JURUSAN TEKNIK KIMIA FAKULTAS TEKNIK UNIVERSITAS SEBELAS MARET SURAKARTA 2011

perpustakaan.uns.ac.id

digilib.uns.ac.id

TUGAS AKHIR

PRARANCANGAN PABRIK BENZENE DARI TOLUENE DAN HIDROGEN KAPASITAS 300.000 TON/TAHUN

Oleh: Tutuk Laksana Wati

I 0506050

Vina Vikryana

I 0506051

JURUSAN TEKNIK KIMIA FAKULTAS TEKNIK UNIVERSITAS SEBELAS MARET SURAKARTA 2011 commit to user


digilib.uns.ac.id

LEMBAR PENGESAIIAN TUGAS AKHIR

PRARANCANGAN PABRIK BENZENE DARI TOLAENE DAN HIDROGEN KAPASITAS

3OO.OOO

TON/TAHUN

Oleh: Tutuk Laksana Wati

I 0506050

Vina Vikryana

r 0506051

Pembimbing II

Bresas S.T. Sembodo" S.T.. M.T. NrP. 1971nA6 t99903 | 002

NrP.19721 t26 200003 2 001

Dipertahankan di depan tim penguji:

1.

YC. Danarto, S.T., M.T. NrP. 19730827 200012 | A0l

2.

Wusana Agung W., S.T., M.T.

ffift^n ,

NIP. 19801005 200501 I 001

2.

$ffi commit to user

4-tt e


digilib.uns.ac.id

KATA PENGANTAR

Segala puji syukur kepada Allah SWT, hanya karena rahmat dan ridho-Nya, penulis akhirnya dapat menyelesaikan penyusunan laporan tugas akhir dengan judul “Prarancangan Pabrik Benzene dari Toluene dan Hidrogen Kapasitas 300.000 Ton / Tahun” ini. Dalam penyusunan tugas akhir ini penulis memperoleh banyak bantuan baik berupa dukungan moral maupun spiritual dari berbagai pihak. Oleh karena itu, penulis mengucapkan terima kasih kepada : 1. Kedua orang tua dan keluarga atas dukungan doa, materi dan semangat yang senantiasa diberikan tanpa kenal lelah. 2. Enny Kriswiyanti A., S.T., M.T. selaku Dosen Pembimbing I dan Bregas S.T. Sembodo, S.T., M.T. selaku Dosen Pembimbing II atas bimbingan dan bantuannya dalam penulisan tugas akhir. 3. Y.C. Danarto, S.T., M.T. selaku Pembimbing Akademik dan Dosen Penguji dalam ujian pendadaran tugas akhir. 4. Wusana Agung Wibowo, S.T., M.T. selaku Dosen Penguji dalam ujian pendadaran tugas akhir. 5. Ir. Arif Jumari, M.Sc. selaku Ketua Jurusan Teknik Kimia FT UNS. 6. Segenap Civitas Akademika atas semua bantuannya. 7. Teman-teman mahasiswa Teknik Kimia FT UNS khususnya tekimers ’06. Penulis menyadari bahwa laporan tugas akhir ini belum sempurna. Oleh karena itu, penulis membuka diri terhadap segala saran dan kritik yang membangun. Semoga laporan tugas akhir ini dapat bermanfaat bagi penulis dan pembaca sekalian. Surakarta,

Maret 2011

Penulis

commit to user ii


digilib.uns.ac.id

DAFTAR ISI

Halaman Judul ...............................................................................................

i

Kata Pengantar................................................................................................

ii

Daftar Isi ........................................................................................................

iii

Daftar Tabel ................................................................................................... viii Daftar Gambar ...............................................................................................

xi

Intisari ........................................................................................................... xii BAB I PENDAHULUAN 1.1

Latar Belakang Pendirian Pabrik ..............................................

1

1.2

Kapasitas Rancangan ..............................................................

2

1.2.1 Kebutuhan Benzene di Indonesia ..................................

2

1.2.2 Ketersediaan Bahan Baku .............................................

4

1.2.3 Kapasitas Pabrik Minimal dan Maksimal di Luar Negeri

4

1.3

Pemilihan Lokasi Pabrik .........................................................

5

1.4

Tinjauan Pustaka .....................................................................

7

1.4.1 Macam-macam Proses Pembuatan Benzene .................

7

1.4.2 Kegunaan Produk ........................................................ 10 1.4.3 Sifat Fisis dan Kimia Bahan Baku dan Produk ............. 11 1.4.3.1 Sifat Fisis dan Kimia Bahan Baku ................... 11 1.4.3.2 Sifat Fisis dan Kimia Produk ............................ 14 1.4.4 Tinjauan Proses ........................................................... 17

commit to user iii


digilib.uns.ac.id

BAB II DESKRIPSI PROSES 2.1

Spesifikasi Bahan Baku dan Produk ........................................ 19 2.1.1 Spesifikasi Bahan Baku ............................................... 19 2.1.2 Spesifikasi Produk Utama............................................. 19 2.1.3 Spesifikasi Produk Samping ......................................... 20

2.2

Konsep Proses ......................................................................... 20 2.2.1 Mekanisme Reaksi ....................................................... 20 2.2.2 Kondisi Operasi ............................................................ 21 2.2.3 Tinjauan Termodinamika ............................................. 22 2.2.4 Tinjauan Kinetika Reaksi.............................................. 27

2.3

Diagram Alir Proses dan Tahapan Proses ................................ 28 2.3.1 Diagram Alir Proses ..................................................... 28 2.3.2 Tahapan Proses............................................................. 32 2.3.2.1 Tahap Penyimpanan Bahan Baku ..................... 32 2.3.2.2 Tahap Penyiapan Bahan Baku .......................... 32 2.3.2.3 Tahap Pembentukan Produk ............................. 33 2.3.2.4 Tahap Pemurnian Produk ................................. 34

2.4

Neraca Massa dan Neraca Panas ............................................. 35 2.4.1 Neraca Massa .............................................................. 36 2.4.2 Neraca Panas ............................................................... 42

2.5

Lay Out Pabrik dan Peralatan Proses ........................................ 46 2.5.1 Lay Out Pabrik ............................................................. 46 2.5.2 Lay Out Peralatan Proses .............................................. 50

commit to user iv


digilib.uns.ac.id

BAB III SPESIFIKASI ALAT PROSES 3.1 Reaktor ...................................................................................... 53 3.2 Flash Drum ................................................................................ 54 3.3 Menara Destilasi......................................................................... 55 3.4 Vaporizer.................................................................................... 56 3.5 Tangki ........................................................................................ 57 3.6 Condenser .................................................................................. 58 3.7 Reboiler...................................................................................... 60 3.8 Accumulator ............................................................................... 61 3.9 Heat Exchanger.......................................................................... 62 3.10 Furnace ..................................................................................... 63 3.11 Pompa ........................................................................................ 64 3.12 Kompresor.................................................................................. 66 BAB IV UNIT PENDUKUNG PROSES DAN LABORATORIUM 4.1

Unit Pendukung Proses ........................................................... 67 4.1.1 Unit Pengadaan Air ...................................................... 68 4.1.1.1 Air Pendingin dan Air Pemadam Kebakaran ... 68 4.1.1.2 Air Konsumsi.................................................. 69 4.1.1.3 Pengolahan Air ............................................... 69 4.1.1.4 Kebutuhan Air................................................. 72 4.1.2 Unit Pengadaan Pendingin Reaktor ............................... 73 4.1.3 Unit Pengadaan Udara Tekan........................................ 74 4.1.4 Unit Pengadaan Listrik ................................................ 75

commit to user v


digilib.uns.ac.id

4.1.4.1 Listrik untuk keperluan proses dan utilitas........ 75 4.1.4.2 Listrik untuk penerangan .................................. 77 4.1.4.3 Listrik untuk AC .............................................. 79 4.1.4.4 Listrik untuk laboratorium dan instrumentasi.... 79 4.1.5 Unit Pengadaan Bahan Bakar ....................................... 80 4.2

Laboratorium .......................................................................... 81 4.2.1 Laboratorium Fisik .................................................... 83 4.2.2 Laboratorium Analitik ............................................... 83 4.2.3 Laboratorium Penelitian dan Pengembangan .............. 84

4.3

Unit Pengolahan Limbah.......................................................... 84

BAB V MANAJEMEN PERUSAHAAN 5.1

Bentuk Perusahaan .................................................................. 88

5.2

Struktur Organisasi ................................................................. 89

5.3

Tugas dan Wewenang ............................................................. 94 5.3.1 Pemegang Saham ........................................................ 94 5.3.2 Dewan Komisaris ........................................................ 94 5.3.3 Dewan Direksi ............................................................. 95 5.3.4 Staf Ahli ...................................................................... 96 5.3.5 Penelitian dan Pengembangan (Litbang) ...................... 96 5.3.6 Kepala Bagian .............................................................. 97 5.3.7 Kepala Seksi ................................................................. 100

5.4

Pembagian Jam Kerja Karyawan ............................................. 101 5.4.1 Karyawan Non Shift ..................................................... 101

commit to user vi


digilib.uns.ac.id

5.4.2 Karyawan Shift............................................................. 101 5.5

Status Karyawan dan Sistem Upah .......................................... 103

5.6

Penggolongan Jabatan, Jumlah Karyawan dan Gaji ................. 104 5.6.1 Penggolongan Jabatan .................................................. 104 5.6.2 Jumlah Karyawan dan Gaji .......................................... 104

5.7

Kesejahteraan Sosial Karyawan ............................................... 107

BAB VI ANALISIS EKONOMI 6.1

Penaksiran Harga Peralatan ..................................................... 110

6.2

Penentuan Total Capital Investment (TCI) .............................. 113 6.2.1 Modal Tetap (Fixed Capital Investment)......................... 114 6.2.2 Modal Kerja (Working Capital Investment) .................... 115

6.3

Biaya Produksi Total (Total Poduction Cost) ......................... 116 6.3.1 Manufacturing Cost....................................................... 116 6.3.1.1 Direct Manufacturing Cost (DMC) ................ 116 6.3.1.2 Indirect Manufacturing Cost (IMC) ................ 116 6.3.1.3 Fixed Manufacturing Cost (FMC) .................. 117 6.3.2 General Expense (GE) .................................................. 117

6.4

Keuntungan Produksi ............................................................... 118

6.5

Analisis Kelayakan .................................................................. 118

Daftar Pustaka ............................................................................................... xiii Lampiran

commit to user vii


digilib.uns.ac.id

DAFTAR TABEL

Tabel 1.1 Data Impor Benzene Indonesia .....................................................

3

Tabel 1.2 Data Pabrik Penghasil Benzene di Indonesia ................................

4

Tabel 2.1 Harga Hfo dan Gfo .................................................................... 22 Tabel 2.2 Neraca Massa pada Tee1 .............................................................. 36 Tabel 2.3 Neraca Massa pada Vaporizer 1 (VP-01) ..................................... 36 Tabel 2.4 Neraca Massa pada Tee2 .............................................................. 37 Tabel 2.5 Neraca Massa pada Tee3 .............................................................. 37 Tabel 2.6 Neraca Massa pada Tee4 .............................................................. 38 Tabel 2.7 Neraca Massa pada Reaktor ......................................................... 38 Tabel 2.8 Neraca Massa pada Flash drum 1 (FD-01).................................... 39 Tabel 2.9 Neraca Massa pada Tee5 .............................................................. 39 Tabel 2.10 Neraca Massa pada Flash drum 2 (FD-02).................................... 40 Tabel 2.11 Neraca Massa pada Tee6 .............................................................. 40 Tabel 2.12 Neraca Massa pada Menara Distilasi 1 (MD-01)........................... 41 Tabel 2.13 Neraca Massa pada Menara Distilasi 2 (MD-02)........................... 41 Tabel 2.14 Neraca Massa Total ..................................................................... 42 Tabel 2.15 Neraca Panas pada Vaporizer........................................................ 42 Tabel 2.16 Neraca Panas pada Furnace .......................................................... 43 Tabel 2.17 Neraca Panas pada Reaktor........................................................... 43 Tabel 2.18 Neraca Panas pada Condensor 1 (CD-01) ..................................... 43 Tabel 2.19 Neraca Panas pada Flash Drum 1 (FD-01).................................... 44

commit viiito user


digilib.uns.ac.id

Tabel 2.20 Neraca Panas pada Flash Drum 2 (FD-02).................................... 44 Tabel 2.21 Neraca Panas pada Menara Destilasi 1 (MD-01) ........................... 45 Tabel 2.22 Neraca Panas pada Menara Destilasi 2 (MD-02) ........................... 45 Tabel 2.23 Neraca Panas pada Total .............................................................. 46 Tabel 3.1 Spesifikasi Reaktor ...................................................................... 53 Tabel 3.2 Spesifikasi Flash Drum ................................................................ 54 Tabel 3.3 Spesifikasi Menara Destilasi ........................................................ 55 Tabel 3.4 Spesifikasi Vaporizer ................................................................... 56 Tabel 3.5 Spesifikasi Tangki ....................................................................... 57 Tabel 3.6 Spesifikasi Condensor ................................................................. 58 Tabel 3.7 Spesifikasi Reboiler ..................................................................... 60 Tabel 3.8 Spesifikasi Accumulator .............................................................. 61 Tabel 3.9 Spesifikasi Heat Exchanger ......................................................... 62 Tabel 3.10 Spesifikasi Furnace ..................................................................... 63 Tabel 3.11 Spesifikasi Pompa ........................................................................ 64 Tabel 3.12 Spesifikasi Kompresor ................................................................. 66 Tabel 4.1 Kebutuhan air pendingin............................................................... 72 Tabel 4.2 Kebutuhan air konsumsi umum dan sanitasi.................................. 73 Tabel 4.3 Kebutuhan listrik untuk keperluan proses dan utilitas.................... 76 Tabel 4.4 Jumlah Lumen berdasarkan luas bangunan.................................... 78 Tabel 4.5 Total kebutuhan listrik pabrik ....................................................... 79 Tabel 5.1 Jadwal pembagian kelompok shift ................................................ 102 Tabel 5.2 Jumlah Karyawan Menurut Jabatan .............................................. 104

commitixto user


digilib.uns.ac.id

Tabel 5.3 Perincian Golongan dan Gaji Karyawan ....................................... 106 Tabel 6.1 Indeks Harga Alat ........................................................................ 111 Tabel 6.2 Modal Tetap ................................................................................ 114 Tabel 6.3 Modal Kerja ................................................................................. 115 Tabel 6.4 Direct Manufacturing Cost .......................................................... 116 Tabel 6.5 Indirect Manufacturing Cost ........................................................ 116 Tabel 6.6 Fixed Manufacturing Cost ........................................................... 117 Tabel 6.7 General Expense .......................................................................... 117 Tabel 6.8 Analisis Kelayakan ...................................................................... 120

commitx to user


digilib.uns.ac.id

DAFTAR GAMBAR

Gambar 1.1

Grafik Data Impor Benzene di Indonesia ................................

3

Gambar 1.2

Gambar Pemilihan Lokasi Pabrik ............................................

7

Gambar 2.1

Diagram Alir Proses................................................................. 29

Gambar 2.2

Diagram Alir Kualitatif ........................................................... 30

Gambar 2.3

Diagram Alir Kuantitatif ......................................................... 31

Gambar 2.4

Layout Pabrik........................................................................... 49

Gambar 2.5

Layout Peralatan Proses ........................................................... 52

Gambar 4.1

Skema Pengolahan Air Laut .................................................... 71

Gambar 4.2

Skema Pengolahan Air KTI ..................................................... 72

Gambar 4.3

Skema Instalasi Pengolahan Air Limbah (IPAL) ...................... 86

Gambar 5.1

Struktur Organisasi Pabrik Benzene ......................................... 93

Gambar 6.1

Chemical Engineering Cost Index ........................................... 112

Gambar 6.2

Grafik Analisis Kelayakan ...................................................... 121

commit to user xi


digilib.uns.ac.id

INTISARI Tutuk Laksana Wati dan Vina Vikryana, 2011, Prarancangan Pabrik Benzene dari Toluene dan Hidrogen Kapasitas 300.000 Ton/Tahun, Jurusan Teknik Kimia, Fakultas Teknik, Universitas Sebelas Maret, Surakarta Benzene banyak digunakan sebagai bahan pelarut dalam ekstraksi maupun distilasi, juga digunakan sebagai bahan baku pembuatan senyawa lain seperti styrene, phenol, aniline, dan chlorobenzene. Untuk memenuhi kebutuhan dalam negeri, maka dirancang pabrik benzene dengan kapasitas 300.000 ton/tahun dengan bahan baku toluene 401.516,153 ton/tahun dan gas hidrogen 10.890.511,46 m3/tahun pada 30 oC dan tekanan 25 atm. Dengan memperhatikan beberapa faktor, seperti aspek penyediaan bahan baku, transportasi, tenaga kerja, pemasaran, serta utilitas, maka lokasi pabrik yang cukup strategis adalah di Kawasan Industri Cilegon, Banten. Peralatan proses yang ada antara lain vaporizer, kompresor, furnace, reaktor, kondensor parsial, flash drum, menara distilasi, dan pompa. Benzen dihasilkan dari reaksi toluene dan hidrogen dalam Reaktor Alir Pipa (RAP) Multitube pada kondisi non isotermal non adiabatik pada suhu 621 – 648 oC dan tekanan 25 atm. Produk gas dari reaktor masuk Kondensor Parsial untuk diembunkan sebagian menjadi campuran uap dan cair, kemudian diumpankan ke dalam Flash Drum untuk memisahkan gas hidrogen dan gas metana dari campuran tersebut. Gas hidrogen yang terpisah direcycle sebanyak 68,9% dan sisanya dijadikan fuel gas pada Furnace. Produk cair yang mengandung benzene, sisa toluene dan diphenyl dipisahkan dalam Menara Distilasi untuk mendapatkan benzene dengan kemurnian 99,93%berat. Sisa toluene dan diphenyl dipisahkan lagi dengan Menara Distilasi untuk mendapatkan produk samping diphenyl dengan kemurnian 98,67%berat. Sedangkan toluene sisa di-recycle untuk bereaksi lagi membentuk benzene. Utilitas terdiri dari unit penyediaan air pendingin, pendingin reaktor (molten salt), tenaga listrik, penyediaan bahan bakar, dan unit pengolahan limbah. Terdapat tiga laboratorium, yaitu laboratorium fisik, laboratorium analitik, dan laboratorium penelitian dan pengembangan, untuk menjaga kualitas bahan baku dan produk. Perusahaan berbentuk Perseroan Terbatas (PT) dengan struktur organisasi line and staff. Sistem kerja karyawan berdasarkan pembagian jam kerja yang terdiri dari karyawan shift dan non shift . Hasil analisis ekonomi terhadap prarancangan pabrik benzene diperoleh total investasi sebesar US$ 153.548.755 dan total biaya produksi US$ 356.600.737. Hasil analisis kelayakan menunjukkan ROI sebelum pajak 79,99% dan setelah pajak 59,99%, POT sebelum pajak 1,1 tahun dan setelah pajak 1,4 tahun, BEP 54,08%, SDP 46,19% dan DCF sebesar 29,52%. Berdasar analisis ekonomi dapat disimpulkan bahwa pendirian pabrik benzene dengan kapasitas 300.000 ton/tahun layak dipertimbangkan untuk direalisasikan pembangunannya.

commit to user xii


digilib.uns.ac.id

BAB I PENDAHULUAN

1.1

Latar Belakang Pendirian Pabrik Memasuki era perdagangan bebas, Indonesia dituntut untuk mampu

bersaing dengan negara lain dalam bidang industri. Perkembangan industri di Indonesia sangat berpengaruh pada ketahanan ekonomi Indonesia yang akan menghadapi banyak persaingan di pasar bebas nanti. Sektor industri kimia banyak memegang peranan dalam memajukan perindustrian di Indonesia. Inovasi proses produksi maupun pembangunan pabrik baru yang berorientasi pada pengurangan ketergantungan kita pada produk impor maupun untuk menambah devisa negara sangat diperlukan, salah satunya dengan pembangunan pabrik benzene. Benzene merupakan salah satu produk petrokimia yang berbentuk cincin tunggal dan merupakan senyawa aromatis dengan rumus molekul C6H6. Senyawa ini berupa cairan jernih yang bersifat volatile, mudah terbakar, dan beracun. Benzene mempunyai fungsi yang sangat penting dalam menunjang pembangunan sektor industri. Dalam industri, benzene banyak digunakan sebagai bahan pelarut dalam ekstraksi maupun distilasi. Selain itu benzene juga digunakan sebagai bahan baku dalam pembuatan senyawa kimia organik lain (intermediet) dari produk-produk komersial, antara lain : styrene, phenol, cyclohexane, aniline, alkylbenzene dan chlorobenzene (Mc. Ketta, 1977). Hingga saat ini sebagian benzene masih diimpor dari Amerika, Australia, dan Jepang. Dengan didirikannya Pabrik benzene di Indonesia, kemungkinan

commit to user 1


digilib.uns.ac.id 2

impor dapat dikurangi. Bahkan apabila produksi sudah melebihi kebutuhan dalam negeri benzene dapat menjadi produk ekspor. Bahan baku pembuatan benzene adalah toluene dan gas Hidrogen. Untuk bahan baku toluene dapat dipenuhi oleh PT. Pertamina RU IV, sedangkan untuk gas Hidrogen dapat dipenuhi oleh PT. Air Liquide Indonesia. Selain pertimbangan tersebut, pendirian pabrik ini juga didasarkan pada hal-hal sebagai berikut : 1. Menciptakan lapangan kerja baru, yang berarti dapat mengurangi jumlah pengangguran. 2. Memacu pertumbuhan industri-industri baru yang menggunakan bahan baku benzene. 3. Mengurangi ketergantungan impor dari negara asing. 4. Meningkatkan pendapatan negara dari sektor industri, serta menghemat devisa negara. 5. Meningkatkan kualitas sumber daya manusia Indonesia lewat alih teknologi. Dari berbagai pertimbangan di atas dapat disimpulkan bahwa sangat diperlukan pendirian pabrik benzene di Indonesia. 1.2

Kapasitas Rancangan Ada beberapa pertimbangan yang perlu diperhatikan dalam pemilihan

kapasitas pabrik benzene yaitu : 1.2.1

Kebutuhan Benzene di Indonesia Kebutuhan benzene di Indonesia hampir setiap tahun mengalami

peningkatan. Berdasarkan data Badan Pusat Statistik Indonesia, perkembangan

commit to user


digilib.uns.ac.id 3

jumlah impor benzene Indonesia sejak tahun 2005 dapat dilihat pada Tabel 1.1. Tabel 1.1

Data Impor Benzene Indonesia

Tahun

Jumlah (ton)

2005

187.554,005

2006

110.252,885

2007

106.204,189

2008

143.348,768

2009

163.182,653 (Badan Pusat Statistik Indonesia, 2010)

Grafik Data Impor Benzene Indonesia 200000 180000

y = 19593,3876x - 39202978,49

160000

Jumlah

140000 120000 100000 80000 60000 40000 20000 0 2004

2005

2006

2007

2008

2009

2010

Tahun

Gambar 1.1 Grafik Data Impor Benzene di Indonesia Dari Gambar 1.1 diperoleh suatu persamaan regresi linier untuk mengetahui kebutuhan benzene pada tahun 2015 :

commit to user


digilib.uns.ac.id 4

y = (19593,387 X) – 39202978,49 y = (19593,387 x 2015 ) – 39202978,49 y = 277.696,315 ton 1.2.2

Ketersediaan Bahan Baku Bahan baku benzene adalah toluene dan gas hidrogen. Toluene diperoleh

dari PT. Pertamina RU IV, Cilacap. Sedangkan gas hidrogen diperoleh dari PT. Air Liquide, Cilegon, sehingga ketersediaan bahan baku tidak menjadi masalah, karena cukup tersedia. 1.2.3

Kapasitas Pabrik Minimal dan Maksimal di Luar Negeri Untuk memproduksi benzene harus diperhitungkan juga kapasitas produksi

yang menguntungkan. Kapasitas produksi secara komersial yang telah ada terlihat pada Tabel 1.2. Tabel 1.2 Data Pabrik Penghasil Benzene di Dunia Pabrik

Kapasitas (ton)

Dow Chemical, USA

752.000

Exxon Corp.

50.000

USX Corp.

23.000

Solomon Inc.

17.000

Shell Oil Co.

685.000 (Kirk and Othmer, 1991)

Dari Tabel 1.2 dapat diketahui kapasitas produksi minimal di dunia sebesar 17.000 ton/tahun. Sedangkan kebutuhan benzene di dalam negeri adalah sebesar 277.696,315 ton/tahun. Maka dapat disimpulkan bahwa kapasitas pabrik

commit to user


digilib.uns.ac.id 5

benzene sebesar 300.000 ton/tahun, sehingga diharapkan : 1. Dapat memenuhi kebutuhan benzene dalam negeri. 2. Dapat memberikan keuntungan karena kapasitas rancangan berada diatas kapasitas terkecil pabrik yang ada di dunia. 3. Dapat merangsang berdirinya industri-industri lainnya yang menggunakan bahan baku benzene. 1.3

Pemilihan Lokasi Pabrik Letak geografis suatu pabrik mempunyai pengaruh yang sangat besar

terhadap keberhasilan perusahaan. Beberapa faktor dapat menjadi acuan dalam menentukan lokasi pabrik antara lain, penyediaan bahan

baku, pemasaran

produk, transportasi dan tenaga kerja. Berdasarkan tinjauan tersebut maka lokasi pabrik benzene ini dipilih di Cilegon, Banten dengan pertimbangan sbb : a.

Penyediaaan bahan baku Toluene sebagai bahan baku pembuatan benzene diperoleh dari PT. Pertamina RU IV, Cilacap. Sedangkan gas hidrogen diperoleh dari PT. Air Liquide, Cilegon. Orientasi pemilihan ditekankan pada jarak lokasi sumber bahan baku dengan pabrik cukup dekat. Terutama bahan baku gas hidrogen yang akan disalurkan oleh PT. Air Liquide dengan jalur perpipaan.

b.

Letak pabrik terhadap daerah pemasaran Benzene merupakan bahan intermediet yaitu bahan untuk membuat produk seperti cumene, ethylbenzene, alkylbenzene, styrene, cyclohexane, nitrobenzene, detergen alkilat, dan sebagainya.

commit to user


digilib.uns.ac.id 6

Daerah Cilegon merupakan daerah yang tepat untuk daerah pemasaran karena banyaknya industri kimia yang menggunakan bahan baku benzene diantaranya : 1. Industri alkylbenzene yang diproduksi PT. Unggul Indah Corporation 2. Industri ethylbenzene yang diproduksi PT. Stirindo Mono Indonesia c.

Transportasi Kawasan industri Cilegon dekat dengan pelabuhan laut Merak, telah ada sarana transportasi jalan raya, sehingga mempermudah sistem pengiriman bahan baku dan produk.

d. Tenaga kerja Kawasan industri Cilegon terletak di daerah Jawa Barat dan Jabotabek yang syarat dengan lembaga pendidikan formal maupun non formal dimana banyak dihasilkan tenaga kerja ahli maupun non ahli, sehingga tenaga kerja mudah didapatkan. e. Utilitas Utilitas yang diperlukan seperti air, bahan baku dan tenaga listrik dapat dipenuhi karena lokasi terletak di kawasan industri. 

Penyediaan air, untuk kebutuhan air minum dan sanitasi diperoleh dari PT. Krakatau Tirta Industri, sedangkan untuk kebutuhan proses menggunakan air laut dari Selat Sunda.



