LAPORAN KERJA PRAKTEK KALTIM-2 PT. PUPUK KALIMANTAN TIMUR BONTANG

LAPORAN KERJA PRAKTEK KALTIM-2 PT. PUPUK KALIMANTAN TIMUR BONTANG

DISUSUN OLEH : 1. ANNIE MUFYDA RAHMATIKA 2. RIMA DINIATUL HASANAH

NRP: 2309 100 008 NRP: 2309 100 016

JURUSAN TEKNIK KIMIA FAKULTAS TEKNOLOGI INDUSTRI INSTITUT TEKNOLOGI SEPULUH NOPEMBER 2012

LEMBAR PENGESAHAN LAPORAN KERJA PRAKTEK DEPARTEMEN OPERASI KALTIM - 2 PT. PUPUK KALIMANTAN TIMUR

BONTANG, 04 SEPTEMBER 2012

MENGETAHUI, Pembimbing Kerja Praktek KABAG. UREA KALTIM-2

H. Kushermianto NPK 8100469

MENGESAHKAN, MANAGER OPERASI KALTIM-2

MANAGER PENGEMBANGAN SDM

Ir. Heri Subagyo, Msi NPK 9203277

Ir. Lola Karmila NPK. 9003164

KATA PENGANTAR

Assalamualaikum Wr. Wb. Puji syukur kehadirat Allah SWT, yang telah memberikan rahmat-Nya sehingga laporan Kerja Praktek di PT. Pupuk Kalimantan Timur dapat diselesaikan dengan baik. Kerja praktek merupakan mata kuliah wajib bagi mahasiswa Teknik Kimia, Fakultas Teknologi Industri, Institut Teknologi Sepuluh Nopember Surabaya yang bertujuan agar mahasiswa dapat memahami dan melihat secara langsung aplikasi di lapangan khususnya di

dunia industri saat ini dan

pengaplikasian teori-teori yang telah diperoleh selama di bangku kuliah. Di samping itu diharapkan dapat terjalin hubungan yang erat antara instansi pendidikan dengan dunia industri. Kami mengucapkan terima kasih yang sebesar-besarnya kepada semua pihak yang telah membantu kami sehingga dapat menyelesaikan kerja praktek dan menyusun laporan ini. Secara khusus kami mengucapkan terima kasih kepada: 1. Ibu Ir. Lola Karmila selaku Manager Pendidikan dan Pelatihan Departemen Pengembangan Sumber Daya Manusia 2. Bapak Bambang Gunawan, selaku kasie PSDM 3. Bapak John, Bapak Si’in dan staff Departement PSDM yang telah membantu dalam pelaksanaan Kerja Praktek di PT. Pupuk Kalimantan Timur. 4. Bapak Ir. Heri Subagyo, MSi, selaku Manager Operasi Kaltim-2 5. Bapak Teguh Ismartono, ST, selaku Kepala Bagian Utility Kaltim-2, dan Bapak Syarifuddin, selaku Wakil Kepala Bagian Utility Kaltim-2. 6. Bapak Achmad Rois, ST, selaku Kepala Bagian Ammonia Kaltim-2, dan Bapak Rochmad Tri F., selaku Wakil Kepala Bagian Ammonia Kaltim-2. 7. Bapak H. Kushermianto, selaku Kepala Bagian Urea Kaltim-2 dan selaku pembimbing, serta Bapak Djulianto, selaku Wakil Kepala Bagian Urea Kaltim-2.

I i

8. Supervisor, Foreman, dan operator-operator utility, ammonia, dan urea di Kaltim-2 terutama Bapak Budi, Bapak Nanang, Bapak Mantri, Bapak Supandi, Bapak Geofani, Bapak Darsono, Bapak Ilham, dan Bapak-Bapak shift lain yang bertugas selama kami Kerja Praktek. 9. Bapak-Ibu karyawan di Departemen Operasi Kaltim-2. 10. Karyawan PT. Pupuk Kaltim atas bantuannya. 11. Bapak Prof. Dr. Ir. Tri Widjaja, M.Eng, selaku Ketua Jurusan Teknik Kimia FTI-ITS dan pembimbing Kerja Praktek teknik Kimia ITS. 12. Bapak Ir.Mulyanto, selaku Sie Kerja Praktek dan studi lapangan Jurusan Teknik Kimia FTI-ITS. 13. Orang tua dan keluarga kami yang selalu memberikan bantuan moral dan materi. 14. Rekan – rekan kerja praktek atas kerjasamanya selama dua bulan ini. Dengan menyadari atas segala keterbatasan ilmu yang kami miliki, laporan ini tentu masih sangat jauh dari sempurna. Untuk itu kami mengharapkan saran dan kritik yang bersifat membangun. Semoga laporan kerja praktek ini dapat bermanfaat bagi kita semua. Wassalamualaikum Wr.Wb

Bontang, September 2012

Penyusun

ii

DAFTAR ISI

KATA PENGANTAR ................................................................................

i

DAFTAR ISI...............................................................................................

ii

DAFTAR GAMBAR ..................................................................................

iv

DAFTAR TABEL.......................................................................................

vi

BAB I PENDAHULUAN ...........................................................................

1

I.1 Sejarah Lahirnya PT. Pupuk Kalimantan Timur ............................

1

I.2 Sarana Pendukung Pabrik ...............................................................

6

I.3 Lokasi Pabrik ..................................................................................

7

I.4 Lambang PT. Pupuk Kalimantan Timur.........................................

8

I.5 Jenis Perusahaan .............................................................................

