaan (m2)

-rA

: kecepatan reaksi (kmol MEA/kg katalis.jam)

Cpi

: kapasitas panas tiap komponen (kJ/kmol K)

Fi

: jumlah mol tiap komponen (kmol/jam)

Lampiran D

Reaktor

……….. (3)


Panas pembentukan produk pada 298 OK (∆HR0) :

∆H reaksi 298 = (∆H produk 298 − ∆Hrreak tan 298 )

Komponen

Hf (Tr) (kJ/kmol)

MEA

-210190

NH3

-45900

EDA

-17340

DETA

-5860

H2O

-241800

Reaksi (1) : ∆H reaksi 298 = [( -17340 – 241800 ) – (-210190 - 45900)] = -3050 kJ/kmol Reaksi (2) : ∆H reaksi 298 = [( -5860 - 241800) – (-210190 -17340)] = -20130 kJ/kmol Karena ∆Hr negatif, maka kedua reaksi berlangsung secara eksotermis.

•

Pressure Drop pada elemen volum

Untuk menghitung pressure drop dalam reaktor, digunakan persamaan Ergun : ⎞ dP G ⎛ 1 − ε ⎞⎛⎜ 150 (1 − ε )µ =− + 1,75 G ⎟ ………………………… (4) ⎜ 3 ⎟⎜ ⎟ ρ g c D p ⎝ ε ⎠⎝ dz Dp ⎠

Lampiran D

Reaktor


G=

ρ=

∑F BM

avg

(kg/m2.s)

A. 3600

P BM avg

(kg/m3)

RT

BM avg = ∑ ( xi BM i )

(kg/kmol)

µ avg = [∑ ( z i µ i )]× 10 −6

(kg/m.s)

Dengan :

•

P

=

tekanan (lbm/ft2)

ε

=

porositas

gc

=

faktor konversi (4,17x108 lbm.ft/s2.lbf)

Dp =

diameter partikel dalam bed (ft)

µ

=

viskositas gas ( lbm/ft.jam)

ρ

=

densitas gas (lb/ft3)

G

=

kecepatan superficial (lbm/ft2.jam)

Menentukan persamaan kecepatan reaksi

Reaksi yang terjadi adalah : MEA (g) + NH3 (g)

EDA (g) + H2O (g) (reaksi 1)

MEA (g) +

DETA (g) + H2O (g)

EDA (g)

(reaksi 2)

Persamaan kecepatan reaksi :

Lampiran D

r1 = k1 PMEA. PNH3

……………….... (5)

r2 = k2 PMEA. PEDA

……………….... (6)

Reaktor


(Morris,1981) dengan : rMEA

= kecepatan reaksi (kmol MEA/kg katalis.jam)

k

= konstanta kecepatan reaksi (L2/ kg katalis.kmol.jam)

PMEA = tekanan parsial MEA (atm) PNH3

= tekanan parsial NH3 (atm)

PEDA

= tekanan parsial EDA (atm)

Dengan program MATLAB ingin diketahui konversi MEA, suhu produk dan tekanan keluar reaktor sebagai fungsi tinggi bed reaktor. Diketahui

:

Temperatur masuk

= 508 K = 235 0C

Tekanan masuk

Lampiran D

= 33 atm

Reaktor


PERHITUNGAN BED

Tin bed = 508 K Neraca massa bed

Komposisi gas umpan: Komponen Kmol/jam

Fraksi mol

Kg/jam

NH3

467,868

0,845

7968.260

H2O

0,903

0,002

16,268

EDA

0,869

0,002

52,216

MEA

83,548

0,151

5103,438

DETA

0,205

0.000

21,185

Jumlah

553,393

1,000

13161,368

Komposisi gas produk: Komponen

Kmol/jam

Fraksi mol

Kg/jam

NH3

415,232

0,750

7071,831

H2O

63,601

0,115

1145,759

EDA

43,442

0,07

2610,815

MEA

20,851

0,038

1273,639

DETA

10,267

0,018

1059,260

Jumlah

553,393

1,000

13161,368

Lampiran D

Reaktor


Berat katalis di bed

Diketahui : Diameter (D)