Penyediaan tenaga listrik, diperoleh dari PLN dan generator pabrik.

commit to user


digilib.uns.ac.id 7

Gambar 1.2 Gambar Pemilihan Lokasi Pabrik 1.4

Tinjauan Pustaka

1.4.1

Macam-macam macam Proses Pembuatan Benzene Pada awalnya benzene enzene sebagian besar diproduksi dari bahan baku minyak

bumi dan batubara. Akan tetapi disamping pembuatan benzene dari batu bara dan minyak bumi dikenal pula adanya proses sintesis. Proses ini menggunakan bahan bakunya dari bahan aromatis yang sudah jadi, seperti toluene dan xylene ylene. Proses pembuatan benzene dengan cara sintesis dikembangkan mengingat kebutuhan benzene terus meningkat. at. Macam-macam Macam proses sintesis adalah : 1. Catalytic Extraction Reforming (CRE) Catalytic reforming adalah proses yang dikembangkan untuk mengubah naphthalene dan paraffin yang ada dalam gasoline yang mempunyai angka oktan rendah menjadi tinggi dan mengandun mengandung

commit to user


digilib.uns.ac.id 8

senyawa aromatis. Untuk mempercepat reaksi, proses ini berlangsung dengan bantuan katalis platinum-alumina. Reaksinya meliputi: a. Isomerisasi Paraffin b. Hydrocracking c. Dehidrogenasi Cyclohexane d. Isomerisasi/Dehidrogenasi Cyclopentane e. Dehidrosikliasi Paraffin Salah satu proses yang termasuk catalytic reforming adalah Platforming (UOP, Inc). Proses ini dioperasikan pada suhu 495-525oC dan tekanan 0,8-5MPa (Mc. Ketta, 1977). 2. Hidrodealkilasi (HDA) Hidrodealkilasi dikembangkan untuk mengubah higher aromatis menjadi benzene. Proses ini memproduksi benzene dengan kemurnian tinggi. Proses ini berlangsung pada suhu dan tekanan tinggi dan dibantu hidrogen. Dengan adanya hidrogen akan menghilangkan gugus alkil pada senyawa aromatis sehingga menghasilkan benzene dan gas parafin ringan. HDA dapat dilakukan secara thermal ataupun katalitik. Hidrodealkilasi thermal dioperasikan pada suhu 1000-1470oF dan tekanan 200-1000 lb/in2 gauge, sedangkan catalytic hydrodealkylation pada suhu 930-1100oF dan tekanan 590-875 lb/in2 gauge. Reaksi yang terjadi adalah: C6H5CH3 + H2 → C6H6 + CH4 (Mc. Ketta, 1977)

commit to user


digilib.uns.ac.id 9

3. Disproporsionasi toluene Proses ini dikembangkan dari 2 toluene menjadi benzene dan xylene. Salah satu contoh proses ini adalah Proses Tatoray. Proses Tatoray berlangsung pada suhu 350-530oC dan tekanan 1-5 MPa (10 – 50 atm). Hasil yang diperoleh biasanya 37% benzene dan 55% xylene. Reaksi yang terjadi: 2 C6H5CH3 → C6H6 + C6H4(CH3)2 (Kirk and Othmer, 1991) 4. Pirolisa Gasoline Pirolisa gasoline atau dripolene adalah hasil samping dari produksi etilena. Dengan umpan senyawa hidrokarbon ringan seperti ethane dan propane, dripolene akan terbentuk. Kandungan senyawa aromatis dripolene sekitar 65%, dimana 50% adalah benzene. Benzene dan senyawa aromatis lainnya hanya dapat diperoleh setelah melewati proses hidrogenasi dan desulfurisasi. Proses ini untuk menghilangkan senyawa tidak stabil seperti olefin dan senyawa sulfur yang merusak senyawa aromatis (Mc. Ketta, 1977). Dari beberapa proses pembuatan benzene, proses yang dipilih adalah Proses Hidrodealkilasi (HDA). Proses ini menghasilkan benzene dengan kemurnian tinggi. Proses Hidrodealkilasi (HDA) merupakan reaksi penggantian gugus alkil dengan adanya hidrogen dimana dapat terjadi pada suhu dan tekanan tertentu. Proses ini sering dijumpai pada senyawa aromatis dimana hidrogen mengganti gugus alkil dalam ikatan cincin menghasilkan senyawa aromatis utama

commit to user


digilib.uns.ac.id 10

dan gas parafin ringan. Pada proses ini dikenal dua macam proses yaitu hidrodealkilasi termal dan katalitik. Dalam perancangan ini proses yang digunakan adalah hidrodealkilasi termal. Proses ini berlangsung pada suhu 10001470oF dan tekanan 200-1000 lb/in2 gauge. Reaksi bersifat eksotermik. Reaksi utama: CH3 + H2 →

+ CH4

Reaksi samping: 2

→

+ H2 (Mc. Ketta, 1977)

Keuntungan HDA termal diantaranya: non katalitik, produk samping yang dihasilkan lebih sedikit, dan tidak terbentuk coke. 1.4.2 Kegunaan Produk Benzene merupakan salah satu produk petrokimia yang sangat penting untuk pembuatan bahan kimia, antara lain : 1. Ethylbenzene Ethylbenzene ini mempunyai kegunaan untuk industri styrene, divinylbenzene, polystyrene, resin ion exchanger. 2. Cumene Cumene ini dimanfaatkan dalam pembuatan fenol yaitu bahan pembuat lem, solvent, indikator fenolftalein, dan lain sebagainya.

commit to user



3. Nitrobenzene Nitrobenzene digunakan dalam pembuatan poliuretan, herbisida, dan anilin. Dimana anilin berguna sebagai pelarut, bahan dasar zat warna dan bahan peledak. 4. Cyclohexane Cyclohexane bermanfaat untuk industri nilon 6 dan nilon 66 yaitu bahan baku dalam industri tekstil dan untuk pembuatan plasticizer. 5. Detergen alkilat Detergen alkilat digunakan pada pembuatan detergen dan zat aditif minyak pelumas. 6. Chlorobenzene Chlorobenzene sebagai bahan pembuat DDT, bahan insektisida lain, dan phenol. 7. Maleic anhydride Maleic anhydride sebagai bahan baku fumarat dan poliester resin. (Mc. Ketta, 1977) 1.4.3 Sifat Fisis dan Kimia Bahan Baku dan Produk 1.4.3.1 Sifat Fisis dan Kimia Bahan Baku a. Toluene Sifat fisis 

Berat molekul

: 92,14



Titik leleh, oC

: -95



Titik didih, oC

: 110.6

commit to user





Temperatur kritis, oC

: 318.65



Tekanan kritis, MPa

: 4,108



Densitas, g/cm3

: 0,8623



Viskositas, cp



Gas

: 0,00698

Liquid

: 0,5068

Kapasitas panas, J/mol.K Gas

: 104,7

Liquid

: 156,5



Panas pembentukan, kJ/mol

: 50,17



Panas penguapan, kJ/mol

: 38,26



Panas pembakaran, kJ/mol

: -3734 (Kirk and Othmer, 1991)

Sifat kimia 

Hidrogenasi termal dari toluene akan menghasilkan benzene, methane dan diphenyl.

CH3

+ CH3

(toluene)

H2

+ CH4

(benzene) (methane)

(diphenyl) 

Dengan oksigen (oksidasi) dalam fase cair dan katalis Br-Co-Mn menghasilkan asam benzoat.

commit to user



CH3

O2,Br,Co,Mn COOH

50oC

(asam benzoat)

(toluene)

Oksidasi parsial menghasilkan stilbene 2

CH3

O katalis

(toluene)

CH=CH

+ H2O

(stilbene) (Kirk and Othmer, 1991)

b. Hidrogen Sifat fisis 

Berat molekul

: 2,016



Titik leleh, oC

: - 256,6



Titik didih, oC

: - 252,7



Temperature kritis, oC

: -239.97



Tekanan kritis, kPa

: 1315



Panas penguapan, J/mol

: 911,3



Densitas, g/cm3 (pada 30 oC 25 atm)

: 0.002 (Kirk and Othmer, 1991)

Sifat kimia 

Hidrogen bereaksi dengan sejumlah oksida logam pada suhu tinggi untuk menghasilkan logam dan air. FeO + H2 →

Fe + H2O

Cr2O3 + 3 H2 → 2 Cr + H2O

commit to user





Dibawah kondisi tertentu, hidrogen bereaksi dengan nitrit oksida menghasilkan nitrogen. 2 NO + 2 H2 → N2 + 2 H2O (Kirk and Othmer, 1991)

1.4.3.2 Sifat Fisis dan Kimia Produk a. Benzene Sifat fisika 

Berat molekul

: 78,115



Titik beku, oC

: 5,530



Titik didih, oC

: 80,094



Densitas, g/cm3 Pada 20oC

: 0,8789

Pada 25oC

: 0,8736



Tekanan uap, kPa

: 12,6



Viskositas, cp

: 0,6010



Temperature kritis, oC

: 289,01



Tekanan kritis, kPa

: 4,898 x 103



Panas pembentukan, kJ/mol



Gas

: 82,93

Liquid

: 49,08

Panas pembakaran, kJ/mol

: 3,2676 x 103

commit to user





Panas penguapan, kJ/mol

: 33,899



Kelarutan dalam H2O, g / 100 g H2O

: 0,180 (Kirk and Othmer, 1991)

Sifat kimia 

Oksidasi Benzene dioksidasi dengan permanganate atau dikromat menjadi air dan karbondioksida. C6H6 MnO4/Cr2O3 CO2 + H2O (benzene) (Kirk and Othmer, 1991) Oksidasi fase uap dengan udara dan katalis vanadium pentoksida menjadi maleic anhydride. C6H6 + 4 O2 (benzene)

V2 O5

C4H2O3 + 2 CO2 (maleic anhydride)

+ H2 O

(Mc. Ketta, 1977) Benzoquinone adalah produk samping oksidasi benzene pada suhu 410-430oC. Oksidasi dengan hidrogen peroksida menghasilkan phenol. Phenol dapat juga diperoleh dengan mengoksidasi benzene dalam fase uap pada suhu 450-800oC tanpa menggunakan katalis (Kirk and Othmer, 1977). 

Reduksi Pada suhu kamar dan tekanan biasa, benzene baik senyawa tunggal ataupun dalam pelarut hidrokarbon dapat direduksi menjadi cyclobenzene (dengan hydrogen dan katalis nickel atau cobalt).

commit to user



Hidrogenasi katalitik benzene fase uap berlangsung pada suhu sekitar 200oC. H2, Ni, Co

200 oC

(benzene)

(cyclobenzene) (Kirk and Othmer, 1991)



Halogenasi Produk substitusi atau adisi diperoleh dengan halogenasi benzene. Benzene direaksikan dengan Br2 dan Cl2 (katalis halida logam) akan diperoleh chlorobenzene dan bromobenzene. Chlorobenzene dihasilkan

melalui

reaksi

pada

fase

cair dengan

katalis

molybdenum chloride dan kondisi operasinya pada suhu 30-50oC dan tekanan atmosfer. C6H6 + Cl2 C6H6 + Br2

FeCl3 FeBr3

C6H5Cl + HCl C6H5Br2 + HCl (Kirk and Othmer, 1991)



Nitrasi Benzene dinitrasi menjadi nitrobenzene. Proses nitrasi dengan menggunakan campuran asam nitrat dan sulfat pekat pada suhu 5055oC akan menghasilkan nitrobenzene yang lebih besar sekitar 95%. + HNO3 + H2SO4

50-55oC

(benzene)

NO2 + H3O+ + HSO4(nitrobenzene) (Kirk and Othmer, 1991)

commit to user





Sulfonasi Benzene bereaksi dengan asam sulfat (uap) pada suhu ruangan menghasilkan asam benzene sulfonat. Dalam asam sulfat uap ditambahkan sulfur trioksida (SO3). Sulfonasi dapat juga dilakukan dengan asam sulfat saja, tetapi reaksinya lebih lambat. H2SO4 pekat 25oC

+ SO3

SO3H 50%

(benzene)

(benzene sulfonat) (Kirk and Othmer, 1991)



Alkilasi Hasil alkilasi benzene seperti ethylbenzene dan cumene diproduksi dengan mereaksikannya dengan etilen dan propilen. Reaksi berlangsung baik dalam fase uap maupun cair. Katalis yang digunakan seperti BF3, aluminium chloride (AlCl3) atau asam poliphospat (Kirk and Othmer, 1991).

+ (CH3)2CHCl

AlCl 30oC

(isopropil klorida)

CH(CH3)2 + HCl (cumene) (Fessenden & Fessenden, 1986)

1.4.4 Tinjauan Proses Dalam pembuatan Benzene ini digunakan proses hidrodealkilasi dengan bahan baku toluene (C7H8) dan gas hidrogen (H2) yang direaksikan dalam Reaktor Alir Pipa (RAP) multitube dimana reaksi dijaga pada suhu optimum 621 – 648 oC

commit to user



(dari range suhu reaksi 537 – 798 oC) tekanan 25 atm. Reaksi yang terjadi reaksi hidrodealkilasi atau reaksi pemecahan gugus metil dari toluene untuk membentuk benzene dan methane: C6H5CH3 + H2 → C6H6 + CH4 (Mc. Ketta, 1977) Umpan toluene diuapkan dalam vaporizer untuk kemudian dicampur dengan gas hidrogen dan dipanaskan dengan furnace sebelum masuk reaktor. Di dalam reaktor, toluene dan hidrogen bereaksi membentuk benzene dan methane serta hasil samping diphenyl fase gas. Setelah bereaksi, gas keluaran dari reaktor masuk ke kondensor parsial untuk dikondensasikan menjadi campuran uap-cair. Campuran tersebut kemudian masuk ke dalam flash drum untuk memisahkan semua gas hidrogen dan gas methane yang terikut dalam produk. Benzene dan diphenyl serta sisa toluene yang tidak bereaksi, kemudian dipisahkan menggunakan Menara Distilasi (MD). Produk benzene memiliki kemurnian 99,93% berat dan produk samping berupa diphenyl dengan kemurnian 98,67% berat.

commit to user


digilib.uns.ac.id

BAB II DESKRIPSI PROSES

2.1

Spesifikasi Bahan Baku dan Produk

2.1.1

Spesifikasi Bahan Baku a. Toluene (C7H8) Wujud

: cairan jernih tanpa endapan

Kemurnian

: min. 98,5 % berat

Impuritas

: C6H6 ( maks. 1,5 % berat )

Densitas

: 0,865 – 0,870 (pada 20oC) (www.pertamina.com)

b. Hidrogen (H2) Wujud

: gas

Kemurnian

: 99,99 % berat

Impuritas

: CH4 (0,01 % berat) (www.uk.airliquide.com)

2.1.2

Spesifikasi Produk Utama Benzene (C6H6) Wujud

: cairan jernih

Kemurnian

: min. 99,90 % berat

Impuritas

: C7H8 (maks. 0,05% berat) Non-aromatis (maks. 0,01% berat) (www.pertamina.com)

commit to user 19



2.1.3

Spesifikasi Produk Samping Diphenyl (C12H10) Wujud

: Cairan berwarna kuning

Kemurnian

: min. 98,5 % berat

Impuritas

: C7H8 ( maks. 1,5 % berat ) (www.merck-chemicals.co.id)

2.2

Konsep Proses

2.2.1 Mekanisme Reaksi Proses pembuatan benzene dengan cara hidrodelakilasi toluene dilakukan dalam reaktor alir pipa (tubular reactor), dimana gas toluene dan hidrogen dimasukkan bersamaan ke dalam reaktor melalui bagian tube reaktor. Di dalam reaktor terjadi reaksi: C6H5CH3 (g) + H2 (g) → C6H6 (g) + CH4 (g) Reaksi samping: 2 C6H6 (g)  C12H10 (g) + H2 (g) Hidrodealkilasi termal ini menghasilkan produk utama benzene dan reaksi samping menghasilkan diphenyl. Pada proses HDA termal terjadi dealkilasi dengan cara substitusi karena adanya hidrogen. Dealkilasi ini pada dasarnya adalah reaksi pemutusan ikatan CC yaitu karbon yang dimiliki ikatan cincin dengan karbon pada gugus metan (CH3) dengan adanya hidrogen. Mekanismenya adalah sebagai berikut :

commit to user



H2 ↔ H* + H* C6H5CH3 + H* → C6H5* + CH4 C6H5* + H2 → C6H6 + H* H* + H* ↔ H2 (Mc. Ketta, 1977) 2.2.2 Kondisi Operasi 

Temperatur Penentuan temperatur reaksi di reaktor harus memperhatikan fase reaksi dan tinjauan secara termodinamika, untuk itu temperatur reaksi dijaga pada suhu optimum 621 – 648 oC (dari range suhu reaksi 537 – 798 o

C). Hal ini didasarkan pada temperatur tersebut dihasilkan konversi dan

selektivitas optimum. Jika temperatur melebihi range tersebut maka akan terjadi hydrocracking sehingga konversi reaksi akan turun. Sedangkan jika suhu di bawah range suhu tersebut, reaksi akan berjalan lambat (Mc. Ketta, 1977). 

Tekanan Tekanan operasi dalam reaktor ditentukan sebesar 25 atm (dari range 14,6 – 69,1 atm) dengan tinjauan bahwa kondisi reaktan dalam reaktor berada dalam fase gas. Pada prarancangan pabrik benzene ini rasio mol reaktan antara toluene dengan hidrogen yang digunakan adalah 1 : 5, sehingga akan diperoleh konversi sebesar 85% terhadap toluene dan selektivitas sebesar 93%, dimana selektivitas disini adalah % mol benzene baru yang terbentuk

commit to user



dari toluene yang bereaksi untuk membentuk benzene tersebut (Mc. Ketta, 1977). Reaksi dijalankan pada kondisi non isotermal non adiabatik dimana reaksi dijaga pada suhu optimum 621 – 648 oC (dari range suhu reaksi 537 – 798 oC). Untuk menjaga reaksi berjalan pada keadaan tersebut, maka digunakan pendingin berupa molten salt. Reaktor yang sesuai untuk reaksi fase gas dan dengan pendinginan adalah Reaktor Alir Pipa (RAP) multitube. 2.2.3 Tinjauan Termodinamika Untuk menentukan sifat reaksi (eksotermis/endotermis) dan arah reaksi (reversible/irreversible), maka perlu perhitungan dengan menggunakan panas pembentukan standar (∆Hfo) pada 1 atm dan 298 K dari reaktan dan produk. Tabel 2.1 Harga ∆Hf o dan ∆Gf o Komponen

∆Hf o, kJ/mol

∆Gf o, kJ/mol

H2

0

0

CH4

-74,520

- 50,460

C 6 H6

82,930

129,665

C 7 H8

50,170

122,050

C10H12

182,090

280,080 (Yaws, 1999)

Pada proses pembentukan benzene terjadi reaksi berikut : C6H5CH3 (g) + H2 (g) → C6H6 (g) + CH4 (g) Reaksi samping: 2 C6H6 (g)  C12H10 (g) + H2 (g)

commit to user



Sehingga didapatkan, a. Untuk reaksi utama C6H5CH3 (g) + H2 (g) → C6H6 (g) + CH4 (g) i. Panas reaksi standar (∆HR o) ∆HRo

= ∑ ∆Hf o produk - ∑ ∆Hf o reaktan

∆HRo

= ( ∆Hfo C6H6 + ∆Hfo CH4 ) – (∆Hfo C6H5CH3 + ∆Hfo H2) = (82,930 + (-74,520) ) – (50,170 + 0) = - 41,760 kJ/mol

Karena ∆HRo bernilai negatif maka reaksi bersifat eksotermis. ∆H920 pada suhu reaksi 647oC (920 K) adalah : dH

= Cp.dT

∆H920

=

920K

 Cp. dT

298K

∆H920

= [ ∑ Cp produk - ∑ Cp reaktan ] dT

∆H920

= 215.542,596 J/mol – 218.501,396 J/mol

∆H920

= -2.958,8 J/mol

∆H

= ∆HR o + ∆H920 = - 41.760 – 2.958,8 = - 44.718,8 J/mol

ii. Konstanta kesetimbangan (K) pada keadaan standar o

Gf = - RT ln K

Dimana: 0

Gf

: Energi Gibbs pada keadaan standar (T = 298 oK, P = 1 atm), J/mol

commit to user



∆HR o : Panas reaksi, J/mol K

: Konstanta Kesetimbangan

T

: Suhu standar =298 K

R

: Tetapan Gas Ideal = 8,314 J/mol.K

sehingga Go dari reaksi tersebut adalah : Gf

o

= Gfo produk - Gfo reaktan

Gfo

= ( ∆G C6H6 + ∆G CH4 ) – ( ∆G C6H5CH3 + ∆G H2) = (129,665+ (- 50,460) ) – (122,050 + 0) = - 42,845 kJ/mol o

ln K 298  

ΔG f 42.845 J/mol = RT 8,314 J/mol.K . 298 K

= 17,293

= 3,238 x 107

K298

iii. Konstanta kesetimbangan (K) pada T = 647 oC = 920 K

 ΔH R K ln 1  K 298 R

0

 1 1     T2 T1 

Dengan : K298 = Konstanta kesetimbangan pada 298 K K1

= Konstanta kesetimbangan pada suhu operasi

T1

= Suhu standar (25 oC = 298 K)

T2

= Suhu operasi (647 oC = 920 K)

R

= Tetapan Gas Ideal = 8,314 J/mol.K

∆HR o = Panas reaksi standar pada 298 K

commit to user



ln

K1 41.760 J/mol  1 1      7 8,314 J/mol.K  920 K 298 K  3,238 x 10

ln

K1 = - 11,395 3,238 x 10 7 K1 3,238 x 10 7

1,124x10-5

=

K1

= 363,951 Karena harga konstanta kesetimbangan relatif besar, maka reaksi

berlangsung searah, yaitu ke kanan (irreversible). b. Untuk reaksi samping (K2) 2 C6H6 (g)  C12H10 (g) + H2 (g) i. Panas reaksi standar (∆HR o) ∆HRo

= ∑ ∆Hf o produk - ∑ ∆Hf o reaktan

∆HRo

= ( ∆Hfo C12H10 + ∆Hfo H2 ) – ( 2. ∆Hfo C6H6 ) = ( 182,090 + 0 ) – ( 2 x 82,930) = 16,230 kJ/mol

Karena ∆HRo bernilai positif maka reaksi bersifat endotermis. ∆H920 pada suhu reaksi 647oC (920 K) adalah : dH

= Cp.dT

∆H920

=

920K

 Cp. dT

298K

∆H920

= [ ∑ Cp produk - ∑ Cp reaktan ] dT

∆H920

= 51.031,638 J/mol – 237.830,396 J/mol

∆H920

= - 186.798,758 J/mol

commit to user



= ∆HR o + ∆H920

∆H

= 16.230 – (- 186.798,758) = 203.028,758 J/mol ii. Konstanta kesetimbangan (K) pada keadaan standar Gf0 = - RT ln K

Dimana: Gf0 : Energi Gibbs pada keadaan standar (T = 298 oK, P = 1 atm), J/mol

∆HR o : Panas reaksi, J/mol K

: Konstanta Kesetimbangan

T

: Suhu standar = 298 K

R

: Tetapan Gas Ideal = 8,314 J/mol.K

sehingga Go dari reaksi tersebut adalah : Gf

o

= Gfo produk - Gfo reaktan

Gfo

= ( ∆G C12H10 + ∆G H2 ) – ( 2 x ∆G C6H6) = ( 280,080 + 0 ) – ( 2 x 129,665 ) = 20,750 kJ/mol o

ln K 298  

K298

ΔG f - 20.750 J/mol = RT 8,314 J/mol.K . 298 K

= - 8,375

= 2,305 x 10-4

i. Konstanta kesetimbangan (K) pada T = 647 oC = 920 K

ln

K2  ΔHr 0  K 298 R

 1 1     T2 T1 

Dengan : K298 = Konstanta kesetimbangan pada 298 K

commit to user



K2

= Konstanta kesetimbangan pada suhu operasi

T1

= Suhu standar (25 oC = 298 K)

T2

= Suhu operasi (647 oC = 920 K)

R

= Tetapan Gas Ideal = 8,314 J/mol.K

∆HR o = Panas reaksi standar pada 298 K

ln

K2 - 16.230 J/mol  1 1      -4 8,314 J/mol.K  920 K 298 K  2,305x10

ln

K2 = 4,429 2,305x10 -4

K2 2,305x10 -4

83,838

=

K2

= 0,019 Karena harga konstanta kesetimbangan K2 relatif kecil, maka reaksi

berlangsung bolak-balik (reversible). 2.2.4 Tinjauan Kinetika Reaksi Proses hidrodealkilasi (HDA) toluene menjadi benzene pada fase gas dan non-catalytic, reaksi yang terjadi adalah: Reaksi 1 :

C7H8 + H2 → C6H6 + CH4

Reaksi 2 dan 3 :

2 C6H6  C12H10 + H2

Hidrogen dan toluene bereaksi membentuk benzene dan metana pada reaksi 1, dan diphenil terbentuk pada reaksi kedua. Reaksi kedua merupakan reaksi reversible, sehingga reaksi yang membentuk diphenil disebut reaksi 2 dan reaksi kebalikannya disebut reaksi 3.

commit to user



Persamaan kecepatan reaksi dikalkulasi dan didapatkan nilai sebagai berikut: r = 3.6858. 10 . exp r = 0.62717. exp r = 0.08124. exp

2.5616. 10 − T

1.5362. 10 − T 1.2237. 10 − T

PP

.