10

I.6 Struktur Organisasi .........................................................................

12

BAB II UTILITY II.1 Unit Sea Water Intake ...................................................................

14

II.2 Unit Klorinasi ................................................................................

16

II.3 Unit Fresh Cooling Water .............................................................

18

II.4 Unit Desalinasi ..............................................................................

21

II.5 Unit Demineralisasi.......................................................................

25

II.6 Steam System ................................................................................

30

II.7 Unit Urea Formaldehyde ...............................................................

38

II.8 Unit Instrumen Plant Air (PA) dan Air (IA) .................................

41

II.9 Unit Pembangkit Listrik ................................................................

43

BAB III AMMONIA ..................................................................................

50

III.1 Persiapan Bahan Baku Gas Sintesa..............................................

50

III.1.1 Desulfurizer ..........................................................................

51

III.1.2 Primary Reformer.................................................................

52

III.1.3 Secondary Reformer.............................................................

55

III.1.4 HTS dan LTS .......................................................................

57

III.2 PEMURNIAN GAS SINTESA ...................................................

59

III.2.1 CO2 Removal........................................................................

59

III.2.2 Methanator ...........................................................................

61

III.3 Sintesa Ammonia dan Refrigerasi ...............................................

62

III.3.1 Synthesis Loop .....................................................................

62

III.3.2 Refrigerasi ............................................................................

67

III.4 Steam System...............................................................................

68

III.4.1 Distribusi Steam ...................................................................

69

III.4.2 Steam Condensate Recovery ................................................

70

III.4.3 Process Condensate Recovery..............................................

70

III.5 Hydrogen Recovery Unit (HRU) .................................................

70

III.5.1 HRU 1 ..................................................................................

71

III.5.2 HRU 2 (membran)................................................................

73

BAB IV UREA ...........................................................................................

78

IV.1 Persiapan Bahan Baku .................................................................

79

IV.1.1 Peralatan Utama ...................................................................

79

IV.1.2 Uraian Proses .......................................................................

79

IV.2 Sintesis Urea ................................................................................

81

IV.2.1 Peralatan Utama ...................................................................

81

IV.2.2 HP Carbamate Condenser ....................................................

81

IV.2.3 Reaktor .................................................................................

82

IV.2.4 HP Stripper...........................................................................

83

IV.2.5 HP Scrubber .........................................................................

84

IV.3 Resirkulasi Low Pressure Stage...................................................

86

IV.3.1 Rectifying Column ...............................................................

87

IV.3.2 Low Pressure carbamate Condenser (LPCC).......................

88

IV.3.3 Absorber...............................................................................

89

IV.4 Evaporasi .....................................................................................

90

IV.5 Sistem Prilling .............................................................................

94

IV.6 Pengolahan Air Limbah (WWT) .................................................

97

IV.7 Steam System...............................................................................

100

DAFTAR GAMBAR

Gambar I.1 Peta Lokasi PT. Pupuk Kaltim.................................................

8

Gambar I.2 Lambang PT. Pupuk Kaltim ....................................................

8

Gambar I.3 Merk Dagang PT. PUPUK KALTIM ......................................

9

Gambar I.4 Logo Produk PUPUK PELANGI ............................................

10

Gambar I.5 ISO 9002 dan ISO 14001 yang telah diterima PKT ................

11

Gambar I.6 Struktur Organisasi ..................................................................

12

Gambar II.1 Unit Sea Water Intake.............................................................

15

Gambar II.2. Unit Klorinasi ........................................................................

17

Gambar II.3 Unit Fresh Cooling Water ......................................................

19

Gambar II.4 Unit Desalinasi multi stage flash desalinastion ......................

22

Gambar II.5 Proses Aliran Fluida di Ruang Evaporasi, Unit Desalinasi ....

23

Gambar II.6 Unit Desalinasi reheat.............................................................

23

Gambar II.7 Unit Stripper ...........................................................................

25

Gambar II.8 Proses di Unit Demineralisasi.................................................

27

Gambar II.9 Deaerator ................................................................................

31

Gambar II.10 Sistem Waste Heat Boiler.....................................................

36

Gambar II.11 Unit Urea Formaldehyde Concentrate..................................

38

Gambar II.12 Unit IA dan PA .....................................................................

41

Gambar II.13 Skema Unit Pembangkit Listrik Kaltim-2 ............................

44

Gambar III.1. Desulfurizer dan Primary Reformer .....................................

51

Gambar III.2. Secondary Reformer.............................................................

53

Gambar III.3 HTS dan LTS ........................................................................

56

Gambar III.4 CO2 Removal dan Methanator .............................................

59

Gambar III.5. Synthesis Loop .....................................................................

60

Gambar III.6. Refrigerasi Ammonia ...........................................................

65

Gambar III.7 steam system .........................................................................

68

Gambar III.8. Hydrogen Recovery Unit 1 ..................................................

70

Gambar III.9 Hydrogen Recovery Unit 2 ...................................................

74

Gambar IV.1 Unit Sintesa Urea ..................................................................

83

Gambar IV.2 Grafik saturasi kondensasi LPCC .........................................

86

iii

Gambar IV.3 unit resirkulasi.......................................................................

87

Gambar IV.4 Grafik Evaporasi urea ...........................................................

88

Gambar V.5. PFD Evaporasi dan Prilling...................................................

93

Gambar IV.6 Waste Water Treatment.........................................................

96

iv

ii

DAFTAR TABEL Tabel I.1. Data Kapasitas Produksi per Tahun............................................