= 1,3 m

Tinggi bed (Z)

= 2,6 m

Vbed =

π 4

= 102,362 in

D2Z

= 3,449 m3 Berat katalis = Vbed x ρb.cat = 1809,194 Vcat =

kg

Vbed (1 − ε )

Dengan ε = porositas katalis = 0,325, maka: Vcat = 1,582 m³

Waktu tinggal di bed

ρ =

P BM avg Z RT

= 19,894 kg/m3 Laju alir gas masuk = 661,583 Waktu tinggal

=

m3/jam

(Vbed

− Vcat ) laju alir gas

= 0,0025 jam

Lampiran D

Reaktor


= 9,037 detik

DIMENSI REAKTOR Tebal dinding reaktor

Dipilih bahan Carbon Steel SA-285 grade C Dari Brownell Appendix D diperoleh : Max allowable stress (f)

= 13750 psia

Efisiensi pengelasan (E)

= 0,8

Corrosion allowance ( c )

= 0,125 in

Tekanan operasi

= 33 atm = 484,77 psia

Over design = 10%, maka tekanan design = 533,247 psi Dari program Matlab, diperoleh : Diameter bed

=

1,3 m

= 51,182 in Jari-jari ( ri )

= 25,591 m

Tebal shell (ts)

=

P ri +c f E − 0.6 P

= 1,403 in Digunakan tebal shell standar = 1,5 in

Diameter luar reaktor


=

(2 x tebal shell standar) + diameter dalam


=

[( 2 x 1,5) + 51,182] in

Lampiran D

Reaktor


=

54,182 in

=

1,376 m

Tebal head reaktor

Dalam perancangan ini dipilih head jenis elliptical head (P> 200 psi) Bahan yang dipilih adalah Carbon Steel SA-285 grade C Dari Brownell diperoleh : Allowable stress (f)

= 13750 psi

Efisiensi pengelasan (E)

= 0,8 (double welded butt joint)

Corrosion allowance ( c )

= 0,125

Tebal head (th) =

⎛ ⎞ P × rc × W ⎜ +C⎟ ⎜ 2 × f × E − 0,2 × P ⎟ ⎝ ⎠

( Brownell 7.7 )

Dari tabel 5.7 Brownell dipakai OD standar 60 in diperoleh rc

= 60 in

icr

= 3,625 in 1

⎛ 3 + rc ⎞ 4 ⎜⎝ icr ⎟⎠

w

=

W

= 1,767

th

= 2,707 in

Digunakan tebal head standar = 2,75 in

Tinggi head reaktor

Tinggi head dapat dihitung dengan persamaan sebagai berikut : h = th + b + sf

(Brownell, hal 87)

Dari tabel 5.11, Brownell untuk th = 1,75 in, maka sf = 1,5 – 4,5 Lampiran D

Reaktor


Dipilih sf = 3 in

dari pers. di fig. 5.8 Brownell

:

BC = rc - icr = 56,375 in AB = ID/2 - icr = 31,966 in AC = (BC2-AB2)/2 = 51,920 in B

= rc - AC = 8,080 in

Tinggi head reaktor (OA) = 13,830 in = 0,351 m

Tinggi reaktor

Tinggi reaktor = tinggi bed + (2 x tinggi head) + ruang kosong diatas dan dibawah bed

Lampiran D

Reaktor


Ruang kosong diatas bed

= 2 ft

= 24 in

= 0,609 m

Ruang kosong dibawah bed = 2 ft

= 24 in

= 0,609 m

maka: Tinggi reaktor

= [ 102,362 + (2 x 0,351) + 24 + 24 ] in = 178,023 in = 4,103 m

Diameter pipa pemasukan dan pengeluaran

Diameter optimum pipa dapat ditentukan dengan persamaan : Di,opt

= 226 G 0,5 ρ (-0.35)