P PP

Dimana r1. r2 dan r3 dalam lbmol/(min.ft3), T dalam K, dan Pj dalam psia (www.engr.uky.edu) 2.3

Diagram Alir Proses dan Tahapan Proses

2.3.1 Diagram Alir Proses Diagram alir prarancangan pabrik benzene dari toluene dan hidrogen dapat ditunjukan dalam tiga macam, yaitu : a. Diagram alir proses (Gambar 2.1) b. Diagram alir kualitatif (Gambar 2.2 ) c. Diagram alir kuantitatif ( Gambar 2.3 )

commit to user

29

No. Komponen 1 2 3 4 5

H2 CH4 C6 H6 C7 H8 C12H10 Jumlah

Arus 1 Arus 2 Arus 3 Arus 4 Arus 5 Arus 6 Arus 7 Arus 8 0.000 0.000 0.000 0.000 0.000 6460.000 5404.237 5404.237 0.000 0.000 0.000 0.000 0.000 1162.5358 9948.136 9948.136 6.541 7.240 0.699 6.541 44.437 312.000 39831.714 39831.714 50689.943 63362.204 12672.261 50689.943 59415.489 59432.000 8914.800 8914.800 0.000 0.000 0.000 0.000 6.548 6.548 3274.197 3274.197 50696.484 63369.444 12672.960 50696.484 59466.473 67373.084 67373.084 67373.084

Laju Alir Massa Overall (kg/jam) Arus 9 Arus 10 Arus 11 Arus 12 Arus 13 Arus 14 Arus 15 Arus 16 Arus 17 Arus 18 Arus 19 Arus 20 Arus 21 5404.237 1683.420 3720.817 2739.183 6460.000 0.000 0.000 1683.420 0.000 0.000 0.000 0.000 0.000 1659.446 516.918 1142.529 20.007 1162.536 8288.689 8288.689 8805.607 0.000 0.000 0.000 0.000 0.000 388.618 121.054 267.563 0.000 267.563 39443.096 1547.207 1668.262 37895.889 37857.993 37.896 0.000 37.896 23.981 7.470 16.511 0.000 16.511 8890.819 95.039 102.509 8795.780 26.387 8769.393 43.847 8725.546 0.000 0.000 0.000 0.000 0.000 3274.197 0.000 0.000 3274.196 0.000 3274.196 3267.649 6.548 7476.283 2328.862 5147.421 2759.190 7906.610 59896.801 9930.935 12259.797 49965.866 37884.380 12081.485 3311.496 8769.989

30

DIAGRAM ALIR KUALITATIF PABRIK BENZENE

H2 CH4 T=30 oC P=25 atm

T=44,4oC P=25 atm H2 CH4 C6H6 C7H8 T=189,49oC P=25 atm

H2 CH4 C6H6 C7H8

T=110,83 C P=1 atm C6H6 C7H8 C12H10

FD 1

Kondenser

T=5oC P=1 atm

V-1

H2 CH4 C6H6 C7H8 C12H10

Tee2 T=110,78oC P=1 atm

T=647oC P=25 atm

H2 CH4 C6H6 C7H8 C12H10 T=638,7oC P=25 atm

CH4 C6H6 C7H8 C12H10 T=10,16oC P=15 atm C6H6 C7H8 C12H10

H2 CH4 C6H6 C7H8

CH4 C6H6 C7H8 Produk Benzene C6H6 C7H8 T=80,24oC P=1 atm

FD 2 V-2

T=5oC P=1 atm C6H6 C7H8 C12H10

T=85,05oC P=1 atm

MD 1

T=112,07oC P=1 atm

vaporizer C6H6 C7H8 C12H10

C6H6 C7H8 C12H10 T=86,64oC P=1 atm Tee1

Reaktor

Fuel gas T=-15,79oC P=1 atm

Tee6

H2 V-3 CH4 C6H6 C7H8 T=10,16oC P=15 atm

T=25oC P=25 atm

Furnace Tee3

H2 T=10,16oC CH4 P=15 atm C6H6 T=-53,72oC C7H8 P=1 atm

Tee5

H2 T=119,51oC CH4 C6H6 P=25 atm C7H8

o

C6H6 C7H8 T=30oC P=1 atm

Recycle 68,9 % H2 T=10,16oC CH4 P=15 atm C6H6 C7H8

T=54,43oC P=25 atm

Tee4

MD 2

C6H6 C7H8 C12H10 T=117,6oC P=1 atm

C6H6 C7H8 T=80oC P=1 atm C7H8 C12H10 T=245,07oC P=1 atm

Gambar 2.2 Diagram Alir Kualitatif

30

31

DIAGRAM ALIR KUANTITATIF PABRIK BENZENE

H2 CH4

2739,183 20,007 2759,190

Recycle 68,9 % H2 3720,817 CH4 1142,529 C6H6 267,563 16,511 C7H8 5147,421

Tee4

purge H2 1683,420 516,918 CH4 C6H6 121,054 7,470 C7H8 2328,862 Tee5

Fuel gas 1683,420 H2 8805,607 CH4 C6H6 1668,262 102,509 C7H8 12259,797

Tee6

V-3

H2 6460,000 CH4 1162,536 C6H6 267,563 16,511 C7H8 7906,610

H2 CH4 C6H6 C7H8 Tee3

Furnace

Reaktor

H2 6460,000 CH4 1162,535 C6H6 312,000 C7H8 59432,000 C12H10 6,549 67373,084

C6H6 44,437 C7H8 59415,489 C12H10 6,548 59466,473

Kondenser

H2 5404,237 9948,135 CH4 C6H6 39831,715 C7H8 8914,800 C12H10 3274,197 67373,084

V-1

CH4 8288,689 C6H6 1547,207 95,039 C7H8 9930,935 Produk Benzene

CH4 8288,689 C6H6 39443,096 C7H8 8890,819 C12H10 3274,197 59896,801

Tee2

V-2

C6H6 37857,993 26,387 C7H8 37884,380

FD 2

C6H6 37895,889 C7H8 8795,780 C12H10 3274,197 49965,866

C6H6 37,896 C7H8 8725,546 C12H10 6,548 8769,989

C6H6 7.240 C7H8 63362.204 63369.444

FD 1

5404,237 1659,446 388,618 23,981 7476,283

MD 1

vaporizer C6H6 7.240 C7H8 63362.204 63369.444

C6H6 6,541 C7H8 50689,943 50696,484

Tee1

C6H6 0.699 C7H8 12672.261 12672.960

MD 2 C6H6 37,896 C7H8 8769,393 C12H10 3274,197 12081,485

C7H8 43,847 C12H10 3267,649 3311,496

Gambar 2.3 Diagram Alir Kuantitatif

31



2.3.2 Tahapan Proses Proses pembuatan benzene dengan reaksi hidrodealkilasi toluene dapat dibagi menjadi empat tahap, yaitu : 1. Tahap Penyimpanan Bahan Baku 2. Tahap Persiapan Bahan Baku 3. Tahap Pembentukan Produk 4. Tahap Pemurnian Produk Penjelasan berdasarkan gambar 2.1 mengenai masing-masing tahapan adalah sebagai berikut : 2.3.2.1 Tahap Penyimpanan Bahan Baku Bahan baku toluene (C7H8) disimpan pada fase cair dengan suhu 300 C dan tekanan 1 atm dalam tangki penyimpanan (T-01). Sedangkan Hidrogen (H2) disalurkan melalui pipa dari pabrik penghasil hidrogen dengan suhu 30oC dan tekanan 25 atm. Bahan baku toluene (C7H8) diperoleh di pasaran dengan kemurnian 99.9% berat, sedangkan Hidrogen (H2) diperoleh dengan kemurnian 99,99% berat. 2.3.2.2 Tahap Penyiapan Bahan Baku Toluene cair dari tangki penyimpanan dengan kondisi 30oC dan tekanan 1 atm digunakan sebagai pendingin di kondensor parsial MD-02 (CD-03) sehingga suhunya naik menjadi 80oC. Kemudian masuk ke vaporizer (VP-01) untuk mengubah fasenya menjadi fase gas. Campuran cair dan gas yang dihasilkan dipisahkan dalam separator 1 (SP-01) dengan kondisi suhu 110,78oC dan tekanan

commit to user



1 atm, hasil bawah yang berupa cair akan dikembalikan untuk dicampur dengan umpan toluene cair. Sedangkan hasil atas separator yang berupa gas dicampur dengan recycle hasil atas Menara Distilasi 2 (MD-02). Campuran tersebut kemudian dinaikkan tekanannya dengan compressor 1 (C-01) menjadi 25 atm. Gas hydrogen dengan suhu 30oC dan tekanan 1 atm dicampur dengan recycle hasil atas flash drum 1 (FD-01) yang telah dinaikkan tekanannya menjadi 25 atm dengan compressor 2 (C-02). Kemudian campuran gas tersebut dicampur dengan toluene dari C-01. Campuran gas hidrogen dan toluene kemudian dinaikkan suhunya dengan furnace menjadi 647oC sebelum diumpankan kedalam reaktor. 2.3.2.3 Tahap Pembentukan Produk Reaksi yang terjadi dalam reaktor : C6H5CH3 (g) + H2 (g) → C6H6 (g) + CH4 (g) Reaksi samping: 2 C6H6 (g)  C12H10 (g) + H2 (g) Bahan baku yang telah disiapkan dimasukkan dalam reaktor yang beroperasi secara non isotermal dan non adiabatik dimana reaksi dijaga pada suhu optimum 621 – 648 oC (dari range suhu reaksi 537 – 798 oC). Gas toluene dan hidrogen dimasukkan bersama ke bagian tube reaktor. Di dalam reaktor terjadi reaksi pembentukan benzene dan sedikit diphenyl. Toluene yang bereaksi 85% dari toluene yang diumpankan ke reaktor. Reaksi yang terjadi adalah reaksi eksotermis, sehingga akan melepaskan panas yang dapat menaikkan suhu dalam reaktor, panas yang dihasilkan dari reaksi ini diserap oleh media pendingin

commit to user



molten salt yang dialirkan di dalam shell. Molten salt masuk pada suhu 148oC dan keluar pada suhu 174,02oC. Sedangkan kondisi gas keluar reaktor yaitu pada suhu 638,7oC dan tekanan 25 atm. 2.3.2.4 Tahap Pemurnian Produk Tahap ini bertujuan untuk memisahkan produk sehingga diperoleh produk benzene yang mempunyai kemurnian tinggi. Produk reaktor yang berupa gas, terdiri dari toluene tak bereaksi, benzene, diphenyl, hidrogen sisa dan methane yang bersuhu 638,7oC digunakan sebagai pemanas di reboiler MD-02 (RB-02) sehingga suhunya turun menjadi 376,85oC. Kemudian digunakan sebagai pemanas di reboiler MD-01 (RB-01) sehingga suhunya menjadi 276,85oC. Setelah itu digunakan lagi sebagai pemanas di VP-01 sehingga keluar pada suhu 126,85oC. Lalu gas tersebut dikondensasikan di kondensor parsial (CD-01) sehingga fasenya berubah menjadi campuran gas-cair. Campuran gas dan cair yang dihasilkan dipisahkan dalam flash drum 1 (FD-01) sehingga tekanannya turun menjadi 15 atm. Hasil atas yang berupa gas sebagian di-recycle (68,9%) untuk dicampur dengan umpan hidrogen segar dan sebagian lagi dilewatkan expansion valve sehingga tekanannya akan turun menjadi 1 atm. Hasil bawah FD-01 yang berupa cair masuk ke flash drum 2 (FD-02) sehingga tekannya turun menjadi 1 atm. Penurunan tekanan akan mengakibatkan sebagian cairan berubah menjadi gas. Hasil atas yang berupa gas akan dicampur dengan hasil atas keluaran dari FD-01 yang tekanannya telah diturunkan, kemudian digunakan juga sebagai fuel gas (bahan bakar furnace). Sedangkan

commit to user



hasil bawah yang berupa cairan akan digunakan sebagai pendingin di kondensor parsial 1 (CD-01). Kemudian diumpankan ke menara distilasi 1 (MD-01) pada suhu 85,05oC. Produk utama benzene dengan kemurnian 99,93% berat diperoleh dari hasil atas MD-01. Hasil atas menara distilasi diembunkan dalam kondensor total (CD-02) dan kemudian didinginkan dalam heat exchanger 1 (HE-01) sehingga produk menara distilasi suhunya turun menjadi 40oC dan akan disimpan ke dalam tangki penyimpanan produk benzene (T-02). Sedangkan hasil bawah yang masih banyak mengandung toluene diumpankan ke menara distilasi 2 (MD-02). Sehingga diharapkan toluene yang akan direcycle mengandung maks. 0,05% diphenyl yang dihasilkan dalam reaksi. Di dalam MD-02 toluene akan terpisah sebagai hasil atas menara distilasi. Uap jenuh hasil atas menara distilasi diembunkan dalam kondensor parsial (CD03), hasil cairnya dimasukkan kembali ke dalam menara sebagai refluk dan hasil uapnya direcycle untuk dicampur dengan toluene segar. Sedangkan dari hasil bawah MD-02 dihasilkan produk samping diphenyl. Setelah didinginkan di dalam heat exchanger 2 (HE-02) sampai suhunya 40oC baru disimpan dalam tangki penyimpan diphenyl (T-03). 2.4 Neraca Massa dan Neraca Panas Produk

: Benzene 99,93% berat

Kapasitas

: 300.000 ton/tahun

Satu tahun produksi

: 330 hari

Waktu operasi selama 1 hari : 24 jam

commit to user



2.4.1. Neraca Massa Basis perhitungan

: 1 jam operasi

Satuan

: kg/jam

Neraca massa prarancangan pabrik benzene sesuai dengan gambar 2.3.

Tabel 2.2 Neraca Massa pada Tee1

Komponen

Masuk (kg/jam) Arus 1

Keluar (kg/jam)

Arus 3

Arus 2

C6H6

6,541

0,699

7,240

C7H8

50.689,943

12.672,261

63.362,204

50.696,484

12.672,960

63.369,444

Total

63.369,444

63.369,444

Tabel 2.3 Neraca Massa pada Vaporizer 1 (VP-01)

Komponen

Masuk (kg/jam)

Keluar (kg/jam)

Arus 2

Arus 3

Arus 4

C6H6

7,240

0,699

6,541

C7H8

63.362,204

12.672,261

50.689,943

63.369,444

12.672,960

50.696,484

Total

50.696,484

commit to user

50.696,484



Tabel 2.4 Neraca Massa pada Tee2 Komponen


Keluar (kg/jam)

Arus 21

Arus 5

C6H6

6,541

37,896

44,437

C7H8

50.689,943

8.725,546

59.415,489

0,000

6,548

6,548

50.696,484

8.769,989

59.466,473

C12H10 Total

59.466,473

59.466,473


Komponen


Keluar (kg/jam)

Arus 13

Arus 6

H2

0,000

6.460,000

6.460,000

CH4

0,000

1.162,536

1.162,536

C6H6

44,437

267,563

312,000

C7H8

59.415,489

16,511

59.432,000

6,548

0,000

6,548

59.466,473

7.906,610

67.373,084

C12H10 Total

67.373.0837

commit to user

67.373.0837



Tabel 2.6 Neraca Massa pada Tee4 Komponen


Keluar (kg/jam)

Arus 12

Arus 13

H2

3.720,817

2.739,183

6.460,000

CH4

1.142,529

20,007

1.162,536

C6H6

267,563

0,000

267,563

C7H8

16,511

0,000

16,511

5147,421

2.759,190

7.906,610

Total

7.906,610

7.906,610

Tabel 2.7 Neraca Massa pada Reaktor Komponen

Masuk (kg/jam)

Keluar (kg/jam)

Arus 6

Arus 7

H2

6.460,000

5.404,237

CH4

1.162,536

9.948,136

C 6 H6

312,000

39.831,714

C 7 H8

59.432,000

8.914,800

6,548

3.274,197

67.373.084

67.373.084

C12H10 Total

67.373.084

67.373.084

commit to user



Tabel 2.8 Neraca Massa pada Flash drum 1 (FD-01)

Komponen


Keluar (kg/jam) Arus 9

Arus 14

H2

5.404,237

5.404,237

0,000

CH4

9.948,136

1.659,446

8.288,689

C6H6

39.831,714

388,618

39.443,096

C7H8

8.914,800

23,981

8.890,819

C12H10

3.274,197

0,000

3.274,197

67.373,084

7.476,283

59.896,801

Total

67.373,084

67.373,084


Komponen



Arus 11

H2

5.404,237

1.683,420

3.720,817

CH4

1.659,446

516,918

1.142,529

C6H6

388,618

121,054

267,563

C7H8

23,981

7,470

16,511

7.476,283

2.328,862

5147,421

Total

7.476,283

commit to user

7.476,283



Tabel 2.10 Neraca Massa pada Flash drum 2 (FD-02)

Komponen

Masuk (kg/jam)

Keluar (kg/jam)

Arus 14

Arus 15

Arus 17

CH4

8.288,689

8.288,689

0,000

C6H6

39.443,096

1.547,207

37.895,889

C7H8

8.890,819

95,039

8.795,780

C12H10

3.274,197

0,000

3.274,196

59.896,801

9.930,935

49.965,866

Total

59.896,801

59.896,801


Komponen H2


Keluar (kg/jam)

Arus 15

Arus 16

1.683,420

0,000

1.683,420

CH4

516,918

8.288,689

8.805,607

C6H6

121,054

1.547,207

1.668,262

C7H8

7,470

95,039

102,509

2.328,862

9.930,935

12.259,797

Total

12.259,797

commit to user

12.259,797



Tabel 2.12 Neraca Massa pada Menara Distilasi 1 (MD-01)

Komponen



Arus 19

C6H6

37.895,889

37.857,993

37,896

C7H8

8.795,780

26,387

8.769,393

C12H10

3.274,196

0,000

3.274,196

49.965,866

37.884,380

12.081,485

Total

49.965,866

49.965,866

Tabel 2.13 Neraca Massa pada Menara Distilasi 2 (MD-02)

Komponen



Arus 21

C6H6

37,896

0,000

37,896

C7H8

8.769,393

4,847

8.725,546

C12H10

3.274,196

3.267,649

6,548

12.081,485

3.311,496

8.769,989

Total

12.081,485

commit to user

12.081,485



Tabel 2.14 Neraca Massa Total Input (kg/jam)

Output (kg/jam)

Komponen Arus 1 H2

Arus 12

0,00 2.739,18

Jumlah

Arus 16

Arus 18 0,00

0,00

1.683,42

0,00

8.805,61

0,00

20,00

20,01 8.805,60

0,00

C 6 H6

6,54

0,00

6,54 1.668,26

37.857,99

C 7 H8

50.689,94 0,00

Jumlah

0,00 50.689,94 0,00

102,51

0,00

0,00

26,39

172,74

0,00 3.267,65

3.267,65 53.455,67

2.4.2. Neraca Panas Basis perhitungan

: 1 jam operasi

Satuan

: kJ/jam

Tabel 2.15 Neraca Panas pada Vaporizer

Q umpan(arus 2)

Q input (kJ)

Q output (kJ)

6.886.058,006

0,000

Q vapor(arus 4)

0,000

5.384.339,717

Q liquid(arus 3)

0,000

527.362,127

Q penguapan

0,000

15.946.025,148

14.971.669,986

0,000

21.857.726,992

21.857.726,992

Q pemanas Total

commit to user

0,00 39.526,25 43,85

53.455,67

Komponen

Jumlah

2.739,18 1.683,42

CH4

C12H10

Arus 20



Tabel 2.16 Neraca Panas pada Furnace Komponen

Q input (kJ)

Q output (kJ)

Q umpan(arus 6)

24.284.562,435

0,000

Q keluar(arus 7)

0,000

233.299.698,565

209.015.136,129

0,000

233.299.698,565

233.299.698,565

Q pemanas Total

Tabel 2.17 Neraca Panas pada Reaktor Komponen

Q input (kJ)

Q output (kJ)

Q umpan(arus 7)

233.299.698,565

0,000

Q produk(arus 8)

0,000

223.775.892,687

Q pendingin

0,000

9.523.805,898

233.299.698,565

233.299.698,565

Total

Tabel 2.18 Neraca Panas pada Condensor 1 (CD-01) Komponen

Q input (kJ)

Q output (kJ)

Q umpan(arus 8)

25.392.955,028

Q keluar(vapor)

0,000

178,576

Q keluar(liquid)

0,000

438,530

Q pendingin

0,000

25.392.337,923

25.392.955,028

25.392.955,028

Total

commit to user

0,000



Tabel 2.19 Neraca Panas pada Flash drum 1 (FD-01) Komponen

Q input (kJ)

Q output (kJ)

Q umpan(arus 8)

- 251.970,918

0,000

Q vapor(arus 9)

0,000

- 1.580.938,156

Q liquid(arus 14)

0,000

-3.581.180,522

Q penguapan

0,000

4.910.147,759

Total

- 251.970,918

251.970,918

Tabel 2.20 Neraca Panas pada Flash drum 2 (FD-02) Komponen

Q input (kJ)

Q output (kJ)

Q umpan(arus 14)

- 251.971,030

0,000

Q vapor(arus 15)

0,000

- 3.615.127,713

Q liquid(arus 17)

0,000

- 1.736.206,519

Q penguapan

0,000

5.099.363,202

Total

- 251.971,030

- 251.971,030

commit to user



Tabel 2.21 Neraca Panas pada Menara distilasi 1 (MD-01) Komponen Q umpan(arus 17)

Q input (kJ)

Q output (kJ)

5.455.029,377

0,000

Q top(arus 18)

0,000

3.825.900,712

Q bottom(arus 19)

0,000

2.038.172,702

Q kondensor

0,000

24.528.980,000

24.938.024,037

0,000

30.393.053,414

30.393.053,414

Q reboiler Total

Tabel 2.22 Neraca Panas pada Menara distilasi 2 (MD-02) Komponen Q umpan(arus 19)

Q input (kJ)

Q output (kJ)

2.035.809,658

0,000

Q top(arus 21)

0,000

1.063.802,797

Q bottom(arus 20)

0,000

1.446.319,957

Q kondensor

0,000

3.726.268,439

4.146.652,548

0,000

6.182.462,206

6.182.462,206

Q reboiler Total

commit to user



Tabel 2.23 Neraca Panas Total Komponen

Q output (kJ)

Q arus 1

434.907,400

0,000

Q arus 12

249.980,407

0,000

Q arus 16

0,000

-6.005.148,527

Q arus 18

0,000

3.825.900,712

Q arus 20

0,000

1.446.319,957

Q pendingin

0,000

210.432.951,794

209.015.136,129

0,000

209.700.023,936

209.700.023,936

Q pemanas Total

2.5

Q input (kJ)

Lay Out Pabrik dan Peralatan Proses

2.5.1. Lay Out Pabrik Lay out pabrik merupakan suatu pengaturan yang optimal dari seperangkat fasilitas-fasilitas dalam pabrik. Tata letak yang tepat sangat penting untuk mendapatkan efisiensi, keselamatan, dan kelancaran kerja dari para karyawan serta keselamatan proses. Pada prarancangan pabrik ini, tata letak dari pabrik dapat dilihat pada Gambar 2.4. Untuk mencapai kondisi yang optimal, maka hal-hal yang harus diperhatikan dalam menentukan tata letak pabrik ini adalah : 1. Pabrik benzene ini merupakan pabrik baru (bukan pengembangan) sehingga penentuan lay out tidak dibatasi oleh bangunan yang ada.

commit to user



2. Kemungkinan perluasan pabrik sebagai pengembangan pabrik di masa mendatang. 3. Fakor keamanan sangat diperlukan untuk bahaya kebakaran dan ledakan, maka perencanaan lay out selalu diusahakan jauh dari sumber api, bahan panas, bahan yang mudah meledak dan jauh dari asap atau gas beracun. 4. Sistem konstruksi yang direncanakan adalah outdoor unutk menekan biaya bangunan dan gedung, dan juga iklim Indonesia memungkinkan konstruksi secara outdoor. 5. Lahan terbatas sehingga diperlukan efisiensi dalam pemakaian pengaturan ruangan/lahan. Secara garis besar lay out dibagi menjadi beberapa bagian utama, yaitu : 1. Daerah administrasi/perkantoran, laboratorium dan ruang kontrol Daerah administrasi 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. 2. Daerah proses Daerah proses merupakan daerah dimana alat proses diletakkan dan proses berlangsung. 3. Daerah penyimpanan bahan baku dan produk Daerah penyimpanan bahan baku dan produk merupakan daerah untuk tempat bahan baku dan produk.

commit to user



4. Daerah gudang, bengkel dan garasi Daerah gudang, bengkel dan garasi merupakan daerah yang digunakan untuk menampung bahan-bahan yang diperlukan oleh pabrik dan untuk keperluan perawatan peralatan proses. 5. Daerah utilitas Daerah utilitas merupakan daerah dimana kegiatan penyediaan bahan pendukung proses berlangsung dipusatkan. (Vilbrandt, 1959)

commit to user



Pintu Darurat Ruang Generator

Area Perluasan

Utilitas

UPL

PROSES

Pemadam Kebakaran

KANTOR

mushola

kantin

Parkir Parkir

Skala

Keterangan :

Taman

:

Arah jalan

Gambar 2.4 Lay Out Pabrik

commit to user

= 1 : 1000



2.5.2 Lay Out Peralatan Proses Lay out peralatan proses adalah tempat dimana alat-alat yang digunakan dalam proses produksi. Tata letak peralatan proses pada prarancangan pabrik ini dapat dilihat pada Gambar 2.5. Beberapa hal yang harus diperhatikan dalam menentukan lay out peralatan proses pada pabrik benzene, antara lain : 1. Aliran udara Aliran udara di dalam dan di sekitar peralatan 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. 2. Cahaya Penerangan sebuah pabrik harus memadai dan pada tempat-tempat proses yang berbahaya atau beresiko tinggi perlu adanya penerangan tambahan. 3. Lalu lintas manusia Dalam perancangan lay out peralatan perlu diperhatikan agar pekerja dapat mencapai seluruh alat proses dengan cepat dan mudah. Hal ini bertujuan apabila terjadi gangguan pada alat proses dapat segera diperbaiki. Keamanan pekerja selama menjalankan tugasnya juga diprioritaskan. 4. Pertimbangan ekonomi Dalam menempatkan alat-alat proses diusahakan dapat menekan biaya operasi dan menjamin kelancaran dan keamanan produksi pabrik.

commit to user



5. 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 diminimalkan. (Vilbrandt, 1959)

commit to user

52

FURNACE

CD-01

CD-03

RB-02

Gambar 2.5 Lay Out Peralatan Proses

52


digilib.uns.ac.id

BAB III SPESIFIKASI ALAT PROSES

3.1

Reaktor Tabel 3.1 Spesifikasi Reaktor

Kode

R-01

Fungsi

Tempat terjadinya reaksi

toluene dan gas hidrogen

menjadi benzene Tipe

Reaktor Alir Pipa (RAP) Multitube

Kondisi operasi - Tekanan

25 atm

- Suhu

621 – 648 oC

Spesifikasi shell - Diameter

0,991 m

- Tebal

5/16 in

- Material

Carbon Steel SA 213 TP-304

Spesifikasi tube - Diameter

0,032 m

- Tebal

1/4 in

- Pitch

15/16 in

- Susunan

triangular

- Jumlah

307

- Panjang

6m

- Material


Bentuk head

Elliptical dished head

commit to user 53



Tebal head

3 16 in

Panjang head

0,371 m

Jumlah reactor

6 buah disusun paralel

Panjang total reactor

40,457 m

3.2

Flash Drum Tabel 3.2 Spesifikasi Flash Drum

Kode

FD-01

FD-02

Fungsi

Memisahkan komponen gas Memisahkan komponen gas H2 dari produk reaktor

Tipe

CH4 dari keluaran FD-01

Tangki horisontal


15 atm

1 atm

- Suhu

10,16 oC

5 oC

- Diameter

1,676 m

1,219 m

- Tebal

3/16 in

3/16 in

- Panjang

4,756 m

4,781 m

Spesifikasi drum

Material

Carbon Steel SA 283 grade C

Bentuk head

Elliptical dished head

Torispherical dished head

Tebal head

3 16 in

3 16 in

Panjang head

0,500 m

0,251 m

Panjang total

5,756 m

5,282 m

commit to user



3.3

Menara Distilasi Tabel 3.3 Spesifikasi Menara Distilasi

Kode

MD-01

MD-02

Fungsi

Memisahkan antara C6H6

Memisahkan antara C7H8

dengan C7H8

dengan C12H10

Tipe

Tray Tower

Jumlah plate

40

11

Plate umpan

Di antara plate 22 dan 23

Di antara plate 2 dan 3

1 atm

1 atm


o

- Suhu umpan

85,053 C

117,502 oC

- Suhu Bottom

117,604 oC

311,935 oC

- Suhu Top

67,275 oC

112,072 oC

- Diameter

2,934 m

1,264 m

- Tray spacing

0,6 m

0,6 m

Bag. atas

3/8 in

3/16 in

Bag. bawah

1/2 in

1/4 in

Dimensi menara

- Tebal

Bahan konstruksi

Carbon Steel SA 283 grade C

Bentuk head


Tebal head -

Bag. atas

1 4 in

1 4 in

-

Bag. bawah

3 8 in

1 4 in

Panjang head

0,567 m

0,263 m

Tinggi menara

37,279 m

13,737 m

commit to user



3.4

Vaporizer Tabel 3.4 Spesifikasi Vaporizer

Kode

VP-01

Fungsi

Menguapkan bahan baku C7H8 sebelum masuk reaktor

Tipe

Kettle Vaporizer


1 atm

- Suhu

110,78 oC

Spesifikasi HE - Jenis

Kettle Vaporizer

- Luas tr. panas

145.79 m2

Spesifikasi shell -

Diameter

0,2032 m

-

Jumlah pass

1

-

Material

Carbon Steel SA 268 T-430

Spesifikasi tube - Diameter

0.0195 m

- Pitch

15/16 in

- Susunan

Triangular

- Jumlah pass

2

- Jumlah tube

32

- Panjang

1.8288 m

- Material

Carbon Steel SA 268 T-430

Bentuk head


commit to user



3.5

Tangki Tabel 3.5 Spesifikasi Tangki

Kode

T-01

T-02

T-03

T-04

Fungsi

Menyimpan

Menyimpan

Menyimpan

Menyimpan H2

C 7 H8

selama C6H6 selama 30 C12H10

30 hari

hari

selama selama 7 hari

30 hari

Tipe

Silinder vertikal dengan flat bottom dan conical roof

Spherical tank

Material

Carbon Steel SA 212 grade B

Carbon

Steel

SA-203 grade A Jumlah

3

2

1

3

Kondisi operasi -

Tekanan

1 atm

1 atm

1 atm

8 atm

-

Suhu

30 oC

40 oC

40 oC

-244 oC

148.000 bbl

148.000 bbl

20.560 bbl

20.400 bbl

- Diameter

140 ft

140 ft

70 ft

60,27 ft

- Tinggi total

69,565 ft

75,164 ft

38,53 ft

70,27 ft

Course 1

2 7/8 in

2 1/4 in

1 in

2 in

Course 2

2 3/4 in

2 1/16 in

7/8 in

-

Course 3

2 9/16 in

1 15/16 in

13/16 in

-

Course 4

2 3/8 in

1 13/16 in

3/4 in

-

Course 5

2 3/16 in

1 11/16 in

11/16 in

-

Course 6

2 1/16 in

1 9/16 in

-

-

Course 7

1 7/8 in

1 7/16 in

-

-

Course 8

1 11/16 in

1 5/16 in

-

-

Course 9

1 1/2 in

1 1/8 in

-

-

- Tebal head

11/16 in

7/16 in

5/16 in

2 in

Kapasitas Dimensi

- Tebal tangki

commit to user



3.6

Condenser Tabel 3.6 Spesifikasi Condenser

Kode

CD-01

Fungsi

Mengkondensasikan gas produk dari R-01

Tipe

Shell and tube

Jumlah

1 buah

Panjang

12 ft

Kondisi operasi -

Hot fluid

126,85 oC – 24,99 oC

-

Cold fluid

5 oC – 85,05 oC

Spesifikasi

Shell side, hot fluid (gas produk keluar R-01)