2

Tabel II.1. Kualitas Air ...............................................................................

28

Tabel IV.1. Komposisi produk urea............................................................

92

Tabel IV.2. Kandungan Produk WWT .......................................................

97

iv

BAB I PENDAHULUAN I.1. Sejarah Lahirnya PT.Pupuk Kalimantan Timur Pupuk memegang peranan penting dalam peningkatan kualitas produksi hasil pertanian. Salah satu jenis pupuk yang banyak digunakan oleh petani adalah pupuk urea, yang berfungsi sebagai sumber nitrogen bagi tanaman. Dalam peternakan, urea merupakan nutrisi makanan ternak yang dapat meningkatkan produksi susu dan daging. Selain itu, pupuk urea memiliki prospek yang cukup besar dalam bidang industri, antara lain sebagai bahan dalam pembuatan resin, produk-produk cetak, pelapis, perekat, bahan anti kusut dan pembantu pada pencelupan di pabrik tekstil. Oleh karena itu, kebutuhan pupuk urea semakin bertambah seiring berjalannya waktu. Proyek PT. Pupuk Kalimantan Timur lahir untuk memenuhi kebutuhan pupuk yang semakin meningkat tersebut. Pada awal berdirinya, Pertamina berencana mendirikan pabrik pupuk diatas kapal terapung yang pertama kali di dunia. Proyek PT. Pupuk Kalimantan Timur dikelola oleh Pertamina sebagai unitunit pabrik terapung yang terdiri dari 1 pabrik ammonia dan 1 unit pabrik urea dengan beberapa bangunan pendukungnya di pantai. Pabrik pupuk ini didirikan dengan adanya pertimbangan sulitnya memperoleh pupuk dari dalam negeri. Sementara pada saat itu pemerintah sedang mengupayakan program swasembada pangan. Oleh karena itu pada tahun 1973 Pertamina mencetuskan ide untuk mendirikan pabrik terapung ini. Peralatan pabrik mulai dibangun di Eropa pada tahun 1974. Eropa ditentukan karena dana untuk pelaksanaan proyek ini didapat dari pinjaman negara-negara anggota Masyarakat Ekonomi Eropa (MEE). Berdasarkan KEPRES No. 43 Tahun 1975 dibentuk suatu tim yang bertugas meninjau dan meneliti program pembangunan pabrik terapung tersebut. Setelah meninjau dan menilai kembali konsep pabrik terapung ini, dengan memperhatikan aspek teknis dan bahan baku maka pembangunan pabrik dilanjutkan di darat. Berdasarkan Kepres No. 39 tahun 1976 dilakukan serah terima proyek ini dari Pertamina ke Departemen Perindustrian dalam hal ini Direktorat Jenderal

Laporan Kerja Praktek PT. Pupuk Kaltim Tbk.

1

Industri Kimia Dasar pada tahun 1976. Setelah penyelesaian proses hukum dalam rangka serah terima peralatan pabrik di Eropa, maka pada tanggal 7 Desember 1977 didirikan sebuah Persero Negara untuk mengelola usaha ini dengan nama PT. Pupuk Kalimantan Timur. Proses pemindahan lokasi pabrik ke darat memerlukan perubahan dan penyesuaian desain pabrik. Menurut jadwal, masa konstruksi yang dimulai pada bulan Maret 1979 diperkirakan akan berlangsung selama 36 bulan, namun pelaksanaannya mengalami banyak kesulitan sehingga start up baru dapat dilakukan pada bulan Juni 1982, produksi ammonia pertama dihasilkan pada tanggal 20 Desember 1983 dan produksi pupuk urea pertama dihasilkan pada tanggal 15 April 1984. Dalam tahun 1981 diadakan persiapan pembangunan pabrik PT. Pupuk Kalimantan Timur yang kedua yang kontrak pembangunannya ditandatangani pada tanggal 23 Maret 1982. Masa konstruksi Kaltim-2 dimulai pada bulan Maret 1983 dan start up dari utility dimulai pada bulan April 1984, produksi ammonia pertama dihasilkan pada tanggal 6 September 1984 dan produksi urea pertama dihasilkan pada tanggal 15 September 1984. Saat ini PT. Pupuk Kalimantan Timur telah memiliki 4 pabrik ammonia dan 5 pabrik urea. Dari seluruh pabrik tersebut, maka kapasitas total adalah 1.850.000 ton ammonia dan 2.980.000 ton urea per tahun dan PT. Pupuk Kalimantan Timur menjadi produsen urea terbesar di dunia dalam satu lokasi. Tabel I.1. Data Kapasitas Produksi per Tahun Pabrik Kaltim-1 Kaltim-2 Kaltim-3 POPKA Kaltim-4

Berproduksi Ammonia (ton) Urea (ton) 1982 595.000 700.000 1984 595.000 570.000 1989 330.000 570.000 1999 570.000 2002 330.000 570.000 Jumlah 1.850.000 2.980.000 Berikut ini adalah beberapa informasi dari setiap unit ammonia dan urea yang terdapat di PT. Pupuk Kalimantan Timur : 

Kaltim – 1 Keberhasilan yang dicapai dalam merekonstruksi ulang konsep desain pabrik terapung di atas kapal menjadi pabrik di darat, yang diberi nama