G

= laju alir, kg/s

ρ

= densitas, kg/m3

Di

=

diameter optimum, mm

a. Diameter pipa pemasukan : G

= 3,656 kg/s

ρ

= 19,894 kg/m3

maka Di

= 151,725 mm = 5,973 in

Digunakan pipa standar : IPS

= 6 in

OD

= 6,625 in

SN

= 40

Lampiran D

Reaktor


ID

= 6,065 in

b. Diameter pipa pengeluaran : G

= 3,656 kg/s

ρ

= 18,325 kg/m3

maka Di

= 156,151 mm = 6,148 in

Digunakan pipa standar : IPS

= 8 in

OD

= 8,625 in

SN

= 40

ID

= 7,981 in

Isolasi Reaktor

Asumsi : suhu di dalam reaktor = suhu permukaan dinding sebelah dalam shell = suhu permukaan luar shell karena tebal shell relatif kecil dan konduktivitas bahan sangat besar. Isolator yang digunakan jenis asbestos dengan data-data sebagai berikut : e

= 0,93000

(Daftar A-3,J.P. Holman)

kisolasi

= 0,16615 W/m.C

(Daftar A-3,J.P. Holman)

Ta Lampiran D

T1 T2 T3

Reaktor


Suhu isolator bagian luar (T3)

= 40ºC = 313 K

Suhu rata-rata dalam reaktor (T1=T2)

= 272,5715 ºC = 545,5715 K

Suhu udara luar (Ta)

= 30 ºC = 303 K

Suhu film Tf = (T3 + Ta)/2

= 308 K

β

= 1/Tf

= 0,029

∆T

=

= 278 K

T3 - Tf

Sifat Fisis udara pada Tf : 308 K r

=

1,149 kg/m3

cp

=

1006,228 J/kgC

k

=

0,027 W/mC

m

=

0,000019 kg/ms

Asumsi :

(Daftar A-5, J.P.Holman)

a. Sifat-sifat udara tetap b. Di sekeliling reaktor terjadi konveksi bebas

Menghitung koefisien perpindahan panas konveksi

Gr =

Pr =

l3ρ 2β g ∆t

µ2 cp.µ k

Raf = Gr. Pr

Lampiran D

Gr = bilangan Grasshof

Pr = bilangan Prandtl

Raf = bilangan Rayleigh

Reaktor


Bila Raf = 104 - 109

⎛ ∆t ⎞ hc = 0.29⎜ ⎟ ⎝ L ⎠

Bila Raf = 109 – 1012

hc = 0.19(∆ t )

0.25

1/ 3

hc

= koefisien perpindahan panas konveksi

L

= tinggi silinder reaktor

Gr

= 4,821E+11

Pr

= 0,706

(Mc Adams,1958)

= 4,522m

Raf = 3,402.E+11 hc

=

0,325 W/m2C

Menghitung koefisien perpindahan panas radiasi

Koefisien perpindahan panas radiasi dihitung dengan :

qr = ε τ (Ts − Tu ) 4

4

dengan : e

= emisivitas

t

= konstanta Stefan Boltzman = 5,67E-08 W/m2K4

Ts = suhu dinding = 313 K Tu = suhu udara

= 303 K

Bahan dinding reaktor adalah Cr-Ni dengan Kb = 17W/mC qr = 61,633 W/m2

Lampiran D

Reaktor


Koefisien perpindahan panas radiasi hr

= qr/(Ts-Tu) = 6,163 W/m2C

Menentukan tebal isolasi

Trial tebal isolasi = 0,412 m qc

= hc A (T3 – Ta) = 69,769W

qr

= hr A (T3 – Ta) =

1323,527 W

q keluar = qc + qr = 1393,295W q masuk = q keluar = q konduksi =

R3

= 0,756 m

Tebal isolasi =

Lampiran D

2π L (T1 − T3 ) R R ln 2 ln 3 R1 R2 + k1 k2

0,412 m

check

Reaktor


Lampiran D

Reaktor


Lampiran D

Reaktor

BAB I PENDAHULUAN. industri di Indonesia mengalami peningkatan, salah satunya adalah

Recommend Documents