- Kapasitas

67373,083 kg/jam

- Material


Spesifikasi

Tube side, cold fluid (cairan keluaran FD-02)

- Material


- Jumlah

1377

- ∆P

0,0012 psi

Dirt Factor

0,068 hr.ft2.oF/Btu

Luas tr. panas

2990,509 ft2

commit to user



Kode

CD-02

CD-03

Fungsi

Mengkondensasikan hasil atas Mengkondensasikan hasil atas MD-01

MD-02

Tipe

Shell and Tube

Jumlah

1 buah

1 buah

Panjang

12 ft

8 ft

Kondisi operasi -

Hot fluid

80,247 oC – 80,238 oC

116,604 oC – 112,072 oC

-

Cold fluid

30 oC – 50 oC

30 - 80 oC

Spesifikasi

Shell,hot fluid (hasil atas MD- Shell,hot fluid (hasil atas MD01)

01)

- Kapasitas

84.849,11 kg/jam

9.104,27 kg/jam

- Material



Tube,cold fluid (air pendingin)

Tube, cold fluid (toluene dari

Spesifikasi

T-01) - Kapasitas

293.663,129 kg/jam

42.221,217 kg/jam

- Material

Carbon steel SA 213 TP-304


- Jumlah

637 tube

163 tube

- ∆P

0,386 psi

0,054 psi

Dirt Factor

0,0017 hr.ft2.oF/Btu


Luas tr. panas

2500,862 ft2

512,080 ft2

commit to user



3.7

Reboiler Tabel 3.7 Spesifikasi Reboiler

Kode

RB-01

RB-02

Fungsi

Menguapkan

sebagian hasil Menguapkan

bawah MD-01

sebagian hasil

bawah MD-02

Tipe

Kettle Reboiler

Jumlah

1 buah

1 buah

Panjang

16 ft

12 ft

Kondisi operasi -

Hot fluid

376,85 oC – 276,85 oC

638,7 oC – 376,85 oC

-

Cold fluid

110,72 oC – 117,603 oC

168,518 oC – 245,074 oC

Spesifikasi - Kapasitas - Material Spesifikasi

Shell, cold fluid (hasil bawah Shell, cold fluid (hasil bawah MD-01)

MD-02)

124.333,70 kg/jam

18.423,64 kg/jam



Tube,

hot

fluid

(produk Tube,

hot

fluid

keluaran reaktor)

keluaran reaktor)

- Kapasitas

5.751,165 kg/jam

310,724 kg/jam

- Material


- Jumlah

301 tube

- ∆P

0,00061 psi

Carbon Steel SA 268 TP-430 56 tube 0,0318 psi

Dirt Factor



Luas tr. panas

945,38 ft2

131,914 ft2

commit to user

(produk



3.8

Accumulator Tabel 3.8 Spesifikasi Accumulator

Kode

ACC-01

Fungsi

Menampung distilat MD-01

Tipe

Horizontal drum dengan torispherical dished head

Jumlah

1 buah

Material

Carbon steel SA 283 grade C

Kapasitas

104,0654 m3

Waktu tinggal

10 menit

Kondisi operasi -

Tekanan

1 atm

-

Suhu

80,238 oC

Dimensi -

Diameter

2,020 m

-

Panjang total

6,8546 m

-

Tebal silinder

5 16 in

-

Tebal head

5 16 in

commit to user



3.9

Heat Exchanger Tabel 3.9 Spesifikasi Heat Exchanger

Kode

HE-01

HE-02

Fungsi

Mendinginkan produk C6H6 Mendinginkan produk C12H10 keluaran RB-01

keluaran RB-02

Tipe

Shell and Tube

Double Pipe Heat Excanger

Jumlah

1 buah

1 buah

Panjang

12 ft

12 ft

Kondisi operasi -

Hot fluid

80,238 oC - 40 oC

245.07 oC – 40 oC

-

Cold fluid

30 - 35 oC

30 oC - 35 oC

Hot fluid (C6H6)

Hot fluid (C12H10)

- Kapasitas

37.884,380 kg/jam

3.311,496 kg/jam

- Material



Air pendingin

Air pendingin

- Kapasitas

134.430,692 kg/jam

21.481,289 kg/jam

- Material



- Jumlah

239

8 hairpin

- ∆P

0,949 psi

7,098 psi

Dirt Factor



Luas tr. panas

562,988 ft2

155,278 ft2

Spesifikasi Shell / anulus

Spesifikasi Tube/ inner pipe

commit to user



3.10

Furnace Tabel 3.10 Spesifikasi Furnace

Kode

F-01

Fungsi

Memanaskan campuran gas H2 dan C7H8 sebelum masuk reaktor

Tipe

Two radiant chamber with a common convection section

Kondisi operasi - umpan

119,66 oC

- keluaran

647 oC

Spesifikasi

Seksi Radiasi

- Diameter

16,46 m

- Lebar

7,14 in

- Tinggi

17,34 m

- Jumlah tube

146

Spesifikasi

Seksi Konveksi

- Diameter

16,46 m

- Lebar

2,54 in

- Tinggi

2,71 m

- Jumlah tube

42

Material

Batu bata tahan api

Tinggi total

20,05 m

commit to user



3.11

Pompa Tabel 3.11 Spesifikasi Pompa

Kode Fungsi

P-01

P-02

Mengalirkan Fresh Toluene Mengalirkan Fresh Toluene dari T-01 ke CD-03 (sebagai dari CD-03 ke VP-01 pendingin)

Tipe

Single stage centrifugal pump

Material

Commercial steel

Kapasitas

336,919 gpm

360,248 gpm

Tekanan

1 - 1 atm

1 - 1 atm

Tenaga pompa

0,56 HP

0,93 HP

NPSH pompa

13,744 ft

14,372 ft

Kecepatan putar

3500 rpm

3500 rpm

Tenaga motor

1 HP

1,5 HP

Nominal pipe

6 in

6 in

Kode Fungsi

P-03

P-04

Mengalirkan hasil bawah FD- Mengalirkan fluida pendingin 02

ke

CD-01

(sebagai keluaran CD-01 ke MD-01

pendingin) Tipe


Material

Commercial steel

Kapasitas

293,613 gpm

322,395 gpm

Tekanan

1 – 1 atm

1 - 1 atm

Tenaga pompa

0,69 HP

15,33 HP

NPSH pompa

12,539 ft

13,346 ft

Kecepatan putar

3500 rpm

3500 rpm

Tenaga motor

1 HP

20 HP

Nominal pipe

6 in

8 in

commit to user



Kode Fungsi

P-05

P-06

Mengalirkan refluk dari ACC- Mengalirkan fluida keluaran 01 ke MD-01 dan T-02

RB-01 ke MD-02

Tipe


Material

Commercial steel

Kapasitas

303,666 gpm

78,359 gpm

Tekanan

1 - 1 atm

1 - 1 atm

Tenaga pompa

8 HP

0,89 HP

NPSH pompa

12,824 ft

5,198 ft

Kecepatan putar

3500 rpm

3500 rpm

Tenaga motor

10 HP

1.5 HP

Nominal pipe

2.5 in

3 in

Kode Fungsi

P-07

P-08

Mengalirkan refluk dari CD- Mengalirkan 03 ke MD-02

RB-02 ke T-03

Tipe


Material

Commercial steel

Kapasitas

2,536 gpm

22,452 gpm

Tekanan

1 - 1 atm

1 - 1 atm

Tenaga pompa

0,05 HP

0,23 HP

NPSH pompa

0,528 ft

2,259 ft

Kecepatan putar

3500 rpm

3500 rpm

Tenaga motor

0,083 HP

0,333 HP

Nominal pipe

1 in

1 ½ in

commit to user

diphenyl

dari



3.12

Kompresor Tabel 3.12 Spesifikasi Kompresor

Kode Fungsi

C-01 Mengkompresi

C-02 gas

dari Mengkompresi gas dari

tekanan 1 atm menjadi tekanan 15 atm menjadi bertekanan 25 atm Tipe

bertekanan 25 atm

Single Stage Reciprocating Compressor

Spesifikasi : 0,02173

0,00346

Suction, Psia

14,7

220,5

Discharge, Psia

367,5

367,5

- Efisiensi

80 %

80%

- Daya Kompresor, HP

0,05

0,05

- Kapasitas, m3/jam - Tekanan :

commit to user


digilib.uns.ac.id

BAB IV UNIT PENDUKUNG PROSES DAN LABORATORIUM

4.1

Unit Pendukung Proses Unit pendukung proses atau yang lebih dikenal dengan sebutan utilitas

merupakan bagian penting untuk menunjang proses produksi dalam pabrik. Unit pendukung proses yang terdapat dalam pabrik benzene adalah : 1. Unit pengadaan air Unit ini bertugas menyediakan dan mengolah air untuk memenuhi kebutuhan air sebagai berikut : a. Air pendingin dan air pemadam kebakaran b. Air konsumsi umum dan sanitasi 2. Unit pengadaan pendingin reaktor Unit ini bertugas menyediakan pendingin untuk reaktor. 3. 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. 4. 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. Lisrik di-supply

commit to user 67



dari PLN dan dari generator sebagai cadangan bila listrik dari PLN mengalami gangguan. 5. Unit pengadaan bahan bakar Unit ini bertugas menyediakan bahan bakar untuk kebutuhan generator. 4.1.1 Unit Pengadaan Air Air konsumsi umum dan sanitasi yang digunakan adalah air yang diperoleh dari PT. Krakatau Tirta Industri (PT. KTI). Sedangkan untuk air pendingin dan air pemadam kebakaran menggunakan air dari laut yang tidak jauh dari lokasi pabrik. 4.1.1.1 Air Pendingin dan Air Pemadam Kebakaran Air pendingin dan air pemadam kebakaran yang digunakan adalah air laut yang diperoleh dari laut yang tidak jauh dari lokasi pabrik. Alasan digunakannya air laut sebagai media pendingin adalah karena faktor-faktor sebagai berikut : a. Air laut dapat diperoleh dalam jumlah yang besar dengan biaya murah. b. Mudah dalam pengaturan dan pengolahannya. c. Dapat menyerap sejumlah panas per satuan volume yang tinggi. d. Tidak terdekomposisi. e. Tidak dibutuhkan cooling tower, karena air laut langsung dibuang lagi ke laut. Hal-hal yang perlu diperhatikan dalam pengolahan air laut sebagai pendingin adalah :

commit to user



a. Partikel-partikel besar/makroba (makhluk hidup laut dan konstituen lain) b. Partikel-partikel kecil/mikroba laut (ganggang dan mikroorganisme laut) yang dapat menyebabkan fouling pada alat-alat proses. 4.1.1.2 Air Konsumsi Umum dan Sanitasi Sumber air untuk keperluan konsumsi dan sanitasi berasal dari PT. KTI. Air ini digunakan untuk memenuhi kebutuhan air minum, laboratorium, kantor, perumahan, dan pertamanan. Air konsumsi dan sanitasi harus memenuhi beberapa syarat, yang meliputi syarat fisik, syarat kimia, dan syarat bakteriologis. Syarat fisik : 

Suhu di bawah suhu udara luar



Warna jernih



Tidak mempunyai rasa dan tidak berbau

Syarat kimia : 

Tidak mengandung zat organik



Tidak beracun

Syarat bakteriologis : 

Tidak mengandung bakteri–bakteri, terutama bakteri yang pathogen.

4.1.1.3 Pengolahan Air Pengolahan air untuk kebutuhan pabrik meliputi pengolahan secara fisik dan kimia, maupun penambahan desinfektan.

commit to user





Pengolahan air laut Untuk menghindari fouling yang terjadi pada alat-alat penukar panas maka perlu diadakan pengolahan air laut. Pengolahan dilakukan secara fisis dan kimia. Pengolahan secara fisis adalah dengan screening dan secara kimia adalah dengan penambahan chlorine. Tahapannya adalah sebagai berikut : Air laut dihisap dari kolam yang langsung berada di pinggir laut dengan menggunakan pompa, dalam pengoprasian digunakan dua buah pompa, satu service dan satunya standby. Sebelum masuk pompa, air dilewatkan pada traveling screen untuk menyaring partikel dengan ukuran besar. Pencucian dilakukan secara kontinyu. Setelah dipompa kemudian dialirkan ke strainer yang mempunyai saringan stainless steel 0,4 mm dan mengalami pencucian balik secara periodik. Air laut kemudian dialirkan ke pabrik. Di dalam kolam diinjeksikan Sodium hipoklorit untuk menjaga kandungan klorin minimum 1 ppm. Dalam perancangan ini diinjeksikan klorin sebanyak 1 ppm. Sodium hipoklorit dibuat di dalam Chloropac dengan bahan baku air laut dengan cara elektrolisa. Klorin diinjeksikan secara kontinyu dalam kolam dan secara intermitten di pipa pengaliran.

commit to user



Air Laut

1

2

3

4

Injeksi secara kontinyu

5

6

Ke Pabrik

Injeksi secara intermitten

Keterangan : 1. Saringan Awal 2. Kolam Penampungan 3. Traveling Screen 4. Pompa 5. Strainer, untuk diameter >0.4 mm 6. Chloropac

Gambar 4.1 Skema Pengolahan Air Laut 

Pengolahan air baku dari KTI Air baku (treated water) yang diambil dari PT. KTI dialirkan ke clarifier untuk mengurangi materi yang mengendap. Air yang mengalir berlebihan (over flow) dari clarifier dialirkan secara gravitasi ke filter yang berjenis gravity sand filter dengan menggunakan pasir kasar dan halus, untuk menghilangkan sisa-sisa materi yang terendap dalam jumlah kecil. Air yang telah disaring selanjutnya ditampung ke bak penampung air untuk kemudian dipompakan ke tangki air konsumsi dan sanitasi umum.

commit to user



Gambar 4.2 Skema Pengolahan Air KTI

4.1.1.4 Kebutuhan Air a. Kebutuhan Air Pendingin Kebutuhan air pendingin dapat dilihat pada Tabel 4.1 Tabel 4.1 Kebutuhan air pendingin Kebutuhan No

Kode Alat

Alat

1.

CD-02

Condenser hasil dari MD-01

293.663,129

2.

HE-01

Cooler untuk Benzene

134.430,092

3.

HE-02

Cooler untuk Diphenyl

21.481,289

4.

HEU-01

Cooler untuk Moltensalt

12.983,609

( kg/jam )

Total kebutuhan air pendingin = 463.571,119 kg/jam b. Kebutuhan Air Konsumsi Umum dan Sanitasi Kebutuhan air konsumsi umum dan sanitasi dapat dilihat pada Tabel 4.2.

commit to user



Tabel 4.2 Kebutuhan air konsumsi umum dan sanitasi No

Nama Unit

Kebutuhan ( kg/hari)

1.

Perkantoran

10.000

2.

Laboratorium

3.800

3.

Kantin

3.000

4.

Hydrant/Taman

1.680

5.

Poliklinik

800

Jumlah air

19.280

Kebutuhan air konsumsi umum dan sanitasi = 19.280 kg/hari = 803,333 kg/jam Total air yang disuplai dari PT KTI = air konsumsi+ air blow down bak = 964,000 kg/jam 4.1.2 Unit Pengadaan Pendingin Reaktor Media yang digunakan sebagai pendingin reaktor adalah molten salt. Molten salt tidak memerlukan treatment secara fisis, kimia, mataupun biologis. Sifat-sifat fisik molten salt adalah sebagai berikut : -

Densitas

= 119,324 lb/ft3

-

Kapasitas Panas

= 0,373 Btu/lb.F

-

Viskositas

= 13,356 lb/ft.hr

-

Konduktivitas termal

= 0,2471 Btu/hr.ft.F

commit to user





Jumlah Kebutuhan Molten salt Kebutuhan molten salt yang digunakan sebagai pendingin reaktor adalah sebanyak = 14.400 kg/jam Kebutuhan ini dilebihkan 20% untuk keamanan, sehingga molten salt yang disediakan = 17.280 kg/jam



Pendingin Molten salt Molten Salt digunakan sebagai pendingin reaktor. Molten salt keluaran reaktor yang bersuhu 174.02

o

C dialirkan ke HEU-01 untuk

didinginkan sampai bersuhu 148 oC dan dialirkan kembali untuk mendinginkan reaktor. 4.1.3 Unit Pengadaan Udara Tekan Kebutuhan udara tekan untuk prarancangan pabrik benzene ini diperkirakan sebesar 200 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

: 200 m3/jam

Tekanan suction

: 14,7 psi (1 atm)

Tekanan discharge

: 100 psi (6,8 atm)

commit to user



Suhu udara

: 35 oC

Efisiensi

: 80 %

Daya kompresor

: 25 HP

4.1.4 Unit Pengadaan Listrik Kebutuhan tenaga listrik di pabrik benzene ini dipenuhi oleh PLN dan generator pabrik. Hal ini bertujuan agar pasokan tenaga listrik dapat berlangsung kontinyu meskipun ada gangguan pasokan dari PLN. Generator yang digunakan adalah generator arus bolak-balik dengan pertimbangan : a. Tenaga listrik yang dihasilkan cukup besar b. Tegangan dapat dinaikkan atau diturunkan sesuai kebutuhan Kebutuhan listrik di pabrik ini antara lain terdiri dari : 1. Listrik untuk keperluan proses dan utilitas 2. Listrik untuk penerangan 3. Listrik untuk AC 4. Listrik untuk laboratorium dan instrumentasi 5. Listrik untuk alat-alat elektronik Besarnya kebutuhan listrik masing–masing keperluan di atas dapat diperkirakan sebagai berikut : 4.1.4.1 Listrik untuk keperluan proses dan utilitas Kebutuhan listrik untuk keperluan proses dan keperluan pengolahan air dapat dilihat pada Tabel 4.3

commit to user



Tabel 4.3

Kebutuhan listrik untuk keperluan proses dan utilitas

Nama Alat

Jumlah

HP

Total HP

P-01

1

1

1

P-02

1

1,5

1,5

P-03

1

1

1

P-04

1

20

20

P-05

1

10

10

P-06

1

1,5

1,5

P-07

1

0,08

0,08

P-08

1

0,33

33

C-01

1

0,05

0,05

C-02

1

0,05

0,05

PWT-01

1

40

40

PWT-02

1

60

20

PWT-03

1

0,16

20

PU-01

1

5

5

PU-02

1

1

1

PU-03

1

1,3

1,3

PU-04

1

0,25

0,25

KU-01

1

25

25

Jumlah

168,717

commit to user



Jadi jumlah listrik yang dikonsumsi untuk keperluan proses dan utilitas sebesar 168,717 HP. Diperkirakan kebutuhan listrik untuk alat yang tidak terdiskripsikan sebesar ± 20 % dari total kebutuhan. Maka total kebutuhan listrik adalah 202,460 HP atau sebesar 301,949 kW. 4.1.4.2 Listrik untuk penerangan Untuk menentukan besarnya tenaga listrik digunakan persamaan : L

a.F U .D

dengan : L

: Lumen per outlet

a

: Luas area, ft2

F

: foot candle yang diperlukan (Tabel 13 Perry 6th ed)

U

: Koefisien utilitas (Tabel 16 Perry 6th ed)

D

: Efisiensi lampu (Tabel 16 Perry 6th ed)

commit to user



Tabel 4.4 Jumlah Lumen berdasarkan luas bangunan Luas, m2

Luas, ft2

F

U

D

F/U.D

Pos keamanan

30

322,91

20

0,42

0,75

63,49

Parkir

500

5.381,82

10

0,49

0,75

27,21

Musholla

300

3.229,09

20

0,55

0,75

48,48

Kantin

150

1.614,55

20

0,51

0,75

52,29

Kantor

1.500

16.145,47

35

0,6

0,75

77,78

Poliklinik

400

4.305,46

20

0,56

0,75

47,62

Ruang kontrol

300

3.229,09

40

0,56

0,75

95,24

Laboratorium

300

3.229,09

40

0,56

0,75

95,24

Proses

12.580

135.401,96

30

0,59

0,75

67,80

Utilitas

1.400

15.069,11

10

0,59

0,75

22,60

Ruang generator

300

3.229,09

10

0,51

0,75

26,14

Bengkel

250

2.690,91

40

0,51

0,75

104,58

Garasi

400

4.305,46

10

0,51

0,75

26,14

Gudang

400

4.305,46

10

0,51

0,75

26,14

Pemadam

250

2.690,91

20

0,51

0,75

52,29

Jalan dan taman

2.400

25.832,76

5

0,55

0,75

12,12

Area perluasan

2.500

26.909,12

5

0,57

0,75

11,70

Jumlah

23.960

257.892,283

Bangunan

Jumlah lumen :  untuk penerangan dalam ruangan

= 12.735.761,367 lumen

 untuk penerangan bagian luar ruangan

= 627.850,892 lumen

commit to user



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 6th ed.). Jadi jumlah lampu dalam ruangan

= 12.735.761,367 / 1.920 = 6.634 buah

Untuk penerangan bagian luar ruangan digunakan lampu mercury 100 Watt, dimana lumen output tiap lampu adalah 3.000 lumen (Perry 6th ed., 1994). Jadi jumlah lampu luar ruangan

= 627.850,892 / 3.000 = 210 buah

Total daya penerangan

= ( 40 W x 6.634 + 100 W x 210 ) = 286.256,72 W = 286,257 kW

4.1.4.3 Listrik untuk AC Diperkirakan menggunakan tenaga listrik sebesar 15.000 Watt atau 15 kW 4.1.4.4 Listrik untuk laboratorium dan instrumentasi Diperkirakan menggunakan tenaga listrik sebesar 10.000 Watt atau 10kW. Tabel 4.5 Total kebutuhan listrik pabrik No.

Kebutuhan Listrik

Tenaga listrik, kW

1.

Listrik untuk keperluan proses dan utilitas

301,949

2.

Listrik untuk keperluan penerangan

286,257

3.

Listrik untuk AC

15

4.

Listrik untuk laboratorium dan instrumentasi

10

Total

commit to user

613,206



Generator yang digunakan sebagai cadangan sumber listrik mempunyai efisiensi 80%, sehingga generator yang disiapkan harus mempunyai output sebesar 766,507 kW. Dipilih menggunakan generator dengan daya 900 kW, sehingga masih tersedia cadangan daya sebesar 133,493 kW. Spesifikasi generator yang diperlukan : Jenis

: AC generator

Jumlah

: 1 buah

Kapasitas / Tegangan

: 900 kW ; 220/360 Volt

Efisiensi

: 80 %

Bahan bakar

: IDO

4.1.5 Unit Pengadaan Bahan Bakar Unit pengadaan bahan bakar mempunyai tugas untuk memenuhi kebutuhan bahan bakar generator. Jenis bahan bakar yang digunakan adalah IDO (Industrial Diesel Oil). IDO diperoleh dari Pertamina dan distributornya. Pemilihan IDO sebagai bahan bakar didasarkan pada alasan : 1. Mudah didapat 2. Lebih ekonomis 3. Mudah dalam penyimpanan Bahan bakar IDO yang digunakan mempunyai spesifikasi sebagai berikut : Specific gravity

: 0,8124

Heating Value

: 16.779 Btu/lb

Efisiensi bahan bakar

: 80%

commit to user



: 50,5664 lb/ft3

Densitas 

Kebutuhan bahan bakar untuk generator Kapasitas alat eff .  . h

Bahan bakar

=

Kapasitas generator

= 900 kW = 3070938.684Btu/jam

Kebutuhan bahan bakar 4.2

= 128,114 L/jam

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 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 :

commit to user



a.

Sebagai pengontrol kualitas bahan baku dan pengontrol kualitas produk

b.

Sebagai pengontrol terhadap proses produksi

c.

Sebagai pengontrol terhadap mutu air pendingin, dan yang berkaitan langsung dengan proses produksi

Laboratorium melaksanakan kerja 24 jam sehari dalam kelompok kerja shift dan non-shift. 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 3 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 reagent kimia untuk analisa laboratorium

b.

Melakukan analisa bahan pembuangan penyebab polusi

c.

Melakukan penelitian atau percobaan untuk membantu kelancaran produksi

commit to user



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, produk, dan air yang meliputi air baku, air pendingin, dan air limbah. Pengamatan yang dilakukan meliputi specific gravity, viskositas. 4.2.2 Laboratorium Analitik Bagian ini mengadakan pemeriksaan terhadap bahan baku dan produk mengenai sifat–sifat kimianya. Analisa yang dilakukan, yaitu : 

Analisa komposisi bahan baku



Analisa komposisi produk utama



Analisa komposisi produk samping



Analisa air - Air baku - Air pendingin - Air limbah

commit to user



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. Hidrometer, untuk mengukur specific gravity. 2. Viscometer, untuk mengukur viskositas cairan. 3. Gas Liquid Chromathogarphy, alat yang digunakan untuk analisa konsentrasi material cair. 4. Spectrofotometer, digunakan untuk mengetahui konsentrasi suatu senyawa terlarut dalam air. 5. pH meter, digunakan untuk mengetahui tingkat keasaman / kebasaan air. 6. Conductivity meter, untuk mengetahui konduktivitas suatu zat yang terlarut dalam air. 4.3

Unit Pengolahan Limbah Limbah yang dihasilkan dari pabrik benzene dapat diklasifikasi : 1. Bahan buangan cair 2. Bahan buangan padatan

commit to user



3. Bahan buangan gas Pengolahan limbah ini didasarkan pada jenis buangannya : 1. Pengolahan bahan buangan cair Pada pengolahan limbah cair, semua limbah cair yang berasal dari limbah domestik diolah di dalam Instalasi Pengolahan Air Limbah (IPAL) kecuali oli bekas yang akan ditampung di dalam penampungan yang selanjutnya dikirim ke badan yang berwenang. Limbah dari berbagai sumber sebelum masuk ke IPAL dilewatkan melalui bak ekualisasi untuk menyamakan beban dalam pengolahan dengan jalan melakukan pengadukan pada limbah sehingga menjadi homogen, dari bak ekualisasi limbah masuk ke bak netralisasi untuk menetralkan pH, karena pH yang netral selain tidak mengganggu lingkungan juga dapat berguna untuk mempermudah proses pengendapan pada bak sedimentasi.