2

Pabrik Kaltim-1, merupakan langkah awal dari terjadinya pertumbuhan dan perkembangan industri pupuk urea di wilayah Timur Indonesia. Pemancangan tiang yang pertama dilakukan oleh Menteri Perindustrian saat itu, Ir. A. R. Soehoed pada tanggal 16 November 1979. Sebagai kontraktor utama adalah The Lummus Company (Inggris) dan sub kontraktornya adalah The Lurgi Company (Jerman) dan Coppee Rust Company (Belgia). Pada pabrik Kaltim-1, pabrik amoniak menggunakan lisensi proses Lurgi sedangkan pabrik urea menggunakan lisensi proses Stamicarbon. Setelah melalui kesulitan pabrik yang berkepanjangan dan start-up yang berulangkali akhirnya pada tanggal 24 November 1983 produksi perdana amoniak berhasil dilakukan, dimana pengapalan pertama amoniak ini dibawa ke PT Petrokimia Gresik pada 24 Januari 1984, dan ekspor perdana amoniak ke India tanggal 2 Februari 1984. Sedangakan untuk produksi perdana urea, baru berhasil dilakukan pada tanggal 15 April 1984 dan pengapalan perdana urea prill ke Surabaya pada tanggal 24 Juli 1984. Desain awal terhadap kapasitas produksi pabrik Kaltim-1 adalah untuk produksi pabrik amoniak 1.500 ton per hari dan pabrik urea 1.700 ton per hari. Untuk mendapatkan hasil yang optimal dari performance pabrik, maka pada tahun 1995 telah dilakukan beberapa perbaikan melalui Proyek Optimalisasi Kaltim-1 sehingga kapasitas desain produksi pabrik amoniak dapat dioptimalkan menjadi 1.800 ton per hari dan urea menjadi 2.125 ton per hari. 

Kaltim – 2 Pembangunan pabrik Kaltim-2 dilakukan karena kebutuhan akan pupuk nasional masih belum terpenuhi seluruhnya dan juga sekaligus untuk menyangga keberadaan pabrik Kaltim-1. Penandatanganan kontrak pembangunan pabrik dilakukan pada tanggal 23 Maret 1982 yang diwakili Ir. Nanang S. Soetadji dan Drs. Nurdin Nawas. Sebagai kontraktor utama adalah MW Kellogg dengan sub kontraktornya adalah Toyo Menka Keisha (Jepang). Pabrik amoniak memakai proses Kellogg sedangkan ureanya


3

menggunakan proses Stamicarbon. Pemancangan tiang yang pertama dilakukan oleh Menteri Perindustrian, Ir. A. R. Soehoed, pada tanggal 24 April 1982. Produksi perdana amoniak dilakukan pada tanggal 6 September 1984 sedangkan produksi perdana urea prill tanggal 15 September 1984. Peresmian pabrik Kaltim-1 dan Kaltim-2 dilakukan oleh Presiden Soeharto pada tanggal 28 Oktober 1984. Saat ini, pabrik Kaltim-2 memiliki kapasitas produksi untuk pabrik amoniak sebesar 1500 ton per hari dan untuk pabrik urea sebesar 1.725 ton per hari. 

Kaltim – 3 Pada tahun 1986 disetujui kembali perluasan areal industri PT. Pupuk Kaltim dengan menambah satu pabrik lagi dengan nama Kaltim-3. Konsep

yang digunakan untuk pembangunan pabrik Kaltim-3 adalah konsep pabrik hemat energi. Interkoneksi antar alat penukar panas sudah terjalin rapi,

sehingga

lebih

hemat

dalam

pemakaian

sumber

energi.

Penandatanganan kontrak pembangunan pabrik Kaltim-3 dilaksanakan pada tanggal 28 November 1985 antara PT. Pupuk Kalimantan Timur Tbk. dengan konsorsium PT. Rekayasa Industri (Persero), Chiyoda Chemical Engineering & Construction Co. serta Mitsubishi Corp. Untuk pabrik amoniak, lisensi yang digunakan adalah Haldor Topsoe dan untuk urea menggunakan proses Stamicarbon. Selain itu, pabrik Kaltim-3 juga dilengkapi dengan sebuah unit Hydrogen Recovery Unit (HRU). Bila dioperasikan unit ini dapat memberi tambahan produksi amonia sebesar 180 ton/hari. Pemancangan tiang yang pertama dilakukan pada tanggal 26 Juli 1986 dan peresmian pabrik tanggal 4 April 1989 dilakukan oleh Presiden Soeharto. Produksi pertama dari unit pabrik amoniak berhasil dilakukan pada tanggal 8 Desember 1988 dan unit pabrik urea berhasil melakukan produksi pertamanya tanggal 14 Desember 1988. Hingga saat ini, kapasitas produksi pabrik amoniak di pabrik Kaltim-3 ini mencapai 1.000 ton per hari dan produksi urea prill mencapai 1.725 ton per hari. Dan pada


4

tahun 1994, pabrik Kaltim-3 berhasil mencapai produksi tertingginya dengan kapasitas produksi 385,2 ribu ton urea atau 119,02 %. 

POPKA Pembangunan

pabrik

urea

unit-4

ini

bertujuan

untuk

mengintensifkan produktivitas PT. Pupuk Kalimantan Timur, sebagai produsen pupuk, dalam rangka menghadapi kondisi pasar urea granul untuk Asia Pasifik yang masih terbuka sehingga dapat meningkatkan daya saing sebagai produsen pupuk di wilayah ini, serta untuk memanfaatkan kelebihan (excess) amoniak yang berasal dari unit amoniak Kaltim-1 dan Kaltim-2. Proyek pembangunan pabrik urea unit-4 PT. Pupuk Kalimantan Timur Tbk. ini dikenal dengan nama POPKA (Proyek Optimasi Pupuk Kaltim), dengan kapasitas produksi urea granul 1.725 ton per hari. Teknologi yang diterapkan pada pabrik urea unit-4 POPKA ini adalah teknologi DCS (Distributed Control System) yang dioperasikan secara otomatis dan ramah lingkungan karena didukung unit dust scrubber, hydrolizer, dan neutralization yang dapat mengurangi zat polutan (zat penyebab polusi). Penandatanganan

kontrak

dengan

konsorsium

kontraktor

dilaksanakan pada tanggal 9 Oktober 1996. Kontraktor utama adalah PT. Rekayasa Industri dan sub kontraktornya Chiyoda Chemical Engineering & Construction Co. dengan menggunakan lisensi dari Stamicarbon untuk proses urea sedangkan granul mengunakan lisensi dari Hydro Agri. Produksi pertama urea granul POPKA dilakukan pada tanggal 18 Februari 1999 dan peresmiannya dilakukan pada tanggal 6 Juli 2000 oleh Presiden KH. Abdurrahman Wahid. 

Kaltim – 4 Pembangunan pabrik Kaltim-4 dilakukan sebagai upaya untuk mengantisipasi kebutuhan pupuk urea nasional yang terus meningkat dan sekaligus bertujuan untuk replacement pabrik-pabrik yang sudah tua, sehingga pada tahun 1999 pemerintah telah menyetujui pembangunan baru pabrik pupuk urea di PT Pupuk Kalimantan Timur Tbk. Bontang, yaitu pabrik Kaltim-4.


5

Pabrik Kaltim-4 dibangun oleh kontraktor utama PT. Rekayasa Industri dengan Mitsubishi Heavy Industry (Jepang) sebagai sub kontraktornya yang ditandatangani tanggal 23 Desember 1998 dan pemancangan tiang pertama dilaksanakan pada tanggal 6 Juli 2000. Peresmian

pabrik

Kaltim-4

dilakukan

oleh

Presiden

Megawati

Soekarnoputri. Dan pada tanggal 1 Mei 2002, pabrik Kaltim-4 berhasil melakukan produksi pertama dari pabrik ureanya. Hingga saat ini, pabrik Kaltim-4 ini memiliki kapasitas desain produksi amoniak sebesar 1.000 ton per hari dan urea granul sebesar 1.725 ton per hari. Teknologi proses produksi yang digunakan untuk pabrik Kaltim-4 adalah proses Haldor Topsoe (dari Denmark) untuk pabrik amoniak, sedangkan untuk pabrik urea lisensi yang digunakan adalah Snamprogetti (untuk unit sintesa) Hydro Agri (untuk unit granulasi). Selain itu, pada pabrik Kaltim-4 ini dilengkapi pula dengam unit urea formaldehide yang juga menggunakan proses Haldor Topsoe (dari Denmark).

I.2 Sarana Pendukung Pabrik Untuk menunjang kelancaran operasi pabrik, PT. Pupuk Kaltim mempunyai sarana pendukung: 1.

Pelabuhan: 

Dermaga I (Construction Jetty) untuk kapal sampai 6.000 DWT



Dermaga II (Production Jetty) untuk kapal sampai 40.000 DWT (Ammonia dan Urea)



Dermaga III Quadrant Arm Loader untuk kapal berkapasitas sampai 30.000 DWT (1 kapal),



Dermaga IV (Tursina Jetty) untuk kapal berkapasitas unloading 20.000 DWT dan 10.000 DWT untuk loading.

Untuk operasi pelabuhan digunakan 3 tugboat dengan total kekuatan 3.500 Hp dan rambu-rambu laut sepanjang 12 km ( 24 rambu-rambu). Fasilitas muat barang mempunyai kapasitas sebagai berikut: 

Urea Curah

=1.000 ton/jam



Urea Bag

= 3.000 ton/hari


6



Ammonia

= 800 ton/jam

2. Pergudangan : 

Urea Curah

= 200.000 ton



Urea Bag

= 15.000 ton



Amonia

= 60.000 ton



Spare parts & chemical dan lain-lain.

3. Unit Pengantongan berkapasitas 4.000 ton/hari 4. Laboratorium pusat dan control 5. Fasilitas Jasa Pelayanan Pabrik 6. Fasilitas Umum dan Fasilitas Sosial.

I.3. Lokasi Pabrik Pabrik PT. Pupuk Kalimantan Timur menempati areal seluas 493 Ha. Lokasi pabrik PT. Pupuk Kalimantan Timur terletak di wilayah pantai Kota Bontang, kira-kira 120 km sebelah utara Samarinda, ibukota propinsi Kalimantan Timur. Secara geografis terletak pada 0o10’46,9” LU dan 117o29’30,6” BT. Pabrik tersebut terletak pada areal seluas 493 Ha, di sebelah selatan lokasi pabrik (sekitar 10 km) terdapat lokasi pabrik pencairan gas alam PT. Badak NGL Co. Lokasi perumahan dinas terletak perumahan dinas karyawan sekitar 6 km sebelah barat pabrik seluas 765 Ha. Pada daerah tersebut juga terdapat perumahan BTN untuk karyawan. Untuk kebutuhan transportasi ke daerah Bontang dapat digunakan jalan darat, laut, maupun udara. Jalur udara menggunakan pesawat PT. Pupuk Kalimantan Timur dari Balikpapan yang terbang dengan jadwal rutin sekali setiap hari. Transportasi udara tersebut memakan waktu 45 menit.