Penetralan

pH

dilakukan

dengan

jalan

penambahan

Na2CO3/H2SO4, setelah netral limbah dialirkan ke bak sedimentasi untuk mengendapkan kandungan solid yang terdapat di dalamnya dengan bantuan koagulan. Dari bak sedimentasi selanjutnya dilakukan penyaringan dengan menggunakan media penyaring berbutir seperti kerikil, pasir, dan juga ditambahkan karbon aktif untuk menghilangkan bau. Limbah setelah melalui proses filtrasi dimasukkan ke dalam bak Bio Control yang bertujuan untuk menguji apakah limbah tersebut sudah benar–benar tidak mencemari lingkungan, pengujian dilakukan dengan memasukkan ikan ke dalam bak Bio Control, bila ikan tersebut tetap hidup normal maka proses pengolahan air

commit to user



limbah dapat dikatakan sudah berhasil dan air yang dihasilkan selanjutnya akan dibuang ke badan penerima air baik di selokan, ataupun di laut.

Bak Ekualisasi

Air Buangan

Bak Netralisasi

Drying Bed

Bak

padatan

Sedimentasi cairan

Filtrasi

Bak Bio

Badan Penerima Air Gambar 4.3 Skema Instalasi Pengolahan Air Limbah (IPAL) 2. Pengolahan bahan buangan padatan Limbah padat yang dihasilkan berasal dari limbah domestik dan IPAL. Limbah domestik berupa sampah-sampah dari keperluan sehari-hari seperti kertas dan plastik, sampah tersebut ditampung di dalam bak penampungan dan selanjutnya dikirim ke Tempat Pembuangan Akhir (TPA). Limbah yang berasal dari IPAL diurug didalam tanah yang dindingnya dilapisi dengan clay

commit to user



(tanah liat) agar bila limbah yang dipendam termasuk berbahaya tidak menyebar ke lingkungan sekitarnya. 3. Pengolahan limbah gas Limbah gas yang berasal dari alat–alat produksi dibuang ke udara melalui stack yang mempunyai tinggi minimal 4 kali tinggi bangunan, banyaknya limbah gas yang dibuang dapat diminimalisasi dengan jalan melakukan perawatan

yang

rutin

terhadap

mesin–mesin

produksi

sehingga

pembakarannya sempurna dan dapat meminimalisasi pencemaran udara.

commit to user


digilib.uns.ac.id

BAB V MANAJEMEN PERUSAHAAN

5.1

Bentuk Perusahaan Pabrik benzene yang akan didirikan, direncanakan mempunyai: Bentuk

: Perseroan Terbatas (PT)

Lapangan Usaha

: Industri Benzene

Lokasi Perusahaan

: Cilegon, Jawa Barat

Alasan dipilihnya bentuk perusahaan ini didasarkan atas beberapa faktor, antara lain : 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 pemegang saham, direksi beserta stafnya atau karyawan perusahaan. 5. Efisiensi dari manajemen Para pemegang saham dapat memilih orang yang ahli sebagai dewan komisaris dan direktur utama yang cukup cakap dan berpengalaman.

commit to user 88



6. Lapangan usaha lebih luas Suatu Perseroan Terbatas dapat menarik modal yang sangat besar dari masyarakat, sehingga dengan modal ini PT dapat memperluas usaha. (Widjaja, 2003) Ciri-ciri Perseroan Terbatas : 1. Perseroan Terbatas didirikan dengan akta dari notaris dengan berdasarkan Kitab Undang-Undang Hukum Dagang. 2. Besarnya modal ditentukan dalam akta pendirian dan terdiri dari sahamsahamnya. 3. Pemiliknya adalah para pemegang saham. 4. Perseroan Terbatas dipimpin oleh suatu Direksi yang terdiri dari para pemegang saham. Pembinaan personalia sepenuhnya diserahkan kepada Direksi dengan memperhatikan hukum-hukum perburuhan. 5.2

Struktur Organisasi Struktur organisasi merupakan salah satu faktor penting yang dapat

menunjang kelangsungan dan kemajuan perusahaan, karena berhubungan dengan komunikasi yang terjadi dalam perusahaan demi tercapainya kerjasama yang baik antar karyawan. Untuk mendapatkan sistem organisasi yang baik maka perlu diperhatikan beberapa azas yang dapat dijadikan pedoman, antara lain: a) Perumusan tujuan perusahaan dengan jelas b) Tujuan organisasi harus dipahami oleh setiap orang dalam organisasi c) Tujuan organisasi harus diterima oleh setiap orang dalam organisasi

commit to user



d) Adanya kesatuan arah (unity of direction) e) Adanya kesatuan perintah ( unity of command ) f) Adanya keseimbangan antara wewenang dan tanggung jawab g) Adanya pembagian tugas (distribution of work) h) Adanya koordinasi i) Struktur organisasi disusun sederhana j) Pola dasar organisasi harus relatif permanen k) Adanya jaminan jabatan (unity of tenure) l) Balas jasa yang diberikan kepada setiap orang harus setimpal dengan jasanya m) Penempatan orang harus sesuai keahliannya (Zamani, 1998) Dengan berpedoman pada azas tersebut maka diperoleh struktur organisasi yang baik yaitu Sistim Line and Staff. Pada sistem ini garis kekuasaan lebih sederhana dan praktis. Demikian pula dalam pembagian tugas kerja seperti yang terdapat dalam sistem organisasi fungsional, sehingga seorang karyawan hanya akan bertanggung jawab pada seorang atasan saja. Untuk kelancaran produksi, perlu dibentuk staf ahli yang terdiri dari orang-orang yang ahli di bidangnya. Bantuan pikiran dan nasehat akan diberikan oleh staf ahli kepada tingkat pengawas demi tercapainya tujuan perusahaan. Ada 2 kelompok orang yang berpengaruh dalam menjalankan organisasi garis dan staf ini, yaitu :

commit to user



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. (Zamani, 1998) Dewan Komisaris mewakili para pemegang saham (pemilik perusahaan) dalam pelaksanaan tugas sehari-harinya. Tugas untuk menjalankan perusahaan dilaksanakan oleh seorang Direktur Utama yang dibantu oleh Direktur Produksi dan Direktur Keuangan-Umum. Direktur Produksi membawahi bidang produksi dan teknik, sedangkan direktur keuangan dan umum membawahi bidang pemasaran, keuangan, dan bagian umum. Kedua direktur ini membawahi beberapa kepala bagian yang akan bertanggung jawab atas bagian dalam perusahaan, sebagai bagian dari pendelegasian wewenang dan tanggung jawab. Masing-masing kepala bagian akan membawahi beberapa seksi dan masing-masing seksi akan membawahi dan mengawasi para karyawan perusahaan pada masing-masing bidangnya. Karyawan perusahaan akan dibagi dalam beberapa kelompok regu yang dipimpin oleh seorang kepala regu dimana setiap kepala regu akan bertanggung jawab kepada pengawas masing - masing seksi (Widjaja, 2003).

commit to user



Manfaat adanya struktur organisasi adalah sebagai berikut : a. Menjelaskan, membagi, dan membatasi pelaksanaan tugas dan tanggung jawab setiap orang yang terlibat di dalamnya b. Penempatan tenaga kerja yang tepat c. Pengawasan, evaluasi dan pengembangan perusahaan serta manajemen perusahaan yang lebih efisien. d. Penyusunan program pengembangan manajemen e. Menentukan pelatihan yang diperlukan untuk pejabat yang sudah ada f. Mengatur kembali langkah kerja dan prosedur kerja yang berlaku bila tebukti kurang lancar. Struktur organisasi pabrik benzene disajikan pada Gambar 5.1

commit to user

Gambar 5.1 Struktur organisasi pabrik Benzene 93

91



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 : 1. Mengangkat dan memberhentikan Dewan Komisaris 2. Mengangkat dan memberhentikan Direktur 3. Mengesahkan hasil-hasil usaha serta neraca perhitungan untung rugi tahunan dari perusahaan. (Widjaja, 2003) 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 : 1. Menilai dan menyetujui rencana direksi tentang kebijakan umum, target perusahaan, alokasi sumber - sumber dana dan pengarahan pemasaran 2. Mengawasi tugas - tugas direksi 3. Membantu direksi dalam tugas - tugas penting (Widjaja, 2003)

commit to user



5.3.3 Dewan Direksi Direksi Utama merupakan pimpinan tertinggi dalam perusahaan dan bertanggung jawab sepenuhnya terhadap maju mundurnya perusahaan. Direktur utama bertanggung jawab kepada dewan komisaris atas segala tindakan dan kebijakan yang telah diambil sebagai pimpinan perusahaan. Direktur utama membawahi direktur produksi dan direktur keuangan-umum. Tugas direktur umum antara lain : 1. Melaksanakan

kebijakan

perusahaan

dan

mempertanggung

jawabkan

pekerjaannya secara berkala atau pada masa akhir pekerjaannya pada pemegang saham. 2. Menjaga kestabilan organisasi perusahaan dan membuat kelangsungan hubungan yang baik antara pemilik saham, pimpinan, karyawan, dan konsumen. 3. Mengangkat dan memberhentikan kepala bagian dengan persetujuan rapat pemegang saham. 4. Mengkoordinir kerja sama antara bagian produksi (direktur produksi) dan bagian keuangan dan umum (direktur keuangan dan umum). Tugas dari direktur produksi antara lain : 1. Bertanggung jawab kepada direktur utama dalam bidang produksi, teknik, dan rekayasa produksi. 2. Mengkoordinir, mengatur, serta mengawasi pelaksanaan pekerjaan kepalakepala bagian yang menjadi bawahannya.

commit to user



Tugas dari direktur keuangan antara lain: 1. Bertanggung jawab kepada direktur utama dalam bidang pemasaran, keuangan, dan pelayanan umum. 2. Mengkoordinir, mengatur, dan mengawasi pelaksanaan pekerjaan kepalakepala 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 keahlian masing - masing. Tugas dan wewenang staf ahli meliputi : 1. Mengadakan evaluasi bidang teknik dan ekonomi perusahaan. 2. Memberi masukan - masukan dalam perencanaan dan pengembangan perusahaan. 3. Memberi saran - saran dalam bidang hukum. 5.3.5 Penelitian dan Pengembangan (Litbang) Litbang terdiri dari tenaga - tenaga ahli sebagai pembantu direksi dan bertanggung jawab kepada direksi. Litbang membawahi 2 departemen, yaitu Departemen Penelitian dan Departemen Pengembangan Tugas dan wewenangnya meliputi : a. Memperbaiki mutu produksi b. Memperbaiki dan melakukan inovasi terhadap proses produksi c. Meningkatkan efisiensi perusahaan di berbagai bidang

commit to user



5.3.6 Kepala Bagian Secara umum tugas kepala bagian adalah mengkoordinir, mengatur, dan mengawasi pelaksanaan pekerjaan dalam lingkungan bagiannya sesuai dengan garis wewenang yang diberikan oleh pimpinan perusahaan. Kepala bagian dapat juga bertindak sebagai staf direktur. Kepala bagian bertanggung jawab kepada direktur Utama (Zamani, 1998). Kepala bagian terdiri dari: 1. Kepala Bagian Produksi Bertanggung jawab kepada direktur produksi dalam bidang mutu dan kelancaran produksi serta mengkoordinir kepala-kepala seksi yang menjadi bawahannya. Kepala bagian produksi membawahi seksi proses, seksi pengendalian, dan seksi laboratorium. Tugas seksi proses antara lain : a. Mengawasi jalannya proses produksi b. Menjalankan tindakan seperlunya terhadap kejadian-kejadian yang tidak diharapkan sebelum diambil oleh seksi yang berwenang. Tugas seksi pengendalian adalah menangani hal - hal yang dapat mengancam keselamatan pekerja dan mengurangi potensi bahaya yang ada. Tugas seksi laboratorium, antara lain: a. Mengawasi dan menganalisa mutu bahan baku dan bahan pembantu b. Mengawasi dan menganalisa mutu produksi c. Mengawasi hal - hal yang berhubungan dengan buangan pabrik d. Membuat laporan berkala kepada Kepala Bagian Produksi.

commit to user



2. Kepala Bagian Teknik Tugas kepala bagian teknik, antara lain: a. Bertanggung jawab kepada direktur produksi dalam bidang peralatan dan utilitas b. Mengkoordinir kepala - kepala seksi yang menjadi bawahannya Kepala Bagian teknik membawahi seksi pemeliharaan, seksi utilitas, dan seksi keselamatan kerja-penanggulangan kebakaran. Tugas seksi pemeliharaan, antara lain : a. Melaksanakan pemeliharaan fasilitas gedung dan peralatan pabrik b. Memperbaiki kerusakan peralatan pabrik Tugas seksi utilitas, antara lain melaksanakan dan mengatur sarana utilitas untuk memenuhi kebutuhan proses, air, dan tenaga listrik. Tugas seksi keselamatan kerja antara lain : a. Mengatur, menyediakan, dan mengawasi hal - hal yang berhubungan dengan keselamatan kerja b. Melindungi pabrik dari bahaya kebakaran 3. Kepala Bagian Keuangan Kepala bagian keuangan ini bertanggung jawab kepada direktur keuangan dan umum dalam bidang administrasi dan keuangan dan membawahi 2 seksi, yaitu seksi administrasi dan seksi keuangan. Tugas seksi administrasi adalah menyelenggarakan pencatatan utang piutang, administrasi persediaan kantor dan pembukuan, serta masalah perpajakan.

commit to user



Tugas seksi keuangan antara lain : a. Menghitung penggunaan uang perusahaan, mengamankan uang, dan membuat ramalan tentang keuangan masa depan b. Mengadakan perhitungan tentang gaji dan insentif karyawan 4. Kepala Bagian Pemasaran Bertanggung jawab kepada direktur keuangan dan umum dalam bidang bahan baku dan pemasaran hasil produksi, serta membawahi 2 seksi yaitu seksi pembelian dan seksi pemasaran. Tugas seksi pembelian, antara lain : a. Melaksanakan

pembelian barang

dan

peralatan

yang dibutuhkan

perusahaan dalam kaitannya dengan proses produksi b. Mengetahui harga pasar dan mutu bahan baku serta mengatur keluar masuknya bahan dan alat dari gudang. Tugas seksi pemasaran, antara lain : a. Merencanakan strategi penjualan hasil produksi b. Mengatur distribusi hasil produksi 5. Kepala Bagian Umum Bertanggung jawab kepada direktur keuangan dan umum dalam bidang personalia, hubungan masyarakat, dan keamanan serta mengkoordinir kepalakepala seksi yang menjadi bawahannya. Kepala bagian imim membawahi seksi personalia, seksi humas, dan seksi keamanan.

commit to user



Seksi personalia bertugas : a. Membina tenaga kerja dan menciptakan suasana kerja yang sebaik mungkin antara pekerja, pekerjaan, dan lingkungannya supaya tidak terjadi pemborosan waktu dan biaya. b. Mengusahakan disiplin kerja yang tinggi dalam menciptakan kondisi kerja yang tenang dan dinamis. c. Melaksanakan hal - hal yang berhubungan dengan kesejahteraan karyawan. Seksi humas bertugas mengatur hubungan antara perusahaan dengan masyarakat di luar lingkungan perusahaan. Seksi Keamanan bertugas : a. Mengawasi keluar masuknya orang - orang baik karyawan maupun bukan karyawan di lingkungan pabrik. b. Menjaga semua bangunan pabrik dan fasilitas perusahaan c. Menjaga dan memelihara kerahasiaan yang berhubungan dengan intern perusahaan. 5.3.7 Kepala Seksi Kepala seksi adalah pelaksana pekerjaan dalam lingkungan bagiannya sesuai dengan rencana yang telah diatur oleh kepala bagian masing-masing agar diperoleh hasil yang maksimum dan efektif selama berlangsungnya proses produksi. Setiap kepala seksi bertanggung jawab kepada kepala bagian masing masing sesuai dengan seksinya.

commit to user



5.4

Pembagian Jam Kerja Karyawan Pabrik benzene ini direncanakan beroperasi 330 hari dalam 1 tahun dan 24

jam perhari. Sisa hari yang bukan hari libur digunakan untuk perbaikan, perawatan dan shutdown. Sedangkan pembagain jam kerja karyawan dibagi dalam 2 golongan, yaitu karyawan shift dan non shift. 5.4.1 Karyawan non shift Karyawan non shift dalah karyawan yang tidak menangani proses produksi secara langsung. Yang termasuk karyawan harian

adalah direktur, staf ahli,

kepala bagian, kepala seksi serta bawahan yang berada dikantor. Karyawan harian dalam 1 minggu akan bekerja selama 5 hari dengan pembagian kerja sebagai berikut: Jam kerja : 

Hari Senin – Jumat

: Jam 08.00 – 17.00

Jam Istirahat : 

Hari Senin – Kamis

: Jam 12.00 – 13.00



Hari Jum’at

: Jam 11.00 – 13.00

5.4.2 Karyawan shift Karyawan shift adalah karyawan yang secara langsung menangani proses produksi atau mengatur bagian - bagian tertentu dari pabrik yang mempunyai hubungan dengan masalah keamanan dan kelancaran produksi. Yang termasuk karyawan shift ini adalah operator produksi, sebagian dari bagian teknik, bagian gudang dan bagian utilitas, pengendalian, laboratorium, dan bagian - bagian yang harus selalu siaga untuk menjaga keselamatan serta keamanan pabrik.

commit to user



Para karyawan shift akan bekerja secara bergantian selama 24 jam, 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 menjadi 4 kelompok (A / B / C / D) dimana dalam satu hari kerja, hanya tiga kelompok masuk, sehingga ada satu kelompok yang libur. Untuk hari libur atau hari besar yang ditetapkan pemerintah, kelompok yang bertugas tetap harus masuk. Jadwal pembagian kerja masingmasing kelompok ditampilkan dalam bentuk tabel sebagai berikut : Tabel 5.1 Jadwal pembagian kelompok shift Hari A B C D

1 L S P M

2 L S P M

3 M L S P

4 M L S P

5 P M L S

6 P M L S

7 S P M L

8 S P M L

9 L S P M

10 L S P M

Hari A B C D

11 M L S P

12 M L S P

13 P M L S

14 P M L S

15 S P M L

16 S P M L

17 L S P M

18 L S P M

19 M L S P

20 M L S P

Hari A B C D

21 P M L S

22 P M L S

23 S P M L

24 S P M L

25 L S P M

26 L S P M

27 M L S P

28 M L S P

29 P M L S

30 P M L S

Jadwal untuk tanggal selanjutnya berulang ke susunan awal.

commit to user



Kelancaran produksi dari suatu pabrik sangat dipengaruhi oleh faktor kedisiplinan para karyawannya dan akan secara langsung mempengaruhi kelangsungan dan kemajuan perusahaan. Untuk itu kepada seluruh karyawan perusahaan dikenakan absensi. Disamping itu masalah absensi digunakan oleh pimpinan perusahaan sebagai salah satu dasar dalam mengembangkan karier para karyawan di dalam perusahaan (Zamani, 1998). 5.5

Status Karyawan Dan Sistem Upah Pada pabrik Benzene ini sistem upah karyawan berbeda - beda tergantung

pada status karyawan, kedudukan, tanggung jawab, dan keahlian. Menurut status karyawan dapat dibagi menjadi tiga golongan sebagai berikut: 1. Karyawan Tetap Karyawan tetap yaitu karyawan yang diangkat dan diberhentikan dengan surat keputusan (SK) direksi dan mendapat gaji bulanan sesuai dengan kedudukan, keahlian, dan masa kerjanya. 2. Karyawan Harian Karyawan harian yaitu karyawan yang diangkat dan diberhentikan direksi tanpa SK direksi dan mendapat upah harian yang dibayar tiap akhir pekan. 3.

Karyawan Borongan Karyawan borongan yaitu karyawan yang digunakan oleh pabrik bila diperlukan saja. Karyawan ini menerima upah borongan untuk suatu pekerjaan.

commit to user



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 dan Umum

: Sarjana Ekonomi/Akuntansi

4 Kepala Bagian Produksi

: Sarjana Teknik Kimia

5 Kepala Bagian Teknik

:SarjanaTeknik Kimia/Mesin/Elektro

6 Kepala Bagian Pemasaran

:SarjanaTeknik Kimia/Mesin/Elektro

7 Kepala Bagian Keuangan

: Sarjana Ekonomi/Akuntansi

8 Kepala Bagian Umum

: Sarjana Ekonomi/Hukum

9 Kepala Seksi

: Sarjana

10 Operator

: Sarjana atau D3

11 Sekretaris

: Sarjana atau Akademi sekretaris

12 Dokter

: Sarjana Kedokteran

13 Perawat

: Akademi Perawat

14 Lain-lain

: SLTA / Sederajat

5.6.2 Jumlah Karyawan dan Gaji Jumlah Karyawan harus ditentukan dengan tepat, sehingga semua pekerjaan dapat diselenggarakan dengan baik dan efisien. Tabel 5.2. Jumlah Karyawan Menurut Jabatan NO.

JABATAN

JUMLAH

1

Direktur Utama

1

2

Direktur Produksi

1

3

Direktur keuangan dan Umum

1

commit to user



JABATAN

NO.

JUMLAH

4

Staff Ahli

2

5

Sekretaris

3

6

Kepala Bagian Produksi

1

7

Kepala Bagian LITBANG

1

8

Kepala Bagian Teknik

1

9

Kepala Bagian Umum

1

10

Kepala Bagian Keuangan

1

11

Kepala Bagian Pemasaran

1

12

Kepala Seksi Proses

1

13

Kepala Seksi Pengendalian

1

14

Kepala Seksi Laboratorium

1

15

Staff Litbang

2

16

Kepala Seksi Safety & Lingkungan

1

17

Kepala Seksi Pemeliharaan

1

18

Kepala Seksi Utilitas

1

19

Kepala Seksi Administrasi Keuangan

1

20

Kepala Seksi Keuangan

1

21

Kepala Seksi Pembelian

1

22

Kepala Seksi Personalia

1

23

Kepala Seksi Humas

1

24

Kepala Seksi Keamanan

1

25

Kepala Seksi Penjualan

1

26

Kepala Seksi Pemasaran

1

27

Karyawan Proses

40

28

Karyawan Pengendalian

12

29

Karyawan Laboratorium

19

30

Karyawan Penjualan

8

31

Karyawan Pembelian

6

commit to user



JABATAN

NO.

JUMLAH

32

Karyawan Pemeliharaan

6

33

Karyawan Utilitas

8

34

Karyawan Administrasi

5

35

Karyawan Kas

5

36

Karyawan Personalia

5

37

Karyawan Humas

5

38

Karyawan Keamanan

16

39

Karyawan Pemasaran

8

40

Karyawan Safety & Lingkungan

12

41

Dokter

2

42

Perawat

2

43

Sopir

4

44

Pesuruh

7

TOTAL

200

Tabel 5.3. Perincian Golongan dan Gaji Karyawan Gol.

Jabatan

Gaji/bulan (Rp)

Kualifikasi

I.

Direktur Utama

50.000.000

S1 Pengalaman 10 Tahun

II.

Direktur

35.000.000


III.

Staff Ahli

20.000.000


IV.

Litbang

15.000.000

S1 pengalaman

V.

Kepala Bagian

9.000.000

S1 pengalaman

VI.

Kepala Seksi

6.000.000

S1/D3 pengalaman

VII.

Sekretaris

3.000.000

S1/D3 pengalaman

VIII. Karyawan Biasa

1.000.000 –

SLTA/D1/D3

3.000.000

commit to user



5.7

Kesejahteraan Sosial Karyawan Kesejahteraan sosial yang diberikan oleh perusahaan pada para karyawan,

antara lain : 1.

Tunjangan  Tunjangan yang berupa gaji pokok yang diberikan berdasarkan golongan karyawan yang bersangkutan.  Tunjangan jabatan yang diberikan berdasarkan jabatan yang dipegang karyawan.  Tunjangan lembur yang diberikan kepada karyawan yang bekerja diluar jam kerja berdasarkan jumlah jam kerja.

2.

Pakaian Kerja Pakaian kerja diberikan kepada setiap karyawan setiap tahun sejumlah empat pasang.

3.

Cuti  Cuti tahunan diberikan kepada setiap karyawan selama 12 hari kerja dalam satu tahun.  Cuti sakit diberikan kepada karyawan yang menderita sakit berdasarkan keterangan dokter.  Cuti hamil diberikan kepada karyawati yang hendak melahirkan, masa cuti berlaku selama 2 bulan sebelum melahirkan sampai 1 bulan sesudah melahirkan.

commit to user



4.

Pengobatan  Biaya pengobatan bagi karyawan yang menderita sakit tidak disebabkan oleh kecelakaan kerja, diatur berdasarkan kebijaksanaan perusahaan.  Biaya pengobatan bagi karyawan yang menderita sakit yang diakibatkan oleh kecelakaan kerja, ditanggung oleh perusahaan sesuai dengan undangundang.

5.

Asuransi Tenaga Kerja Asuransi tenaga kerja diberikan oleh perusahaan bila jumlah karyawan lebih dari 10 orang atau dengan gaji karyawan lebih besar dari Rp. 1.000.000,00 per bulan. (Masud, 1989)

commit to user


digilib.uns.ac.id

BAB VI ANALISIS EKONOMI

Pada prarancangan pabrik benzene ini dilakukan evaluasi atau penilaian investasi dengan maksud untuk mengetahui apakah pabrik yang dirancang ini menguntungkan dari segi ekonomi atau tidak. Bagian terpenting dari prarancangan ini adalah estimasi harga dari alat-alat, karena harga digunakan sebagai dasar untuk estimasi analisis ekonomi, di mana analisis ekonomi dipakai untuk mendapatkan perkiraan atau estimasi tentang kelayakan investasi modal dalam kegiatan produksi suatu pabrik dengan meninjau kebutuhan modal investasi, besarnya laba yang akan diperoleh, lamanya modal investasi dapat dikembalikan dalam titik impas. Selain itu, analisis ekonomi juga dimaksudkan untuk mengetahui apakah pabrik yang akan didirikan dapat menguntungkan atau tidak jika didirikan. Untuk itu pada prarancangan pabrik benzene ini, kelayakan investasi modal pada sebuah pabrik akan dianalisis meliputi : a.

Profitability

b.

% Profit on Sales (POS)

c.

% Return on Investment (ROI)

d.

Pay Out Time (POT)

e.

Break Event Point (BEP)

f.

Shut Down Point (SDP)

g.

Discounted Cash Flow (DCF)

commit to user 109



Untuk meninjau faktor-faktor tersebut perlu diadakan penaksiran terhadap beberapa faktor, yaitu: 1. Penaksiran modal industri ( Total Capital Investment ) Capital Investment adalah banyaknya pengeluaran – pengeluaran yang diperlukan untuk fasilitas – fasilitas produktif dan untuk menjalankannya. Capital Investment meliputi : 

Modal Tetap (Fixed Capital Investment)



Modal Kerja (Working Capital)

2. Penentuan biaya produksi total (Total Production Costs), terdiri dari : a. Biaya pengeluaran (Manufacturing Costs) b. Biaya pengeluaran umum (General Expense) 3. Total pendapatan penjualan produk benzene dan diphenyl 6.1

Penaksiran Harga Peralatan Harga peralatan pabrik dapat diperkirakan dengan metode yang

dikonversikan dengan keadaan yang ada sekarang ini. Penentuan harga peralatan dilakukan dengan menggunakan data indeks harga.