7

Gambar I.1. Peta Lokasi PT. Pupuk Kaltim Dasar pertimbangan lokasi pabrik: a) Lokasi dekat dengan sumber bahan baku berupa gas alam. b) Lokasi dekat dengan pantai sehingga memudahkan pengangkutan. c) Lokasi berada di tengah daerah pemasaran pupuk untuk ekspor maupun pemasaran dalam negeri. d) Pemetaan Zone Industry e) Peluang untuk perluasan pabrik karena luasnya lahan yang dimiliki.

I.4. Lambang PT.Pupuk Kalimantan Timur I.4 Lambang Dan Merk Dagang I.4.1

Lambang PT. PUPUK KALIMANTAN TIMUR

Gambar I.2 Lambang PT. PUPUK KALTIM

Lambang PT. Pupuk Kaltim dapat dilihat pada Gambar I.2. Makna dari tiap unsur dalam lambang tersebut adalah sebagai berikut : 1. Segilima, melambangkan Pancasila yang merupakan landasan idiil Perusahaan. 2. Daun Buah, melambangkan kesuburan dan kemakmuran.


8

3. Lingkaran kecil putih, melambangkan letak lokasi kota Bontang dekat Khatulistiwa. 4. Garis merah horisontal di kanan dan kiri, melambangkan garis khatulistiwa. 5. Warna biru melambangkan keluasan Nusantara. 6. Warna merah melambangkan dinamika kewiraswastaan.

I.4.2

Merk Dagang PT. PUPUK KALIMANTAN TIMUR

Gambar I.3 Merk Dagang PT. PUPUK KALTIM

Merk dagang PT. Pupuk Kaltim mempunyai makna sebagai berikut : 1. Daun sebanyak 17 buah, melambangkan kemakmuran sebagai salah satu cita-cita kemerdekaan. 2. Mandau, yaitu alat untuk membuat lahan pertanian yang digunakan oleh penduduk asli Kalimantan, melambangkan kepeloporan perusahaan dalam usaha pengembangan pertanian. 3. Jumlah lima di ujung Mandau lambang Pancasila. 4. Warna biru, melambangkan keluasan wawasan Nusantara. 5. Warna merah, melambangkan dinamika kewiraswastaan.


9

Gambar I.4 Logo Produk PUPUK PELANGI

PT. Pupuk Kalimantan Timur dalam rangka meningkatkan kesejahteraan petani, menambah satu lagi varian dari produknya, yang diberi nama sebagai pupuk NPK Pelangi. Pupuk NPK Pelangi adalah pupuk majemuk yang mengandung nitrogen, fosfor, dan kalium yang dibuat dari bahan-bahan bermutu. Komposi hara pupuk NPK Pelangi dapat disesuaikan dengan jenis tanah dan jenis tanaman yang dibudidayakan. Pupuk NPK Pelangi mempunyai beberapa kelebihan, yaitu : 

Meningkatkan hasil lebih dari 40%



Relatif aman terhadap lingkungan



Terbuat dari bahan bermutu

I.5. Jenis Perusahaan Selain menghasilkan ammonia dan urea, pabrik PT. Pupuk Kalimantan Timur juga menghasilkan produk sampingan berupa nitrogen, oksigen, dan karbondioksida. Selanjutnya untuk perkembangan selain produk tersebut, maka dibuka beberapa anak perusahaan sebagai berikut: 1. PT. Kaltim Nusa Etika (KNE) 2. PT. Kaltim Multi Boga Utama (KMBU) 3. PT. Daun Buah 4. PT. Kaltim Cipta Yasa (KCY) 5. PT. Kaltim Adhiguna Dermaga (KAD)


10

6. PT. Kaltim Bahtera Adhiguna (KBA) 7. PT. Kaltim Industrial Estate (KIE) Selain itu juga didirikan juga beberapa perusahaan patungan dengan perusahaan besar Nasional dan Internasional, seperti: 1. PT. Kaltim Methanol Industri 2. PT. DSM Kaltim Melamine 3. PT. Kaltim Soda Ash 4. PT. Kaltim Ambikap Wiratama 5. PT. Kaltim Parna Industri 6. PT. Kaltim Pasifik Amoniak Selain pengembangan perusahaan, PT. Pupuk Kalimantan Timur juga terus mengadakan peningkatan mutu dan pengelolaan lingkungan hidup. Hasil yang dicapai adalah keberhasilan meraih ISO 9002 pada tahun 1996, ISO 14001 pada tahun 1997, dan ISO 17025 pada tahun 2000. ISO 9002 adalah pengakuan di bidang Sistem Manajemen Produksi dan Instalasi, ISO 14001 pada bidang Manajemen Lingkungan dan ISO 17025 di bidang Laboratorium Uji Mutu.

Gambar I.5 ISO 9002 dan ISO 14001 yang telah diterima PKT


11

I.6. Struktur Organisasi

Gambar I.6 Struktur Organisasi Struktur organisasi perusahaan dibentuk untuk mempersatukan dan menggalang semua aktifitas yang ada, untuk mencapai tujuan. Bentuk perusahaan adalah perseroan terbatas Badan Usaha Milik Negara dengan nama PT. Pupuk Kalimantan Timur dengan sistem organisasi mengikuti garis dan staf yang terdiri dari Dewan Direksi, Manager, Kepala Departemen atau Biro, Kepala Bagian, Kepala Seksi, Kepala Regu dan Pelaksana. Dewan Direksi terdiri dari seorang Direktur Utama dan lima orang Direktur yaitu Direktur Teknik dan Litbang, Direktur Keuangan, Direktur Pemasaran, Direktur Produksi dan Direktur Sumber Daya Manusia dan Umum. Dewan direksi bertanggung jawab kepada dewan komisaris yang mewakili pemerintah sebagai pemegang saham. Direktur Utama, memimpin organisasi perusahaan dan bertanggung jawab atas kelancaran jalannya perusahaan kepada Dewan Komisaris.


12

1. Direktur Teknik, Penelitian dan Pengembangan, memimpin dibidang pengembangan dan peneltian serta rancang bangun, perekayasa dan pengadaan dan bertanggung jawab kepada Direktur Utama. 2. Direktur Keuangan, memimpin dibidang keuangan dan bertanggung jawab kepada Direktur Utama. 3. Direktur Pemasaran, memimpin dibidang pemasaran produk yang dihasilkan perusahaan serta bertanggung jawab kepada Direktur Utama. 4. Direktur Produksi, bertanggung jawab atas kelancaran produksi dan bertanggung jawab kepada Direktur Utama. 5. Direktur Sumber Daya Manusia dan Umum, memimpin dibidang pengembangan sumber daya karyawan dan dibidang umum dan bertanggung jawab kepada Direktur Utama. Selain itu terdapat juga unsur bantuan yang terdiri dari beberapa Kompartemen dan unit Biro yang masing-masing dipimpin oleh Manager untuk masing-masing kompartemen dan Karo untuk masing-masing Biro.


13

BAB II UTILITAS

Utilitas adalah bagian dari Depertemen Operasi kaltim-2 yang berfungsi untuk menyediakan bahan penunjang proses pada pabrik kaltim-2. Bahan-bahan yang disediakan oleh utilitas adalah air, steam, listrik, UFC, dan udara. Secara garis besar utilitas dibagi menjadi sebelas unit antara lain: 1. Unit Sea Water Intake 2. Untit Chlorination 3. Unit Cooling Water 4. Unit Desalinasi 5. Unit Demineralisasi 6. Unit Waste Heat Boiler (WHB) dan Package Boiler 7. Unit Instrument air & Plant Air 8. Urea Formaldyhide 9. Gas Turbine Generator (GTG)

II.1

UNIT SEA WATER INTAKE Unit Sea Water Intake berfungsi untuk menyediakan bahan baku air laut

untuk keperluan air pendingin, bahan baku air proses dan bahan baku unit chlorinasi. Debit normal air laut sebesar 35.000 m3/jam dengan rincian distribusi : 1.

± 90% digunakan sebagai air pendingin

2.

± 10% digunakan untuk umpan unit desalinasi

II.1.1 Peralatan utama Unit Sea Water Intake: 1.

Bar Screen (2202-LHA/LHB/LHC) Fungsi: Menghalangi kotoran dengan ukuran besar (seperti batang kayu, plastik) masuk ke dalam sistem.

2.

Traversing Trash Rake Fungsi: Mengangkat/mengambil kotoran yang tertahan di bar screen kemudian dikumpulkan di Trash Basket.

3.

Rotary Screen (2201-LA/LB/LC) Fungsi: Menahan kotoran dengan ukuran kecil (sampah, kerikil)


14

4.

Trash Basket Fungsi: Menampung kotoran yang telah dikumpulkan oleh traversing trash rake.

5.

Sea Water Basin Fungsi: Menampung air laut bersih sebelum dipompakan menuju header.

6.

Stop Log Fungsi: Menutup aliran sea water menuju basin sehingga basin dapat dikosongkan untuk pembersihan.

7.

Sea Water Pump (2201-JA/JB/JC/JD) Terdiri dari 3 pompa operasi dan 1 pompa stand by.

II.1.2 Deskripsi Proses

Gambar II.1 Unit Sea Water Intake Air laut masuk sistem melalui intake sea water dan dilakukan injeksi NaOCl secara continue yang dialirkan lewat pipa-pipa bawah permukaan air laut di sepanjang pintu masuk intake dengan kadar air 1 ppm (continous dozzing). Air laut bersifat sangat korosif, maka untuk menghindari korosi dipasang katode protection yang dialiri listrik DC di intake (bar screen) dan di basin. Kotoran air laut yang berukuran besar disaring di bar screen sedangkan kotoran seperti daun, ranting di saring di rotary screen. Pembersihan bar screen menggunakan traversing trash rake dan kotoran dikumpulkan di trash basket.


15

Pembersihan rotary dilakukan dengan menyemprotkan air di tengah-tengah rotary secara intermittent. Air laut dipompa dengan 3 buah pompa sentrifugal berkapasitas 10.500 m3/jam dan diback up oleh 1 pompa untuk menaikkan tekanan jika tekanan tidak tercapai (tekanan discharge turun). Pompa-pompa tersebut memompakan air laut dari intake basin ke main header 3,5 kg/cm2. Setelah dipompa air didistribusikan menuju user masing-masing. Air yang digunakan sebagai pendingin setelah melakukan servis langsung dibuang ke Outfall.