\

commit to user



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 (Peters & Timmerhaus, 2003)

commit to user



Gambar 6.1

Chemical Engineering Cost Index

Dengan asumsi kenaikan indeks linear, maka dapat diturunkan persamaan least square sehingga didapatkan persamaan berikut: Y = 3,6077 X - 6823,2 Dengan :

Y = Indeks harga X = Tahun pembelian

Dari persamaan tersebut diperoleh harga indeks di tahun 2012 adalah 435,52. Harga alat dan lainnya diperkirakan pada tahun evaluasi (2012) dan dilihat dari grafik pada referensi. Untuk mengestimasi harga alat tersebut pada masa sekarang digunakan persamaan : (Aries & Newton, 1955)

Ex = Ey. Dengan :

commit to user



Ex : Harga pembelian pada tahun 2012 Ey : Harga pembelian pada tahun referensi Nx : Indeks harga pada tahun 2012 Ny : Indeks harga tahun referensi 6.2

Penentuan Total Capital Investment (TCI) Asumsi-asumsi dan ketentuan yang digunakan dalam perhitungan analisis ekonomi : 1. Pengoperasian pabrik dimulai tahun 2015. 2. Proses yang dijalankan adalah proses kontinyu. 3. Kapasitas produksi adalah 300.000 ton/tahun. 4. Jumlah hari kerja adalah 330 hari/tahun 5. Shut down pabrik dilaksanakan selama 35 hari dalam satu tahun untuk perbaikan alat-alat pabrik. 6. Umur alat - alat pabrik diperkirakan 10 tahun. 7. Nilai rongsokan (Salvage Value) adalah nol 8. Situasi pasar, biaya dan lain - lain diperkirakan stabil selama pabrik beroperasi 9. Upah buruh asing US $ 8,5 per manhour

(www.pajak.net)

10. Upah buruh lokal Rp. 10.000,00 per manhour 11. Perbandingan jumlah tenaga asing : Indonesia = 5% : 95% 12. Harga bahan baku Toluene US$ 0,76 / kg 13. Harga bahan baku Hydrogen US$ 0,7960 / kg 14. Harga produk Benzene US$ 1,123 / kg

commit to user



15. Harga produk Diphenyl US$ 2,255 / kg 16. Kurs rupiah yang dipakai Rp. 9.060,00 (Kurs pada 28/01/2011, www.bni.co.id) 6.2.1 Modal Tetap (Fixed Capital Investment) Tabel 6.2 Modal Tetap No

Keterangan

US $

Rp.

Total Harga(Rp)

-

120.482.045.290

1

Harga pembelian peralatan 13.298.239

2

Instalasi alat - alat

1.232.043

6.294.800.700

17.457.106.519

3

Pemipaan

4.791.277

7.661.442.189

51.070.414.389

4

Instrumentasi

2.376.082

1.180.276.229

22.707.582.851

5

Isolasi

293.344

1.035.330.026

3.693.022.201

6

Listrik

977.812

1.035.330.026

9.894.303.944

7

Bangunan

2.933.435

-

26.576.921.755

8

Tanah dan perbaikan lahan 1.466.718

29.136.000.000

42.424.460.878

9

Utilitas

867.772

-

7.862.017.679

Physical Plant Cost

28.236.721

46.343.179.169

302.167.875.506

5.647.344

9.268.635.834

60.433.575.101

Direct Plant Cost

33.884.066

55.611.815.033

362.601.450.607

11.

Contractor’s fee

3.388.407

5.561.181.500

36.260.145.061

12.

Contingency

8.471.016

13.902.953.751

90.650.362.652

45.743.389

75.075.950.254

489.511.958.319

10.

Engineering & Construction

Fixed Capital Invesment (FCI)

commit to user



6.2.2 Modal Kerja (Working Capital Investment) Tabel 6.3 Modal Kerja No.

Jenis

1. Persediaan bahan baku 2. Persediaan bahan dalam proses

US $

Rp.

Total Rp.

30.116.339

-

272.854.035.105

11.356.329

618.001.164

3. Persediaan Produk

17.677.068 2.998.070.921

163.152.307.186

4. Extended Credit

33.318.224

301.863.112.461

5. Available Cash

17.677.068 2.998.070.921 163.152.307.186

Working Capital Investment (WCI)

66.959

-

98.855.658 6.007.498.171 901.639.763.101

Total Capital Investment (TCI) = FCI + WCI = Rp 1.391.151.721.420

commit to user



6.3

Biaya Produksi Total (Total Production Cost)

6.3.1

Manufacturing Cost

6.3.1.1 Direct Manufacturing Cost (DMC) Tabel 6.4

Direct Manufacturing Cost

No.

Jenis

US $

Rp.

Total Rp.

30.116.339

-

272.854.035.105

1.

Harga Bahan Baku

2.

Gaji Pegawai

-

3.636.000.000

3.636.000.000

3.

Supervisi

-

1.584.000.000

1.584.000.000

4.

Maintenance

3.202.044 5.255.316.518

34.265.837.082

5.

Plant Supplies

6.

Royalty & Patent

7.

Utilitas

480.307

788.297.478

5.139.875.562

19.990.935

-

181.117.867.476

-

10.590.163.521

10.590.163.521

Direct Manufacturing Cost (DMC) 53.789.625 21.853.777.517 509.187.778.747

6.3.1.2 Indirect Manufacturing Cost (IMC) Tabel 6.5

Indirect Manufacturing Cost

No.

Jenis

US $

Rp.

Total Rp.

1. Payroll Overhead

-

727.200.000

727.200.000

2. Laboratory

-

727.200.000

727.200.000

3. Plant Overhead

-

2.908.800.000

2.908.800.000

4. Packaging

151.931.103

-

1.376.495.792.820

Indirect Manufacturing Cost (IMC) 151.931.103 4.363.200.0001.380.858.992.820

commit to user



6.3.1.3 Fixed Manufacturing Cost (FMC) Tabel 6.6

Fixed Manufacturing Cost

No.

Jenis

US $

1. Depresiasi

Rp.

Total Rp.

4.574.349

7.507.595.025 48.951.195.832

2. Property Tax

914.870

1.501.519.005 9.790.239.166

3. Asuransi

914.870

Fixed Manufacturing Cost (FMC)

6.404.088

750.759.503

9.039.479.664

9.759.873.533 67.780.914.662

Total Manufacturing Cost (TMC) = DMC + IMC + FMC =Rp (509.187.778.747+1.380.858.992.820+67.780.914.662) = Rp 1.957.827.686.230 6.3.2

General Expense (GE)

Tabel 6.7

General Expense

No.

Jenis

1.

Administrasi

2.

Sales

3. 4.

US $ -

Rp. 4.981.000.000

Total Rp. 4.981.000.000

119.945.608

-

1.086.707.204.858

Research

11.194.923

-

101.426.005.787

Finance

8.557.762

2.327.461.119

79.860.781.191

139.698.293

7.308.461.119

1.272.974.991.836

General Expense (GE)

commit to user



Biaya Produksi Total (TPC) = TMC + GE = Rp 1.957.827.686.230+ Rp 1.272.974.991.836 = Rp 3.230.802.678.065 6.4

Keuntungan Produksi

 Penjualan selama 1 tahun : Benzene

= US $ 340.120.216

Diphenyl

= US $ 59.698.476

Total penjualan

= US$ 399.818.692 = Rp. 3.622.357.349.528

 Biaya produksi total

= Rp. 3.230.802.678.065

 Keuntungan sebelum pajak

= Rp 391.554.671.462

 Pajak = 25 % dari keuntungan = Rp 97.888.667.866 (www.pajak.go.id 2010)  Keuntungan setelah pajak 6.5

= Rp 293.666.003.597

Analiasa Kelayakan 1. % Profit on Sales (POS) POS adalah persen keuntungan penjualan produk terhadap harga jual produk itu sendiri. Besarnya POS pabrik benzene ini adalah : POS sebelum pajak = 10,81 % POS setelah pajak

= 8,11 %

commit to user



2. % Return on Investment (ROI) ROI adalah tingkat pengembalian modal dari pabrik ini, dimana untuk pabrik yang tergolong high risk, mempunyai batasan ROI minimum sebelum pajak sebesar 44 % ROI sebelum pajak = 79,99 % ROI setelah pajak

= 59,99%

3. Pay Out Time POT POT adalah jumlah tahun yang diperlukan untuk mengembalikan Fixed Capital Investment berdasarkan profit yang diperoleh. Besarnya POT untuk pabrik yang beresiko tinggi sebelum pajak adalah maksimal 2 tahun. POT sebelum pajak = 1,1 tahun POT setelah pajak

= 1,4 tahun

4. Break Event Point (BEP) BEP adalah titik impas, suatu keadaan dimana besarnya kapasitas produksi dapat menutupi biaya keseluruhan. Besarnya BEP untuk pabrik benzene ini adalah 46,19 % 5. Shut Down Point (SDP) SDP adalah suatu titik dimana pabrik mengalami kerugian sebesar Fixed Cost yang menyebabkan pabrik harus ditutup. Besarnya SDP untuk pabrik benzene ini adalah 46,19 %

commit to user



6. Discounted Cash Flow (DCF) DCF adalah perbandingan besarnya persentase keuntungan yang diperoleh terhadap capital investment dibandingkan dengan tingkat bunga yang berlaku di bank. Tingkat bunga simpanan di Bank Mandiri adalah 6,5 % (www.bankmandiri.co.id, 2011), dari perhitungan nilai DCF yang diperoleh adalah 29,52 %. Tabel 6.8 No.

Analisis kelayakan Keterangan

Perhitungan

Batasan

1. Return On Investment (% ROI) ROI sebelum pajak

79,99 %

min 44 %

ROI setelah pajak

59,99 %

(resiko tinggi)

2. Pay Out Time (POT) POT sebelum pajak

1,1 tahun

maks. 2 tahun

POT setelah pajak

1,4 tahun

(resiko tinggi)

3. Break Even Point (BEP)

54,08 %

40 – 60 %

4. Shut Down Point (SDP)

46,19 %

5. Discounted Cash Flow (DCF)

29,52 %

min. 6,5 % (Bunga simpanan di Bank Mandiri)

Dari analisis ekonomi yang telah dilakukan, dapat diambil kesimpulan bahwa pendirian

pabrik

Benzene

dengan

kapasitas

300.000

dipertimbangkan untuk direalisasikan pembangunannya.

commit to user

ton/tahun

layak



Keterangan gambar : FC

: Fixed manufacturing cost

Va

: Variable cost

Ra

: Regulated cost

Sa

: Sales

SDP

: Shut down point

BEP

: Break even point Gambar 6.2

Grafik Analisis Kelayakan

commit to user


digilib.uns.ac.id

DAFTAR PUSTAKA

Air Liquide, 2011, Hydrogen (H2), www.uk.airliquide.com Aries, R.S., and Newton, R.D., 1955, Chemical Engineering Cost Estimation, McGraw Hill Book Company, New York Badan Pusat Statistik, 2010, Statistics Indonesia, www.bps.go.id Bank BNI, 2011, Info Kurs, www.bni.co.id Bank Mandiri, 2011, Suku Bunga Deposito Mandiri, www.bankmandiri.co.id Branan, C.R., 1994, Rules of Thumb for Chemical Engineers, Gulf Publishing Company, Houston Brown, G.G, 1978, Unit Operation, 3rd ed., McGraw Hill International Book Company, Tokyo Brownell, L.E., and Young, E.H., 1959, Process Equipment Design : Vessel Design, John Wiley and Sons Inc., New York Coulson, J.M., and Richadson, J.F., 1983, Chemical Engineering, Pergamon Press, Oxford Departemen Keuangan, 2010, Keputusan Dirjen Pajak, www.pajak.net Dirjen Pajak, 2010, Tarif dan PTKP, www.pajak.go.id Fessenden, R.J. & Fessenden, J.S., 1986, Kimia Organik, Edisi Ketiga Jilid 1, Erlangga, Jakarta Geankoplis, C.J., 1983, Transport Processes and Unit Operations, 2nd ed., Allyn and Bacon Inc., Boston

commit to user xiii


digilib.uns.ac.id

Kern, D.Q., 1950, Process Heat Transfer, McGraw Hill International Book Company, Singapore Kirk, R.E. and Othmer, D.F., 1997, Encyclopedia of Chemical Tecnology, 4th ed., The Interscience Encyclopedia Inc, New York Lewin, D.R., 2004, Simulation Laboratory, www.engr.uky.edu Masud, M., 1989, Manajemen Personalia, Erlangga, Jakarta Merck, 2010, Biphenyl Untuk Sintesis, www.merck-chemicals.co.id Mc Ketta, J.J., 1990, Encyclopedia of Chemical Processing and Design, vol 4, Marcel Dekker Inc., New York Perry, R.H., and Green, D.W., 1994, Perry’s Chemical Engineers’ Handbook, 6th ed., McGraw Hill Companies Inc., USA Perry, R.H., and Green, D.W, 1997, Perry’s Chemical Engineers’ Handbook, 7th ed., McGraw Hill Companies Inc., USA Pertamina, 2011, Our Product, www.pertamina.com Peters, M.S., Timmerhaus, K.D., and West, R.E., 2003, Plant Design and Economics for Chemical Engineers, 5th ed., Mc-Graw Hill, New York Powell, S.T., 1954, Water Conditioning for Industry, 1st ed., McGraw-Hill Book Company, Inc., New York Smith, J.M. and Van Ness, H.H., 1975, Introduction to Chemical Engineering Thermodynamics, 3rd ed., McGraw Hill International Book Company, Tokyo Ulrich, G.D., 1984, A Guide to Chemical Engineering Process Design and Economics, John Wiley and Sons, New York

commit to user xiv


digilib.uns.ac.id

Vilbrandt , F.C. and Dryden, C.E., 1959, Chemical Engineering Plant Design, 4th ed., McGraw Hill Kogakusha Company Limited, Tokyo Walas, S.M., 1988, Chemical Process Equipment, 3rd ed., Butterworths Series in Chemical Engineering, USA Widjaja, G., dan Yani, A., 2003, Perseroan Terbatas, Raja Grafindo Persada, Jakarta Yaws, C.L., 1999, Chemical Properties Handbook, McGraw Hill Companies Inc., USA Zamani, 1998, Manajemen, Badan Penerbit IPWI, Jakarta

commit to user xv


digilib.uns.ac.id

commit to user


digilib.uns.ac.id

LAMPIRAN A

DATA-DATA SIFAT FISIS Data – data untuk menghitung sifat – sifat fisis cairan diperoleh dari “Chemical Engineering Properties”, Yaws, 1999. 1. Critical Properties Komponen

BM (g/mol)

Tc (K)

Pc (bar)

H2

2

33,19

13,13

CH4

16

190,6

45,99

C 6 H6

78

562,2

48,98

C 7 H8

2

C12H10

154

591,8 789,26

41,06 38,47

2. Kapasitas Panas Cairan Cp = A + BT + CT2 + DT3 Dengan : Cp

: kapasitas panas cairan, J/mol . K

T

: suhu, K

A,B,C,D : konstanta Komponen

A

B

C

D

H2

50,607

-6,1136

3,0930E-01

-4,1480E-07

CH4

-0,018

1,1982

-9,8722E-03

3,1670E-05

C 6 H6

-3,662

1,3043

-3,6078E-03

3,8243E-06

C 7 H8

83,703

0,5167

-1,4910E-03

1,9725E-06

C12H10

27,519

1,5432

-3,1647E-03

2,5801E-06

commit to user


digilib.uns.ac.id

3. Kapasitas Panas Gas Cp = A + BT + CT2 + DT3 + ET4 Dengan : Cp

: kapasitas panas cairan, J/mol . K

T

: suhu, K

A,B,C,D,E : konstanta Komponen

A

B

C

D

E

H2

34,942

-0,03996

1,9184E-04

-1,5303E-07

3,9321E-11

CH4

-31,368

0,47460

-3,1137E-04

8,5237E-08

-5,0524E-12

C6H6

-24,097

0,52187

-2,9827E-04

6,1220E-08

1,2576E-12

C7H8

-29,153

0,76716

-3,4341E-04 -3,7724E-08

4,6179E-11

C12H10

25,399

0,02018

-3,8549E-05

-8,7585E-12

4. Entalpi Penguapan (Hvap) Hvap = A ( 1 – (T/Tc))n Dengan : Hvap : enthalpi penguapan, kJ/mol Tc

: Temperatur kritis, K

T

: suhu operasi, K

A,n

: konstanta

Komponen

A

Tc

n

H2

0,659

33,18

0,38

CH4

10,312

190,58

0,265

C6H6

49,388

562,16

0,489

C7H8

50,139

591,79

0,383

C12H10

77,536

789,26

0,114

commit to user

3,1880E-08


digilib.uns.ac.id

5. Tekanan uap murni (PO) Log Po = A + B / T + C log (T) + D T + E T2 Dengan : Po

: tekanan uap murni, mmHg

T

: suhu operasi, K

A,B,C,D,E

: konstanta

Komponen

A

B

C

H2

3,4132

-41,318

1,0947

-6,6898E-10 1,4589E-04

CH4

12,1167

-570,97

-3,3373

2,1999E-09

C 6 H6

31,7718

-2725,4

-8,4443

-5,3534E-09 2,7187E-06

C 7 H8

34,0775

-3037,9

-9,1635

1,0289E-11

2,7035E-06

C12H10

52,0479

-5350,9

-14,955

2,1039E-09

2,4345E-06

6. Densitas Cairan Persamaan Rackett : Dengan : 

  A. B

 (1  T

Tc

)n

= densitas cairan, g/ml

T

= suhu , K

Tc

= temperatur kritis, K

A,B,n

= konstanta

commit to user

D

E

1,3096E-05


digilib.uns.ac.id

Komponen

A

B

n

Tc

H2

0,03125

0,3473

0,2756

33,18

CH4

0,15998

0,2881

0,277

190,6

C6H6

0,3009

0,2677

0,2818

562,16

C7H8

0,29999

0,27108

0,29889

591,79

C12H10

0,30766

0,25375

0,27892

789,26

7. Viskositas Cairan log  = A + B/T + CT + DT2 Dengan :



: viskositas cairan, cP

T

: suhu, K

A,B,C,D : konstanta Komponen

A

B

C

D

H2

-7,0154

4,0791E+01

2,3714E-01

-4,0830E-03

CH4

-7,3801

8,1925E+02

4,7934E-02

-1,4120E-04

C 6 H6

-7,4005

1,1815E+03

1,4888E-02

-1,3713E-05

C 7 H8

-5,1649

8,1068E+02

1,0454E-02

-1,0488E-05

C12H10

-9,9122

2,0514E+03

1,5545E-02

-9,9043E-06

8. Viskositas Gas log  = A + B/T + CT + DT2 Dengan :



: viskositas cairan, cP

T

: suhu, K

A,B,C,D : konstanta

commit to user


digilib.uns.ac.id

Komponen

A

B

C

H2

27,758

0,21200

-3,2800E-05

CH4

3,844

0,40112

-1,4300E-04

C 6 H6

-0,151

0,25706

-8,9797E-06

C 7 H8

1,787

0,23566

-9,3508E-06

C12H10

13,498

0,24098

-2,9320E-05

9. Konduktivitas Panas Cairan T  log( K )  A  B1    C

2

7

Dengan: k

: konduktivitas panas cairan, W/m.K

T

: suhu,K

A,B,C

: konstanta

Komponen

A

B

C

H2

-0,1433

2,3627E-02

-5,1480E-04

CH4

-1,0976

0,5387

190,58

C6H6

-1,685

1,052

562,16

C7H8

-1,674

0,977

591,79

C12H10

-1,429

0,665

789,26

commit to user


digilib.uns.ac.id

10. Konduktivitas Panas Gas K = A + BT + CT2 Dengan: k

: konduktivitas panas cairan, W/m.K

T

: suhu,K

A,B,C

: konstanta

Komponen

A

B

C

H2

-0.01060

7.8123E-05

-5.0028E-10

CH4

-0.00935

1.4028E-04

3.3180E-08

C6H6

-0.00565

3.4493E-05

6.9298E-08

C7H8

-0.00776

4.4905E-06

6.4514E-08

C12H10

-0.00788

4.2910E-05

3.4569E-08

commit to user


digilib.uns.ac.id

LAMPIRAN B PERHITUNGAN NERACA MASSA

1. Spesifikasi Bahan Baku 

Toluene komposisi (%berat)



: C7H8 = 99,99% : H2

= 0,01%

: H2

= 99,99%

Hidrogen komposisi (%berat)

: CH4 = 0,01% 3. Spesifikasi Produk Benzene : min 99,9% berat Diphenyl : min 98,5% berat 4. Kapasitas Pabrik Kapasitas pabrik tiap tahun : 300.000 ton/tahun Kapasitas pabrik tiap jam : 300.000

×

×

×

= 37878.788 kg/jam

5. Berat Molekul Hidrogen : 2 kg/kgmol Metana

: 16 kg/kgmol

Benzene : 78 kg/kgmol Toluene : 154 kg/kgmol

commit to user


digilib.uns.ac.id

6. Perhitungan Neraca Massa Basis 

Perhitungan Neraca Massa Reaktor Basis perhitungan umpan masuk reaktor = Toluene

= 1 kmol/jam

Hidrogen

= 5 kmol/jam

Konversi (x1) = 85% Selektivitas = 93% Trial : Benzene (C6H6) = 0,05 kmol/jam Diphenyl (C12H10) = 0.0001097 kmol/jam Maksimum CH4 di reaktor 5% Maksimum H2 masuk reaktor 95% Metana (CH4) = Reaksi I

= C 7 H8

Mula-mula : Reaksi

:

+

5= 0.112474438 H2

→

C6H6

a

b

0,05

x1.a

x1.a

x1.a

Sisa : a-(x1.a) 0.112474438+(x1.a)

b-(x1.a)

Misal : x1.a = c 0,05+(x1.a) = d b-(x1.a) = e x2.d = f

commit to user

0,05+(x1.a)

+

CH4 0.112474438 x1.a


digilib.uns.ac.id

Reaksi II

2 C 6 H6

Mula-mula :

d

Reaksi

:

Sisa

:



→

C12H10

+

H2

0.0001097

e

f

½.f

½. f

d-f

0.0001097+½.f

e+½.f

Menentukan nilai c Toluene reaksi 1 = Toluene mula-mula x konversi = ( 1 x 0,85 ) kmol = 0,85 kmol



Menentukan nilai f

Selektivitas =

0,93 =

0,93 =

( ,

0,93 =

,

.

) .( ( , .

.

.

)) .

,

Dengan nilai x1.a = 0,85 kmol/jam, maka x2 = 0,12 kmol/jam

commit to user

.

.


digilib.uns.ac.id

Neraca Massa Reaktor input arus (6) kmol/jam kg/jam 5.000 10.000 0.112 1.800 0.050 3.900 1.000 92.000 0.000 0.017 6.163 107.716

Komponen H2 CH4 C 6 H6 C 7 H8 C12H10 Jumlah 

output arus (7) kmol/jam kg/jam 4.205 8.410 0.962 15.400 0.791 61.659 0.150 13.800 0.055 8.448 6.163 107.716

Perhitungan Neraca Massa Flash Drum 1 Kondisi operasi flash drum 1 = 15 atm Untuk distribusi komponen di fase uap dan di fase cair ditentukan dengan flash Calculation Persamaan-persamaan yang digunakan : xi =

(

)

;

yi =

ki .Zi

V

1+(ki−1)

…………………………(1)

F

yi = ki.xi ………………………………………………………………….(2) Σyi – Σxi = 0 …………………………………………………………………………....(3) Algoritma perhitungan :

Fi,Zi,P Tebak V/F,T Not ok

ki = (T,P) Σyi – Σxi = 0 Ok

commit to user


digilib.uns.ac.id

Diperoleh hasil sebagai berikut : V/F = 0,7111 T

= 12,787 °C

Komponen H2 CH4 C 6 H6 C 7 H8 C12H10

Zi Log P Po ki = Po/P 0.6823 17.8727 7.46E+17 6.54E+13 0.1562 2.9919 981.4530 0.0861 0.1283 1.7178 52.2174 0.0046 0.0243 1.1624 14.5351 0.0013 0.0089 -3.2068 0.0006 0.0000 1.00

xi 0.0000 0.4461 0.4391 0.0840 0.0308 1.00 Σyi - Σxi =

yi 0.9595 0.0384 0.0020 0.0001 0.0000 1.00 0

Dengan F = 6.162584138 kmol/jam , maka : V = 0,7111 x 6.162584138 kmol/jam = 4.38221358 kmol/jam L = 6.162584138 - 4.38221358 = 1.780370557 kmol/jam Neraca Massa Flash drum 1 Komponen H2 CH4 C 6 H6 C 7 H8 C12H10 Jumlah



Input output arus F (8) arus L (14) arus V (9) kmol/jam kg/jam kmol/jam kg/jam kmol/jam kg/jam 4.205 8.410 0.0000 0.000 4.205 8.409 0.962 15.400 0.7942 12.707 0.168 2.693 0.791 61.659 0.7817 60.972 0.009 0.687 0.150 13.800 0.1495 13.757 0.000 0.043 0.055 8.448 0.0549 8.448 0.000 0.000 107.716 95.884 11.833 107.716 107.716

Perhitungan Neraca Massa Flash Drum 2 Kondisi operasi flash drum 2 = 1 atm

commit to user


digilib.uns.ac.id

Untuk distribusi komponen di fase uap dan di fase cair ditentukan dengan flash Calculation. Persamaan-persamaan yang digunakan : xi =

(

)

;

yi =

ki .Zi

V

1+(ki−1)

……………………(1)

F

yi = ki.xi ………………………………………………………………….(2) Σyi – Σxi = 0 ……………………………………………………………………………(3) Algoritma perhitungan :

Fi,Zi,P Tebak V/F,T Not ok

ki = (T,P) Σyi – Σxi = 0 Ok

Diperoleh hasil sebagai berikut : V/F = 0.4722 T

= 12,55 °C

Komponen H2 CH4 C 6 H6 C 7 H8 C12H10 Jumlah

Zi 1.46E-14 0.4461 0.4391 0.0840 0.0308 1.00

Log P 17.8524 10.7726 1.7126 1.1565 -4.2172

Po 7.11E+17 5.92E+10 5.15E+01 1.43E+01 6.06E-05

commit to user

ki = Po/P 9.36E+14 7.79E+07 6.78E-02 1.88E-02 7.97E-08

xi 3.31E-29 1.21E-08 0.7843 0.1565 0.0584 1.00 Σyi - Σxi =

yi 3.10E-14 0.9446 0.0532 0.0030 4.65E-09 1.00 0


digilib.uns.ac.id

Dengan F = 1.780371 kmol/jam , maka : V = 0,4722 x 1.780371 kmol/jam = 0.840739502 kmol/jam L = 1.780371 - 0.840739502 = 0,93963 kmol/jam

Neraca Massa Flash drum 2 Komponen H2 CH4 C 6 H6 C 7 H8 C12H10 Jumlah



input output arus F (14) arus L (17) arus V (15) kmol/jam kg/jam kmol/jam kg/jam kmol/jam kg/jam 0.000 0.000 0.000 0.000 0.000 0.000 0.794 12.707 0.000 0.000 0.794 12.707 0.782 60.972 0.737 57.480 0.045 3.491 0.150 13.757 0.147 13.528 0.002 0.228 0.055 8.448 0.055 8.448 0.000 0.000 95.884 79.457 16.427 95.884 95.884

Perhitungan Neraca Massa Menara Destilasi 1 Komponen C 6 H6 C 7 H8 C12H10 Asumsi :

kmol/jam 0.7369 0.1470 0.0549 1. LK = C6H6 2. HK = C7H8 3. 99,9 % C6H6 diinginkan sebagai hasil atas

99,9 % C6H6 terikut sebagai hasil atas = 99,9 % x 0,7369 kmol/jam = 0,7361 kmol/jam

commit to user


digilib.uns.ac.id

C6H6 yang terikut sebagai hasil bawah = C6H6 feed - C6H6 hasil atas = 0,7369 – 0,7361 = 0,0007 kmol/jam 99,7 % C7H8 terikut sebagai hasil bawah = 99,7 % x 0,1470 kmol/jam = 0,1466 kmol/jam C7H8 yang terikut sebagai hasil atas

= C7H8 feed - C7H8 hasil bawah = 0,1470 – 0,1466 = 0,0004 kmol/jam

Komponen C 6 H6 C 7 H8 C12H10

input arus (17) output (Distilat) arus (18) kmol/jam kg/jam kmol/jam kg/jam 0.7369 57.480 0.7362 57.4228 0.1470 13.528 0.0004 0.0406 0.0549 8.448 0 0 0.737

Total



0.939

57.463

79.457

Perhitungan Neraca Massa Menara Destilasi 2 Komponen C 6 H6 C 7 H8 C12H10 Asumsi :

kmol/jam 0.0007 0.1466 0.0549 1. LK = C7H8 2. HK = C12H10 3. 99,5 % C7H8 diinginkan sebagai hasil atas

commit to user

output (Bottom) arus (19) kmol/jam kg/jam 0.0007 0.0575 0.1466 13.4879 0.0549 8.4484 0.202

21.994

0.939

79.457


digilib.uns.ac.id

99,5 % C7H8 terikut sebagai hasil atas = 99,5 % x 0,1466 kmol/jam = 0,1459 kmol/jam C7H8 yang terikut sebagai hasil bawah = C7H8 feed – C7H8 hasil atas = 0,1466 – 0,1459 = 0,0007 kmol/jam 99,8 % C12H10 terikut sebagai hasil bawah = 99,8 % x 0,0549 kmol/jam = 0,0548 kmol/jam C12H10 yang terikut sebagai hasil atas

= C12H10 feed - C12H10 hasil bawah = 0,0549 – 0,0547 = 0,0001 kmol/jam

Komponen C 6 H6 C 7 H8 C12H10

input arus (19) kmol/jam kg/jam 0.0007 0.057 0.1466 13.488 0.0549 8.448

output (Distilat) arus (21) kmol/jam kg/jam 0.0007 0.0575 0.1459 13.4204 0.0001097 0.0169 0.147

Total

0.202

13.495

21.994

Cek Trial Diphenyl Diphenyl hasil atas dari Menara Destilasi 2 = 0,0001097 kmol/jam Diphenyl trial = 0.0001097 kmol/jam Neraca Massa Dengan Kapasitas Kapastitas pabrik tiap tahun : 300.000 ton/tahun Kapasitas pabrik tiap jam 300.000

×

: ×

×

commit to user

= 37878.788 kg/jam


8.499

0.202

21.994


digilib.uns.ac.id

Benzene murni dalam produk = 99,9 % x 37878.788 kg/jam = 37852.0348 kg/jam Dari perhitungan basis didapat : Umpan

: Toluene (C7H8) = 1 kmol/jam Hidrogen

Produk

= 5 kmol/jam

: Benzene (C6H6) = 57.4228 kg/jam

Untuk memperoleh produk benzene 37852.0348 kg/jam, maka umpan yang harus disiapkan : Umpan Toluene (C7H8) = 1 x

.

.

= 646 kg/jam

Umpan Toluene : Umpan H2 = 1 : 5 Umpan Hidrogen (H2) = 5 x 646 kg/jam = 3230 kg/jam Neraca Massa Reaktor


input arus (6) kmol/jam kg/jam 3230 6460 72.658 1162.535 4 312 646 59432 0.042 6.547 3952.701 67373.083

commit to user

output arus (7) kmol/jam kg/jam 2702.118 5404.237 621.758 9948.135 510.663 39831.714 96.900 8914.800 21.261 3274.196 3952.701 67373.083


digilib.uns.ac.id

Neraca Massa Flash Drum 1


input arus F (8) kmol/jam kg/jam 2702.119 5404.237 621.758 9948.136 510.663 39831.714 96.900 8914.800 21.261 3274.197 3952.701 67373.084 3952.701 67373.084

Kondisi : P = 15 atm

;

output arus L (14) arus V (9) kmol/jam kg/jam kmol/jam kg/jam 0.0000 0.000 2702.118 5404.237 518.0431 8288.689 103.715 1659.446 505.6807 39443.096 4.982 388.618 96.6393 8890.819 0.261 23.981 21.2610 3274.197 0.000 0.000 1141.935 59896.801 2810.766 7476.283 3952.701 67373.084

V/F = 0,7111

T = 10,165 °C Neraca Massa Flash Drum 2


input arus F (14) kmol/jam kg/jam 0.000 0.000 518.043 8288.689 505.681 39443.096 96.639 8890.819 21.261 3274.197 1141.624 59896.801 1141.624 59896.801

Kondisi : P = 1 atm

;

output arus L (17) arus V (15) kmol/jam kg/jam kmol/jam kg/jam 0.000 0.000 0.000 0.000 0.000 0.000 518.043 8288.689 485.845 37895.889 19.836 1547.207 95.606 8795.780 1.033 95.039 21.261 3274.196 0.000 0.000 602.682 49965.866 539.253 9930.935 1141.935 59896.801

V/F = 0,4722

T = 5 °C

commit to user


digilib.uns.ac.id

Neraca Massa Menara Destilasi 1 Komponen C 6 H6 C 7 H8 C12H10



Total

37884.380

602.712 49965.865


12081.485

602.712

49965.865

Neraca Massa Menara Destilasi 1 Komponen C 6 H6 C 7 H8 C12H10



Total

117.066 12081.485

commit to user

8769.989


3311.496

117.066

12081.485

Neraca Massa Total komponen

INPUT (kg/jam) arus 1

arus 12

OUTPUT (kg/jam) total

arus 16

arus 18

arus 20

total

H2

0.000

2739.183

2739.183

1683.420

0.000

0.000

1683.420

CH4

0.000

20.007

20.007

8805.607

0.000

0.000

8805.607

C6H6

6.541

0.000

6.541

1668.262

37857.993

0.000

39526.255

C7H8

50689.943

0.000

50689.943

102.509

26.387

43.847

172.743

0.000

0.000

0.000

0.000

0.000

3267.649

3267.649

C12H10 jumlah

53455.674

53455.674


digilib.uns.ac.id

LAMPIRAN C PERHITUNGAN NERACA PANAS

Satuan

: kJoule

T.reff

: 25 0C = 298,15 K

Basis

: 1 jam operasi

1.

Tee 1 86,64 oC

80oC

110,78oC

Panas masuk  Dari Kondensor MD-02 (CD-03) T masuk = 80 0C Komponen

kmol

∫ Cp dT

Q(kJoule)

C6H6

0,084

147,439

12,364

C7H8

550,978

167,086

92.060,923

Jumlah

551,061

167,084

92.073,287

Q1 = 92.073,287 kJoule  Dari Recycle Vaporizer (VP-01) T masuk = 110,78 0C Komponen

Kmol

∫ Cp dT

Q(kJoule)

C6H6

0,009

153,688

1,378

C7H8

137,742

173,875

23.949,836

Jumlah

137,751

173,873

23.951,213

Q3 = 23.951,213 kJoule

commit to user


digilib.uns.ac.id

Q masuk = Q1 + Q3 = 115.983,631 kJoule Panas Keluar T keluar = 86,64 0C Komponen

Kmol

∫ Cp dT

Q(kJoule)

C6H6

0,093

148.639

13,796

C7H8

688,719

168.385

115.969,835

Jumlah

688,812

115.983,631

Q keluar = Q2 = 115.983,631 kJoule

2.

Tee 2

110,83oC

110,78oC

112,07 oC

Panas masuk  Dari Vaporizer (VP-01) T masuk = 110,78 0C Komponen

Kmol

∫ Cp dT

Q(kJoule)

C6H6

0,084

108,467

9,096

C7H8

550,977

135,739

74.789,360

C12H10

0.000

213,552

0.000

Jumlah

551,061

74.798,456

Q4 = 74.798,456 kJoule

commit to user


digilib.uns.ac.id

 Dari Recycle Menara Distilasi 2 (MD-01) T masuk = 112,07 0C Komponen

kmol

∫ Cp dT

Q(kJoule)

C6H6

0,486

108,858

52,888

C7H8

94,843

136,204

12.917,999

C12H10

0,042

214,274

9,110

Jumlah

95,371

12.979,992

Q21 = 12.979,992 kJoule Q masuk = Q4 + Q21 = 87.778,609 kJoule Panas Keluar T keluar = 110,83 0C Komponen

kmol

∫ Cp dT

Q(kJoule)

C6H6

0,0570

108,525

61,827

C7H8

645,820

135,808

87.707,697

C12H10

0,042

213,659

9,084

Jumlah

646,432

87.778,609


3.

Tee 3

189.49 oC

119.51oC

44.4 oC

commit to user


digilib.uns.ac.id

Panas masuk  Dari Kompresor 1 (C-01) T masuk = 189.490C Komponen

kmol

∫ Cp dT

Q(kJoule)

C6H6

0,570

128,379

73,137

C7H8

645,820

159,622

103.086,958

C12H10

0,042

250,646

10,657

Jumlah

646,432

103.170,752

Q5 = 103.170,752 kJoule  Dari Tee 4 T masuk = 44,4 0C Komponen

kmol

∫ Cp dT

Q(kJoule)

H2

3.230,000

28,941

93.479,059

CH4

72,658

36,647

2.662,695

C6H6

3,430

88,558

303,780

C7H8

0,179

112,049

20,109

C12H10

0.000

173,469

0,000

Jumlah

3.306,268

96.141,754

Q13 = 96.141,754 kJoule Q masuk = Q5 + Q13 = 186.096,502 kJoule

commit to user


digilib.uns.ac.id

Panas Keluar T keluar = 119,51 0C Komponen

kmol

∫ Cp dT

Q(kJoule)

H2

3.230,000

29,119

94.055,201

CH4

72,658

40,877

2970,070

C6H6

4,000

110,121

440,483

C7H8

646,000

137,185

88.621,513

C12H10

0,042

217,184

9,234

Jumlah

3.952,701

186.096,502


4.

Furnace (F-01) Panas masuk  Dari Tee3 T masuk = 119,510C Komponen

kmol

H2

3.230,000

CH4 C6H6 C7H8

72,658

∫ Cp dT

Q(kJoule)

3627,659 11.717.338,999 9339,131

678.567,119

4,000 11634,774

46.539,096

646,000 18331,270 11.842.000,707

C12H10

0,042

Jumlah

3.952,701

2740,280

116,514 24.284.562,435

Q masuk = Q6 = 24.284.562,435 kJoule

commit to user


digilib.uns.ac.id

Panas Keluar T keluar = 647 0C Komponen

kmol

H2

3.230,000

CH4

72,658

C6H6 C7H8

∫ Cp dT

Q(kJoule)

32.759,504 105.813.197,905 96.627,398

7.020.800,530

4,000 118.915,198

475.660,792

646,000 185.741,892 119.989.262,429

C12H10

0,042

Jumlah

3.952,701

18.272,134

776,909 233.299.698,565

Q keluar = Q6 = 233.299.698,565 kJoule Q furnace = Qkeluar – Qmasuk = 233.299.698,565 kJoule - 24.284.562,435 kJoule = 209.015.136,129 kJoule 5.

Reaktor Panas Masuk Menentukan ΔH1 T masuk = 647 oC Komponen

kmol

H2

3.230,000

CH4 C6H6 C7H8

72,658

∫ Cp dT

Q(kJoule)

32.759,504 105.813.197,905 96.627,398

7.020.800,530

4,000 118.915,198

475.660,792

646,000 185.741,892 119.989.262,429

C12H10

0,042

Jumlah

3.952,701

18.272,134

776,909 233.299.698,565

ΔH1 = Q6 = 233.299.698,565 kJ/jam

commit to user


digilib.uns.ac.id

Menentukan ΔHR0 Reaksi 1 : C6H5CH3 (g) + H2 (g) → C6H6 (g) + CH4 (g) ∆HR1o

= ( ∆Hfo C6H6 + ∆Hfo CH4 ) – (∆Hfo C6H5CH3 + ∆Hfo H2) = (82,930 + (-74,520) ) – (50,170 + 0) = - 41,760 kJ/mol

Reaksi 2 : 2 C6H6 (g)  C12H10 (g) + H2 (g) ∆HR2o

= ( ∆Hfo C12H10 + ∆Hfo H2 ) – ( 2. ∆Hfo C6H6 ) = ( 182,090 + 0 ) – ( 2 x 82,930) = 16,230 kJ/mol

ΔHR0

= (-41,760) + (16,230) = - 25,53 = - 25,53

kJ/mol toluene bereaksi x 549.100 mol toluene bereaksi/jam

= - 14.018.523 kJ/jam Total Panas Masuk = 233.299.698,565 + 14.018.523 = 247.318.221,523 kJoule Panas Keluar Menentukan ΔH2 Tkeluar = 638,7 oC Komponen

kmol

∫ Cp dT

Q(kJoule)

H2

2702,118

32.192,07

86.986.776,636

CH4

621,759

94.958,25

59.041.094,721

C6H6

510,663

11.6857,1

59.674.621,010

C7H8

96,900

18.2560,5

17.690.111,503

C12H10

21,261

18.027,77

383.288,817

Jumlah

3.952,701

223.775.892,687

commit to user


digilib.uns.ac.id

ΔH2 = Q7 = 223.775.892,687 kJ/jam Panas yang diserap pendingin = total panas masuk – Q4 = 247.318.221,523 – 223.775.892,687 = 23.542.328,836 kJoule 6.

Flash Drum 1 (FD-01) Panas masuk: Arus 8 (dari Reaktor ) : T masuk = 25 0C Entalpi fase cair : kmol Komponen

∫ Cp dT

Q(kJoule)

H2

2702.118

- 92,862

- 250.923,944

CH4

621.759

- 1,152

- 716,382

C6H6

510.663

- 0,498

- 254,270

C7H8

96.900

- 0,569

- 55,115

C12H10

21.261

- 0,997

- 21,207

Jumlah

3.952,701

- 251.970,918

Q masuk = Q8 = - 251.970,918 kJoule Panas Keluar Entalpi penguapan : kmol Komponen H2

λ

2.702,118

Q(kJoule) 1.419 3.836.750,799

CH4

103,997

8.520

886.059,696

C6H6

5,021

35.266

177.064,394

C7H8

0,263

39.067

10.272,707

C12H10

0,000

73.703

0,000

Jumlah

2.811,399

Qpenguapan = 4.910.147,759 kJoule

commit to user

4.910.147,759


digilib.uns.ac.id

Arus 9 (hasil atas flash drum) T keluar = 10,16 0C Komponen H2

kmol

∫ Cp dT

Q(kJoule)

2.702,118

- 534,956

- 1.445.515,887

CH4

103,997

- 1.221,587

- 127.041,125

C6H6

5,021

- 1.541,650

- 7.740,432

C7H8

0,263

- 2.436,596

- 640,711

C12H10

0,000

- 426,151

0,000

Jumlah

2.811,399

- 1.580.938,156

Q5 = - 1.580.938,156 kJoule Arus 14 (hasil bawah flash drum) T keluar = 10,16 0C Komponen H2

kmol

∫ Cp dT

Q(kJoule)

0,000

- 362.139,279

0,000

CH4

517,762

- 4.338,718

-2.246.421,865

C6H6

505,642

- 2.025,823

-1.024.341,522

C7H8

96,637

- 2.319,516

-224.151,175

C12H10

21,261

- 4.057,471

-86.265,960

Jumlah

1.141,302

-3.581.180,522

Q14 = -3.581.180,522 kJoule Q keluar = Qpenguapan + Q9 + Q14 = - 251.970,918 kJoule

commit to user


7.

digilib.uns.ac.id

Flash Drum 2 (FD-01) Panas masuk: Arus 14 (dari FD-01 ) : T masuk = 10,16 0C Entalpi fase cair : Komponen H2

kmol

∫ Cp dT

Q(kJoule)

0,000

-362.138,894

0,000

CH4

517,762

2.090,308

1.082.869,634

C6H6

505,642

-2.025,821

- 1.024.418,573

C7H8

96,637

-2.319,513

- 224.156,226

C12H10

21,261

-4.057,466

- 86.265,864

Jumlah

1.141,302

- 251.971,030

Q14 = - 251.971,030 kJoule Panas Keluar Entalpi penguapan : Komponen H2

kmol

λ

0,000

Q(kJoule) 1,409

0,000

CH4

518,043

8,392 4.347.228,439

C6H6

19,986

35,584

711.163,821

C7H8

1,042

39,316

40.970,891

C12H10

0,000

73,789

0,000

Jumlah

539,071

Qpenguapan = 5.099.363,202 kJoule

commit to user

5.099.363,202


digilib.uns.ac.id

Arus 15 (hasil atas flash drum) T keluar = 5 0C Komponen H2

kmol

∫ Cp dT

Q(kJoule)

0,000

- 719,388

0,000

CH4

518,043

- 6.892,424

- 3.570.572,377

C6H6

19,986

- 2.059,591

- 41.162,389

C7H8

1,042

- 3.255,894

- 3.392,946

C12H10

0,000

- 574,288

0,000

Jumlah

539,071

- 3.615.127,713

Q15 = - 3.615.127,713 kJoule Arus 17 (hasil bawah flash drum) T keluar = 5 0C Komponen

kmol

∫ Cp dT

Q(kJoule)

H2

0,000

- 479.413,134

0,000

CH4

0,000

- 5.676,909

0,000

C6H6

485,695

- 2.722,041

- 1.322.081,537

C7H8

95,597

- 3.119,597

- 298.224,852

C12H10

21,261

- 5.451,295

- 115.900,079

Jumlah

602,553

- 1.736.206,519

Q17 = - 1.736.206,519 kJoule Q keluar = Qpenguapan + Q15 + Q17 = - 251.971,030 kJoule

commit to user


8.

digilib.uns.ac.id

Menara Distilasi 1 (MD-01) Panas yang dibawa umpan (hF) (Arus 17) T umpan = 85,05 oC Umpan dalam keadaan cair jenuh. kmol

∫ Cp dT

C 6 H6

485,844

8.567.423 4.162.437,281

C 7 H8

95,606

9.735.275

930.753,672

C12H10

21,261

17.018.867

361.838,424

Jumlah

602,712

Komponen

Q(kJoule)

5.455.029,377

Q masuk = 5.455.029,377 kJoule Panas yang dibawa hasil atas (hD) (Arus 18) T atas

= 80,24 oC kmol

∫ Cp dT

C 6 H6

485,359

7.877,331 3.823.332,724

C 7 H8

0,287

8.953,343

2.567,988

C12H10

0,000

15.655,933

0,000

Jumlah

485,646

Komponen

Q

3.825.900,712

Panas yang dibawa hasil atas = 3.825.900,712 kJ Panas yang dibawa hasil bawah (hB) (Arus 19) T bawah

= 117,6 oC

Komponen C 6 H6 C 7 H8 C12H10 Jumlah

kmol 0,486

∫ Cp dT

Q

13.528,461

6.572,731

95,319

15.350,770 1.463.227,507

21,261

26.733,080

117,066

568.372,464 2.038.172,702

Panas yang dibawa hasil bawah = 2.038.172,702 kJ

commit to user


digilib.uns.ac.id

Panas vapor (HV) T atas

107,52 oC

=

kmol

Komponen

λ

Q

C 6 H6

1.087,051

30,4264 33.075.058,974

C 7 H8

0,642

35,3948

22.737,033

C12H10

0,000

72,4613

0,000

Jumlah

1.087,694

30,4264 33.097.796,007

Panas vapor = 33.097.796,007 kJ

Menghitung beban kondensor (QC) Vi.Hv - Qc = D.hD + Lo.hD Vi.Hv - Qc = Vi.hD Qc

= Vi (Hv-hD)

Qc

= 24.528.980,000 kJ

Menghitung beban reboiler (QR) F . hF – QC + QR = D . hD + B . hB QR

= D . hD + B . hB - F . hF + QC = 24.938.024,037 kJ

9.

Menara Distilasi II (MD-02) Panas yang dibawa umpan (hF) (Arus 19) T umpan = 117,6 oC Umpan dalam keadaan cair jenuh.

commit to user


Komponen C 6 H6

digilib.uns.ac.id

kmol

∫ Cp dT

Q

0,486 13.512,6566

C 7 H8

6.565,053

95,319 15.332,8981 1.461.523,969

C12H10 Jumlah

21,261 26.702,4213

567.720,635

117,066 13.512,6566 2.035.809,658

Q masuk = 2.035.809,658 kJoule

Panas yang dibawa hasil atas (hD) (Arus 21) T atas

=

Komponen

112,07 oC kmol

C 6 H6

0,486

C 7 H8

94,843

C12H10

0,042

Jumlah

95,371

∫ Cp dT

Q

8.411,736

4.086,798

10.597,284 1.005.077,000 16.699,185

710,012 1.009.873,810

Panas yang dibawa hasil atas = 1.009.873,810 kJ

Panas yang dibawa hasil atas (hO) (Arus 21) T atas

=

Komponen

112,07 oC kmol

∫ Cp dT

Q

C 6 H6

0,008 12.672,9725

96,365

C 7 H8

3,470 14.383,1766

49.911,780

C12H10

0,156 25.070,5168

3.920,842

Jumlah

3,635

53.928,987

Panas yang dibawa hasil atas = 53.928,987 kJ

commit to user


digilib.uns.ac.id

Panas yang dibawa hasil bawah (hB) (Arus 11) 245,07 oC

T bawah =

kmol

Komponen

∫ Cp dT

Q

C 6 H6

0,000

36.103,088

0,000

C 7 H8

0,477

40.505,345

19.304,743

C12H10

21,218

67.253,353

1.427.015,214

Jumlah

21,695

1.446.319,957

Panas yang dibawa hasil bawah = 1.446.319,957 kJ Panas vapor (HV) T atas

116.60 oC

=

kmol

Komponen

∫ Cp dT

λ

Q

C 6 H6

0,504

13.373,306

27,709

C 7 H8

98,458

15.175,309

33,221 4.765.017,646

C12H10

0,044

26.432,003

71,745

Jumlah

99,006

4.333,394 4.790.071,236

Panas vapor = 4.790.071,236 kJ Menghitung beban kondensor (QC) Vi.Hv - Qc = D.hD + Lo.hO Qc

= Vi.Hv – D.hD – Lo.HO

Qc

= 3.726.268,439 kJoule

Menghitung beban reboiler (QR) F . hF – QC + QR = D . hD + B . hB QR

20.720,196

= D . hD + B . hB - F . hF + QC = 4.146.652,548 kJoule

commit to user


digilib.uns.ac.id

LAMPIRAN D PERANCANGAN REAKTOR Fungsi

: Tempat berlangsungnya reaksi antara gas H2 dengan uap toluene membentuk benzene dan diphenyl

Jenis

: Reaktor Alir Pipa (RAP) Multitube

Fase

: Gas

Kondisi operasi : T = 920 K P = 25 atm non isothermal dan non adiabatic Tujuan

:

1. menentukan jenis reaktor 2. menentukan media pendingin 3. menentukan persamaan kecepatan reaksi 4. menyusun neraca massa dan neraca panas pada elemen tube 5. menentukan UD 6. menentukan jenis, ukuran dan susunan tube 7. menentukan dimensi shell 8. menghitung tebal dan panjang head 9. menghitung pressure drop sisi tube dan shell 10. menentukan waktu tinggal 11. menghitung panjang dan volume reaktor 12. menghitung diameter pipa pemasukan dan pengeluaran reaktor 1. Menentukan Jenis Reaktor Tipe reaktor yang digunakan adalah Reaktor Alir Pipa (RAP) multitube non isothermal non adiabatic. Tipe ini dipilih karena baik untuk reaksi yang berjalan cepat dan eksotermis. Multitube dipilih karena baik untuk transfer panas, karena reaksi termasuk highly exothermic.

commit to user


digilib.uns.ac.id

2. Menentukan Jenis Pendingin Pendingin yang digunakan adalah Molten Salt jenis Hi Tech karena mempunyai range suhu mendinginkan dari 300-1000oF. 3. Menentukan Persamaan Kecepatan Reaksi Data kinetika reaksi Hidrodealkilasi Toluene. Reaksi 1 :

C7H8 + H2 → C6H6 + CH4

Reaksi 2 and 3 :

2 C6H6  C12H10 + H2

Hidrogen dan toluene bereaksi membentuk benzene dan metana pada reaksi 1, dan diphenyl terbentuk pada reaksi kedua. Reaksi kedua merupakan reaksi reversible, sehingga reaksi yang membentuk diphenyl disebut reaksi 2 dan reaksi kebalikannya disebut reaksi 3. Persamaan kecepatan reaksi dikalkulasi dan didapatkan nilai sebagai berikut: r = 3.6858. 10 . exp r = 0.62717. exp r = 0.08124. exp

2.5616. 10 − T

1.5362. 10 − T 1.2237. 10 − T

P

PP

.

PP

Dimana r1. r2 dan r3 dalam lbmol/(min.ft3), T dalam K, dan Pj dalam psia (www.engr.uky.edu) 4. Menyusun Neraca Massa Dan Neraca Panas Pada Elemen Volume Reaksi yang terjadi : C7H8 + H2 → C6H6 + CH4 2 C6H6 ↔ C12H10 + H2 Misal : A = C7H8 B = H2 C = C 6 H6 D = CH4 E = C12H10

commit to user


digilib.uns.ac.id

Ditinjau suatu elemen volume dalam reaktor: Z

F A |z

FA |z+Z Z

Z

A. Neraca Massa Toluen Pada Elemen Volume Pada Keadaan Steady Untuk sebuah tube: Rate of input – Rate of output – Rate of reaction = Rate of accumulation FA |z – FA |z+Z – A . z . (-r1) = 0 FA |z+Z – FA |z = – A . z . (-r1) lim z  0 = – A . (-r1) Karena FA = FA0 ( 1 – x1) (

.(

−F Untuk Nt buah tube:

))

= – A . (-r1) = – A . (-r1)

dx A . (−r ) = F dz

dx A . (−r ) = . Nt F dz B. Neraca Massa Benzene Pada Elemen Volume Pada Keadaan Steady Untuk sebuah tube: Rate of input – Rate of output – Rate of reaction = Rate of accumulation FC |z – FC |z+Z – A . z . {(-r2) – (r3)} = 0 FC |z+Z – FC |z = – A . z . {(-r2) – (r3)} lim z  0 = – A . {(-r2) – (r3)} Karena FC = FC1 ( 1 – x2)

commit to user


digilib.uns.ac.id

(

.(

))

−F

= – A . {(-r2) – (r3)} = – A . {(-r2) – (r3)} .{(

=

Untuk Nt buah tube:

– )(

)}

dx A . {(−r2) – (r3)} = . Nt dz F

C. Neraca Panas Pada Elemen Volume Z T |z F A |z

T|z+Z FA |z+Z

T p |z F p |z

Tp|z+Z Fp |z+Z Z

Z

Input – output + panas reaksi – panas yang diserap pendingin = akumulasi ∑Fi. Cpi (T − Tref)| − ∑Fi. Cpi (T − Tref)| lim∆

[F (

→

∑

.

(

∆+

[F (dx (−∆Hr ) +

F (dx (−∆Hr )] – Ud..ODt.z.(T-Tp).Nt = 0 )|

∆

∆

(−∆Hr ) + F (

∑

. (

)|

=

(−∆Hr )]

(∑ Fi. Cpi + F . ∑ ∆Cp . x)

= F (

– Ud. ..ODt.(T-Tp).Nt (−∆Hr ) + F (

Dimana: dx A . (−r ) = . Nt F dz

dx A . {(−r2) – (r3)} = . Nt dz F

commit to user

(−∆Hr )]

– Ud. ..ODt.(T-Tp).Nt


digilib.uns.ac.id

(∑ Fi. Cpi + F . ∑ ∆Cp . x)

=

[A. (−r ). (−∆Hr ) + A. {(−r ) − (r )}. (−∆Hr ) −Ud..ODt.(T-Tp)].Nt

dT [A. (−r ). (−∆Hr ) + A. {(−r ) − (r )}. (−∆Hr ) − Ud. π. ODt. (T − Tp)]. Nt = (∑ Fi. Cpi + F . ∑ ∆Cp . x) dz

D. Neraca Panas Pendingin Pada Elemen Volume Input – output + panas yang diserap pendingin = akumulasi F . Cp

0

lim∆

→

T − Tref | − F . Cp

T − Tref |

.

.

.

∆|

∆

.

F . Cp .

∆+

Ud..ODt.z.(T-Tp).Nt =

|

= Ud..ODt.(T-Tp).Nt

= Ud..ODt.(T-Tp).Nt

=

π..

.

.(

).

Dimana: Fp = Laju alir pendingin, mol/menit Cpp = Kapasitas panas pendingin, J/mol.K 5. Perhitungan UD Karena digunakan multitube plug flow reactor maka perhitungan perpindahan panas didekati dengan shell and tube heat exchanger. Nilai UD dicari dengan cara berikut: -

Sisi tube o Luas penampang total Nt. a′t 144. n o Flow rate a =

G =

W a

commit to user


digilib.uns.ac.id

o Koefisien transfer panas pada lapisan film di dalam tube ID . G h = 0,33. μ

,

cp . μ k

,

k ID

o Koefisien film dalam tube yang disetarakan dengan luar tube h =h

Dimana:

a’t = luas area per tube, in2

ID OD

n = jumlah pass Wt = laju alir reaktan, lb/hr IDt = diameter dalam tube, ft t = viskositas fluida dalam tube, lb/ft.hr cpt = kapasitas panas fluida dalam tube, Btu/lb.oF kt = konduktivitas panas fluida dalam tube, Btu/(hr.ft2.(oF.ft)) -

Sisi shell o Clearence C’ = PT - ODt o Luas penampang aliran dalam shell ’..

As =

.

o Flow rate per luas area G =

W a

o Diameter ekuivalen ODt 4(P . 0,5. (0,86 − 1).3,14. 4 ) de = 0,5.3,14. ODt

de 12 o Koefisien transfer panas pada lapisan film di luar tube De =

ID . G h = 0,36. μ

,

cp . μ k

commit to user

,

k ID


digilib.uns.ac.id

o Koefisien transfer panas bersih (Btu/(hr.ft2.oF) U =

hio. ho (hio + ho)

o Koefisien transfer panas kotor (Btu/(hr.ft2.oF)

Dimana:

U

=

Uc (1 + Rd. Uc)

PT = jarak antar pusat tube (pitch), in IDs= diameter dalam shell, in B = jarak antar baffle, in Wp= laju alir pendingin S = viskositas fluida dalam shell, lb/(hr.ft) cpS = kapasitas panas fluida dalam shell, Btu/lboF kS = konduktivitas panas fluida dalam shell, Btu/(hr.ft2.(oF/ft)) Rd = dirt factor, hr.ft2.oF/Btu Dari Tabel 10.10 Ludwig diperoleh nilai Rd untuk molten salt adalah hr.ft2.oF/Btu.

0.0005

Dalam

perancangan

digunakan

Rd=0.0005

2o

hr.ft . F/Btu. 6. Persamaan Data-Data Sifat Fisis Yang Digunakan a. Kapasitas panas gas cpi = Ai + Bi.T + Ci.T2 + Di.T3 + Ei.T4 cpavg =  (xi.cpi) dimana : xi = fraksi mol komponen i T = suhu, K cp = kapasitas panas gas, J/mol.K Untuk mengubah satuan cp ke dalam Btu/lboF dibagi dengan 4.1868 . BM

commit to user


digilib.uns.ac.id

b. Viskositas gas i = (Ai + Bi.T + Ci.T2) x 10-4 =

Dimana :

∑

1 wi = fraksi massa komponen i T = suhu, K  viskositas, centipoises

Untuk mengubah satuan  ke dalam lb/hr.ft dikali dengan 2,4191. c. Konduktivitas panas gas k = Ai + Bi.T + Ci.T2 kcamp =  (ki.wi) dimana: wi = fraksi massa komponen i T = suhu, K k = konduktivitas panas, W/(m.K) Untuk mengubah satuan k ke dalam Btu/(hr.ft.oF) dibagi dengan 1,73073 7. Menentukan Jenis, Ukuran Dan Susunan Tube Spesifikasi tube (Tabel 10 Kern): -

Diameter luar tube (ODt)

= 1,5 in

-

No. BWG

= 10

-

Diameter dalam tube (IDt) = 1,25 in

-

Flow area per tube (a_t)

= 1,19 in2

-

Tebal tube

= 0,25

-

Pitch (Pt)

= 15/8

-

Susunan tube

= triangular

commit to user


digilib.uns.ac.id

C

Pt

Susunan tube yang dipilih adalah triangular pitch , dengan alasan: a. Turbulensi yang terjadi pada susunan tube segitiga sama sisi lebih besar dibandingkan dengan susunan bujur sangkar, karena fluida yang mengalir di antara pipa yang letaknya berdekatan akan langsung menumbuk pipa yang terletak pada deretan berikutnya. b. Koefisien perpindahan panas konveksi (h) pada susunan segitiga 25% lebih tinggi dibandingkan dengan fluida yang mengalir dalam shell pada susunan tube segi empat. c. Jumlah tube yang dapat ditempatkan di dalam ukuran shell yang sama dengan susunan bujur sangkar dapat lebih banyak. -

Jumlah tube (Nt)

= 307

-

Panjang tube (z)

= 6 m (dari program matlab)

-

UD

= 31.196 Btu/(hr.ft2.oF)

8. Menentukan Dimensi Shell -

Diameter dalam shell (IDs) = 39 in (Tabel 9 Kern)

-

Menghitung tebal minimum shell Bahan yang digunakan shell terbuat dari Sarbon Steel SA 213 TP-304 (18

Crom - 8 Nickel) dengan spesifikasi: f= 4500 psi E= 0.85 % Tebal shell dihitung dengan persamaan : =

.

. + − 0,6.

commit to user

(persamaan 13.1 Brownell)


digilib.uns.ac.id

Di mana: ts = tebal shell minimum yang diperlukan, in P = design pressure, lb/in2 R = jari-jari dalam shell (0.5 IDs) F = max allowable stress, psi E = efisiensi pengelasan C = corossion allowable, in Faktor keamanan 20 % P = 367,5 psi x 1,2 = 441 psi r = 0.5.IDs = 19.5 in Tebal shell minimum yang diperlukan adalah : 441 . 19,5 = + 0,125 4500.0.85 − 0,6 . 441 = 2,5403 in

Tebal shell (ts) = 2,625 in Diameter luar shell (ODs) = 44,25 in 9. Data-data Data umpan reaktor : -

Suhu umpan masuk (Tin)

= 920 K

-

Tekanan

= 25 atm

-

Laju alir umpan

= 67.373,0839 kg/jam

Data Operasional : -

Diameter luar tube (ODt)

= 1,5 in

-

Diameter dalam tube (IDt)

= 1,25 in

-

Flow area per tube (a't)

= 1,19 in2

-

Suhu referensi (Tref)

= 25 oC

-

Jumlah tube

= 307

commit to user


digilib.uns.ac.id

-

Jumlah tube pass

=1

-

Jumlah shell pass

=1

-

Pitch (Pt)

= 15/8

-

Diameter shell (IDs)

= 39 in

-

Baffle spacing (B)

= 10 in

-

Panjang reaktor (m)

=6m

Data pendingin: -

Suhu masuk pendingin

= 421 K

-

Tekanan

= 1 atm

-

Laju alir pendingin

= 31.746,0317 kg/jam

10. Menghitung Pangjang dan Tebal Head Bahan yang digunakan untuk head sama dengan shell dari Carbon Steel SA 213 TP-304 (18 Crom - 8 Nickel) dengan elliptical dished head. Berdasarkan tabel 5.11 Brownell, didapatkan: dish

= IDs / 4 = 9,75 in

sf

= 3 in

a

= IDs / 2 = 19,5 in

b

= sf + dish = 12,75 in

ke

= a / b = 1,529

karena ke ≠ 2 maka tebal head dihitung dengan persamaan : 1 (2 + ke ) 6 P .d .v + C th = 2. f. E − 0,2. P v=

(persamaan 7.56 dan 7.57 ,

Dimana :

Brownell)

th

= tebal shell minimum yang diperlukan, in

d

= diameter dalam spherical, in v=

1 (2 + 1,529 ) = 0,723 6

commit to user


digilib.uns.ac.id

th =

441 . 39 . 0,723 + 0,125 2. 4500 .0,85 − 0,2 .441

th = 1,7699 in diambil tebal 1,875 in

Panjang head dihitung dengan cara berikut : t dish = ID/4 sf ID

OA (panjang head) = th + b = 14,625 in 11. Menghitung Panjang Reaktor dan Volume Reaktor -

Panjang reaktor

-

Volume reaktor diperoleh dari volume shell ditambah 2 kali volume head. Volume head

= 6 m (dari program matlab) = 0,000076.IDs3 (persamaan 5.14 Brownell) = 0,000076. 393 = 4,508 ft3

Volume shell

= /4.IDs2.z = 3,14/4.(39/12)2.19,685 = 163,219 ft3

Volume reaktor

= 2.volume head + volume shell = 172,235 ft3 = 4,874 m3

commit to user


digilib.uns.ac.id

commit to user


digilib.uns.ac.id

PROGRAM MENGHITUNG PANJANG REAKTOR %sub routine function dydz=RAPpar(z,y) global P Wo wm ODt IDt IDs a_t Nt n PT Rd Tref R Ud dhr Ud_hit BM BMm BMm_avg To wo De Gs vismt xms Vt %x1=y(1); %conversion first reaction %x2=y(2); %conversion second reaction %T=y(3); %reactant's temperature %Tm=y(4); %molten salt's temperature

%REACTAN SIDE %[H2 CH4 C6H6 C7H8 C12H10] %molar flowrate Fo=(wo.*1000/60)./6;%mol/min %ractant's mol fraction F(1)=(Fo(1)-Fo(4)*y(1))+(0.5*y(2)*(Fo(3)+Fo(4)*y(1))); F(2)=Fo(2)+Fo(4)*y(1); F(3)=(Fo(3)+Fo(4)*y(1))*(1-y(2)); F(4)=Fo(4)-Fo(4)*y(1); F(5)=Fo(5)+(0.5*y(2)*(Fo(3)+Fo(4)*y(1))); F=[F(1) F(2) F(3) F(4) F(5)];

commit to user


digilib.uns.ac.id

FT=sum(F); xi=F./FT;

%reactan's mass fraction W=F.*BM; %gram/min Wt=sum(W); Wi=W./Wt;

%physical properties of reaction side %Heat capacity(yaws) CpA=[25.399 34.942 -31.368 -24.097 -29.153]; CpB=[2.0178E-02 -3.9957E-02 4.7460E-01 5.2187E-01 7.6716E-01]; CpC=[-3.8549E-05 1.9184E-04 -3.1137E-04 -2.9827E-04 -3.4341E-04]; CpD=[3.1880E-08 -1.5303E-07 8.5237E-08 6.1220E-08 -3.7724E-08]; CpE=[-8.7585E-12 3.9321E-11 -5.0524E-12 1.2576E-12 4.6179E-11]; Cpmol=CpA+CpB.*y(3)+CpC.*y(3)^2+CpD.*y(3)^3+CpE.*y(3)^4; %J/molK Cpmol_avg=sum(xi.*Cpmol); %J/mol.K BM_avg=sum(BM.*xi); %g/mol Cpgram_avg=Cpmol_avg/BM_avg;%J/g.K Cpt=Cpgram_avg*453.5924*274/(1054.4*33.8);%Btu/lb.F

commit to user


digilib.uns.ac.id

%viscosity visA=[27.758 3.844 -0.151 1.787 13.498]; visB=[2.1200E-01 4.0112E-01 2.5706E-01 2.3566E-01 2.4098E-01]; visC=[-3.2800E-05 -1.4303E-04 -8.9797E-06 -9.3508E-06 -2.9320E-05]; Vis=(visA+visB.*y(3)+visC.*y(3)^2)*10^-4; %cP vis=Vis.*2.4191; %lb/ft.hr vis_t=1/sum(Wi./vis); %Thermal Conductivity kA=[-0.01060 -0.00935 -0.00565 -0.00776 -0.00788]; kB=[7.8123E-05 1.4028E-04 3.4493E-05 4.4905E-05 4.2910E-05]; kC=[-5.0028E-10 3.3180E-08 6.9298E-08 6.4514E-08 3.4569E-08]; ko=kA+kB.*y(3)+kC.*y(3)^2; %W/m.K k=ko.*(3600*0.3048*274/(1054.4*33.8)); %Btu/hr.ft.F kt=sum(k.*Wi); %Density rho=P.*BM./(R*y(3)); rho_camp=1/sum(Wi./rho); %gram/cm3 %Volume rate of reactant Vt=Wt/rho_camp; %cm3/min %reactan concentration C=F./Vt;%mol/cm3

commit to user


digilib.uns.ac.id

Ckonv=C./(453.59*28316.85); %lbmol/ft^3 %Reactant pressure wtot=sum(wo); ya=wo./wtot; Pa=ya.*P;%atm Pat=Pa./14.7;%psia %MOLTENSALT SIDE %we use moltensalt as reactor's cooler %moltensalt=[NaNO2 NaNO3 KNO3] Fmi=wm.*1000/60; %mol/min Fm=sum(Fmi); %PHYSICAL PROPERTIES OF MOLTENSALT SIDE %Heat Capacity Cpmt=0.373; %Btu/lb.F cpmt=Cpmt*4184*BMm_avg*274/(33.8*1000) %J/mol.K %Viscosity Vismt=-0.00000000000110577*y(4)^5+0.00000000404735*y(4)^40.00000584054*y(4)^3+0.004167102*y(4)^2-1.48199155*y(4)+215.1416667; %cP vismt=Vismt*2.4191; %lb/ft.hr

commit to user


digilib.uns.ac.id

%thermal conductivity kmt=0.000000000547541*y(4)^30.00000112012*y(4)^2+0.000553551*y(4)+0.174569041; %Btu/hr.ft.F %density rhomt=(-0.025*y(4))+130.5; %lb/ft^3 %Ud Wtube=Wt*60/453.59; %lb/hr IDtube=IDt/12;%ft Wshell=Fm*BMm_avg*60/453.59;%lb/hr %tube side at=Nt*a_t/(144*n);%ft2 Gt=Wtube/at;%lb/hr.ft2 hi=0.027*((IDtube*Gt/vis_t)^0.8)*((Cpt*vis_t/kt)^(1/3))*(kt/IDtube);%Btu/hr.ft2 .F hio=hi*IDt/ODt;%Btu/hr.ft2.F %shell side Clearance=PT-ODt;%in B=IDs;%in as=IDs*Clearance*B/(144*PT);%ft2 Gs=Wshell/as;%lb/hr.ft2 de=(4*((0.5*(PT^2)*0.86)-((0.5*3.14*(ODt^2))/4)))/(0.5*3.14*ODt);%in De=de/12;%ft

commit to user


digilib.uns.ac.id

vis_s=vismt;%lb/ft.hr Cps=Cpmt;%Btu/lb.F ks=kmt;%Btu/hr.ft.F ho=0.36*((De*Gs/vis_s)^0.55)*((Cps*vis_s/ks)^(1/3))*(ks/De);%Btu/hr.ft2.F Uc=hio*ho/(hio+ho);%Btu/hr.ft2.F Ud_hit=Uc/(1+Rd*Uc);%Btu/hr.ft2.F Ud=Ud_hit*1054.4*33.8/(60*929.0304*274);%J/min.cm2.K %Heat of reaction dhf298=[0 -74520 82930 50170 182090];%J/mol dhr298(1)=dhf298(3)+dhf298(2)-dhf298(1)-dhf298(4); dhr298(2)=dhf298(5)+dhf298(1)-2*dhf298(3); dcpa(1)=CpA(3)+CpA(2)-CpA(1)-CpA(4); dcpa(2)=CpA(5)+CpA(1)-2.*CpA(3); dcpb(1)=CpB(3)+CpB(2)-CpB(1)-CpB(4); dcpb(2)=CpB(5)+CpB(1)-2.*CpB(3); dcpc(1)=CpC(3)+CpC(2)-CpC(1)-CpC(4); dcpc(2)=CpC(5)+CpC(1)-2.*CpC(3); dcpd(1)=CpD(3)+CpD(2)-CpD(1)-CpD(4); dcpd(2)=CpD(5)+CpD(1)-2.*CpD(3); dcpe(1)=CpE(3)+CpE(2)-CpE(1)-CpE(4); dcpe(2)=CpE(5)+CpE(1)-2.*CpE(3);

commit to user


digilib.uns.ac.id

dcp=dcpa+dcpb.*y(3)+(dcpc.*(y(3)^2))+(dcpd.*(y(3)^3))+(dcpe.*(y(3)^4));%J/m ol.K int_cp=(dcpa.*(y(3)-Tref))+(dcpb./2*((y(3)^2)-Tref^2))+(dcpc./3*((y(3)^3)Tref^3))+(dcpd./4*((y(3)^4)-Tref^4))+(dcpe./5*((y(3)^5)-Tref^5)); dhr=dhr298+int_cp;%J/mol %reaction kinetics ra(1)=3.6858E06*exp(2.5616E04/y(3))*Ckonv(4)*(Ckonv(1)^0.5)*(3.57458*y(3))^(3/2);%lbmol/min.ft 3 dengan ketetapan R=3.57458btu/lbmol.K ra(2)=0.62717*exp(1.5362E04/y(3))*(Ckonv(3)^2)*((3.57458*y(3))^2);%lbmol/min.ft3 ra(3)=-0.08124*exp(1.2237E04/y(3))*Ckonv(5)*Ckonv(1)*((3.57458*y(3))^2);%lbmol/min.ft3 r=ra.*1.601846E-02;%mol/min.cm3 %Partial differential Equation A=3.14/4*(IDt*2.54)^2;%cm2 Ar=A.*r; Fc1=Fo(3)+(Fo(4)*y(1)); dx1dz=(Ar(1)*Nt/Fo(4)); dx2dz=((Ar(2)-Ar(3))*Nt/Fc1)*10^11; dTdz=((Fo(4)*(dx1dz)*(-dhr(1)))+(Fc1*(dx2dz)*(-dhr(2)))(Ud*3.14*(ODt*2.54)*(y(3)y(4)))*Nt)/((sum(F.*Cpmol))+(Fo(4)*(sum(dcp.*y(1))))); dTmdz=((Ud*3.14*(ODt*2.54)*(y(3)-y(4))*Nt)/(Fm.*cpmt));

commit to user


digilib.uns.ac.id

dydz=[dx1dz; dx2dz; dTdz; dTmdz]; %Program Utama clear all, clc, close all global P Wo wm ODt IDt IDs a_t Nt n PT Rd Tref R Ud dhr Ud_hit BM BMm BMm_avg To wo De Gs vismt xms Vt %x1=y(1); %conversion first reaction %x2=y(2); %conversion second reaction %T=y(3); %reactant's temperature %Tm=y(4); %molten salt's temperature %REACTAN SIDE %[H2 CH4 C6H6 C7H8 C12H10] To=920 %K P=25 %atm Pm=1 %atm wo=[3230 72.6584867 4 646 0.04251995];%kmol/jam BM=[2 16 78 92 154]; Wo=wo.*BM;%kg/jam G=sum(Wo)

commit to user


digilib.uns.ac.id

%Molten Salt %[NaNO2 NaNO3 KNO3] wm=(14.4).*[4.995004995 0.874125874 6.618381618];%kmol/jam BMm=[62 78 94]; Wm=wm.*BMm;%kg/jam sum(Wm); Tmo=421%K xms=wm./sum(wm); BMm_avg=sum(BMm.*xms); disp 'tube dimension' %SA 213 18 Cr - 8 Ni ODt=1.5%tube outside diameter, in IDt=1.23%tube inside diameter, in IDs=39%shell inside diameter, in a_t=1.19%flow area per tube, in2 PT=15/8%pitch Nt=307%number of tube n=1%number of passes Tref=298;%reference temperature R=82.0;%cm3.atm/mol.K Rd=0.0005%dirt factor hr.ft2.F/Btu

commit to user


digilib.uns.ac.id

BWG=10 disp 'shell dimension' %SA 213 18 Cr - 8 Ni %max operation 1200F %IDs=39 inch f=4500;%psi (tensile strength) E=0.85%welding efficiency Pd=1.2*P*14.7%psi design pressure Rs=0.5*IDs%jari2, in c=1/8; ts_min=(Pd*Rs/(f*E-0.6*Pd))+c%tebal shell min, in ts=21/8%in ODs=IDs+2*ts%outer diameter of shell, in disp 'head dimension' disp 'elliptical head' disp 'from table 5.11 Brownell' dish=IDs/4%in sf=3%in a=IDs/2%jari2 head, in b=sf+dish%tinggi head, in ke=a/b%knuckle radius

commit to user


digilib.uns.ac.id

disp 'because ke =/= 2 so' ve=1/6*(2+ke^2) th_min=(Pd*IDs*ve/(2*E*f-0.2*Pd))+c%head thickness, in th=15/8%in vh=0.000076*(IDs^3)%volume head, ft3 disp 'head length' disp 'from table 5.11 Brownell for th=0.625 in' head_length=b+th%in %Solve the differential eqution yo=[0 0 To Tmo];%initial condition zs=linspace(0,600,50);%reactor length,cm [z,y]=ode45(@RAPpar,zs,yo); %show the result as table disp '

z

x1

x2

T

Tm'

disp '----------------------------------------------------------------------' disp([z,y]); x1=y(end,1) x2=y(end,2) zR=z(end) t=((zR*(a_t*2.54^2)*Nt)/Vt)*60

commit to user


digilib.uns.ac.id

%Show the result as graphic figure(1) plot(z,y(:,1),'r',z,y(:,2),'b') legend('x1','x2') figure(2) plot(z,y(:,3),z,y(:,4)) legend('reaction temperature','molten salt temperature') RUN PROGRAM REAKTOR To = 920 P = 25 Pm =

1

G = 6.7373e+004 Tmo = 421 tube dimension ODt = 1.5000 IDt = 1.2300 IDs = 39 a_t = 1.1900 PT = 1.8750 Nt = 307 n=

1

commit to user


digilib.uns.ac.id

Rd = 5.0000e-004 BWG = 10 shell dimension E = 0.8500 Pd = 441 Rs = 19.5000 ts_min = 2.5403 ts = 2.6250 ODs = 44.2500 head dimension elliptical head from table 5.11 Brownell dish = 9.7500 sf =

3

a = 19.5000 b = 12.7500 ke = 1.5294 because ke =/= 2 so ve = 0.7232 th_min = 1.7699 th = 1.8750

commit to user


digilib.uns.ac.id

vh = 4.5082 head length from table 5.11 Brownell for th=0.625 in head_length = 14.6250

z

x1

x2

T

Tm

-------------------------------------------------------------------------------------------------0

0

0

920.0000

421.0000

12.2449

0.0280

0.0003

921.2137

421.5252

24.4898

0.0561

0.0004

922.4406

422.0516

36.7347

0.0844

0.0006

923.6782

422.5790

48.9796

0.1127

0.0008

924.9232

423.1076

61.2245

0.1412

0.0010

926.1718

423.6372

73.4694

0.1696

0.0013

927.4197

424.1680

85.7143

0.1981

0.0016

928.6621

424.6998

97.9592

0.2265

0.0020

929.8934

425.2328

110.2041

0.2548

0.0024

931.1075

425.7668

122.4490

0.2830

0.0029

932.2978

426.3019

134.6939

0.3109

0.0035

933.4568

426.8381

146.9388

0.3386

0.0041

934.5768

427.3752

159.1837

0.3659

0.0048

935.6495

427.9132

commit to user


digilib.uns.ac.id

171.4286

0.3929

0.0056

936.6663

428.4522

183.6735

0.4193

0.0064

937.6184

428.9919

195.9184

0.4452

0.0073

938.4970

429.5324

208.1633

0.4705

0.0084

939.2933

430.0735

220.4082

0.4950

0.0095

939.9990

430.6152

232.6531

0.5188

0.0107

940.6065

431.1573

244.8980

0.5418

0.0119

941.1085

431.6997

257.1429

0.5639

0.0133

941.4988

432.2424

269.3878

0.5851

0.0148

941.7725

432.7851

281.6327

0.6054

0.0163

941.9256

433.3278

293.8776

0.6246

0.0180

941.9555

433.8703

306.1224

0.6429

0.0197

941.8608

434.4125

318.3673

0.6602

0.0215

941.6414

434.9542

330.6122

0.6765

0.0234

941.2984

435.4953

342.8571

0.6917

0.0254

940.8339

436.0357

355.1020

0.7061

0.0274

940.2512

436.5752

367.3469

0.7195

0.0295

939.5542

437.1137

379.5918

0.7320

0.0316

938.7477

437.6510

391.8367

0.7436

0.0339

937.8370

438.1871

404.0816

0.7545

0.0361

936.8276

438.7218

416.3265

0.7645

0.0384

935.7254

439.2551

commit to user


digilib.uns.ac.id

428.5714

0.7738

0.0408

934.5364

439.7867

440.8163

0.7825

0.0432

933.2666

440.3167

453.0612

0.7904

0.0456

931.9221

440.8450

465.3061

0.7978

0.0481

930.5085

441.3714

477.5510

0.8047

0.0506

929.0316

441.8958

489.7959

0.8110

0.0531

927.4966

442.4183

502.0408

0.8168

0.0556

925.9088

442.9388

514.2857

0.8222

0.0581

924.2730

443.4571

526.5306

0.8272

0.0607

922.5937

443.9732

538.7755

0.8318

0.0632

920.8752

444.4872

551.0204

0.8360

0.0657

919.1214

444.9989

563.2653

0.8399

0.0683

917.3361

445.5083

575.5102

0.8436

0.0708

915.5226

446.0154

587.7551

0.8469

0.0733

913.6842

446.5201

600.0000

0.8500

0.0758

911.8237

447.0225

x1 = 0.8500 x2 = 0.0758 zR = 600 t = 2.5839

commit to user


digilib.uns.ac.id

Gambar

Konversi vs Panjang Reaktor

commit to user


digilib.uns.ac.id

Gambar

Temperatur vs Panjang Reaktor

commit to user

JURUSAN TEKNIK KIMIA FAKULTAS TEKNIK UNIVERSITAS SEBELAS MARET SURAKARTA 2011

Recommend Documents