II.2

UNIT KLORINASI Unit ini berfungsi menghasilkan larutan Natrium Hipoklorit (NaOCl)

untuk mematikan/mencegah dan menghambat pertumbuhan mikroorganisme serta karang laut yang ada di badan air laut sehingga peralatan yang dilalui tidak tersumbat, tidak terkorosi, serta tidak mengganggu jalannya proses heat transfer pada exchanger-exchanger. Natrium hipoklorit dibuat dari air laut dengan cara elektrolisis menggunakan anoda titanium yang mengoksidasi ion Cl menjadi Cl2 dan katoda stainless steel yang mereduksi H2O menjadi ion OH yang dialiri arus listrik DC. Larutan elektolitnya sendiri adalah air laut. Reaksinya sebagai berikut : NaCl

: 2 NaCl

2 Na+ + 2 Cl-

Anoda

: 2 Cl-

Cl2 + 2 e

Katoda

: 2 H2O

Larutan

: 2 Na+ + CL2 + 2 OH-

NaOCl + NaCl + H2O

Total

: NaCl

NaOCl + H2

+ 2e

+ H2O

H2 + 2 OH-

Dalam elektroliser ini tidak semua garam dalam air laut diuraikan, oleh karena itu penting untuk menahan terjadinya reaksi samping untuk memperoleh NaOCl secara efisien. II.2.1 Peralatan utama Unit Klorinasi: 1.

Rectifier Fungsi

: Memberi suplai listrik dengan arus DC ke Electrolysis Cell Unit,

dengan mengubahnya dari arus AC ke elektroliser.


16

2.

Electrolysis Cell Unit Fungsi: Mengelektrolisa air laut menjadi sodium hypocloride

3.

Sodium Hypocloride Storage Drum Fungsi

: Menampung NaOCl, berupa dua storage dengan tipe silinder v

vertikal terbuka 4.

Air Blower Fungsi

: Menurunkan konsentrasi gas hidrogen < 4% dengan cara

menghembuskan udara pada storage drum 5.

Pompa - pompa  Pompa Normal Dosing Fungsi: Menginjeksi NaOCl secara kontinyu ke Sea Water intake  Pompa Normal Dosing Fungsi: Menginjeksi NaOCl secara berkala ke Sea Water Header.


Gambar II.2. Unit Klorinasi Air Sea water intake disaring dengan strainer untuk memisahkan suspended solid dalam air laut. Pada elektroliser, akan terbentuk NaOCl dengan konsentrasi produk yang dapat diatur dari arus listrik atau voltage elektrolisa. Untuk menaikkan konsentrasi, arus listrik yang masuk juga dinaikkan. Kondisi air laut juga akan mempengaruhi konsentrasi produk. Larutan NaOCl yang terbentuk akan dikirim ke tangki penampung sementara. Di dalam tangki ini gas hidrogen yang terbentuk dari peristiwa elektroliser akan diusir dengan menghembuskan udara dari blower yang ada untuk menjaga konsentrasinya dibawah 4%. Gas Hidrogen harus diusir karena apabila


17

terakumulasi akan menimbulkan ledakan. Dari tangki, larutan NaOCl selanjutnya didistribusikan secara gravitasi, kontinyu ke Sea water Intake dengan konsentrasi 1 ppm. Injeksi semacam ini disebut continous dozzing. Selain itu juga dilakukan injeksi setiap periode tertentu dengan menggunakan pompa (Shock Dosing) dengan kadar NaOCl 10 ppm di pipa air laut yang mengarah ke alat-alat penukar panas di unit amonia dan urea, hal tersebut dilakukan dengan maksud memberikan kejutan terhadap mikroorganisme yang ada sehingga diharapkan mikroorganisme tersebut tidak kebal terhadap NaOCl, dengan demikian usaha pencegahan pertumbuhan mikroorganisme menjadi lebih efektif. Injeksi Shock Dosing dilakukan di sea water header yang tidak mengarah ke unit desalinasi karena air laut umpan unit desalinasi memiliki syarat kandungan chlorine (Cl2) maksimal 1 ppm agar tidak menyebabkan korosi di line unit desalinasi. II.2.3 Chemical Cleaning Performance atau kinerja unit klorinasi atau masing-masing cell elektrolisernya sangat dipengaruhi oleh kebersihan masing-masing cell. Apabila masing-masing cell terkotori oleh endapan garam atau deposit kerak dari Mg(OH)2 dan CaCO3 yang terkandung dalam air laut, maka akan mempengaruhi atau mengurangi konsentrasi produk. Daya yang diperlukan untuk menghasilkan jumlah produk dengan konsentrasi tertentu akan naik karena berarti tahanannya juga semakin besar disebabkan kotornya cell. Untuk membersihkan endapan atau kerak tersebut, maka dilakukan Acid Cleaning atau pembersihan dengan menggunakan asam, disini yang digunakan adalah Clorid acid 5% ke seluruh cell elektroliser.

II.3

UNIT FRESH COOLING WATER Fresh cooling water (FCW) unit merupakan sistem pendingin tertutup

dengan media air untuk mendinginkan peralatan di area ammonia, urea dan utilitas. Kapasitas unit FCW di Kaltim 2 sebesar 8800 m3/jam. II.3.1 Peralatan utama Unit Fresh Cooling Water: 1. Pompa FCW (2218-JA/JB/JC/JD) Fungsi: mengalirkan fresh cooling water ke masing-masing User.


18

2. 10 Heat Exchanger (2201-CA/B/D/E/F/G/H/I/J) Fungsi: menukar panas fresh cooling water dengan air laut. Jenis Marine Plate 3. Make up Water Tank (2210-F) Fungsi: menambah air ke sistem fresh cooling water agar tetap terjaga. Kualitas Air di Fresh Cooling Water : pH

8-10

Konduktivitas

1000-1500 µS/cm

Nitrit (NO2)

400-600 ppm

Cl/Alkalinitas/NH4/Fe

5 ppm/100 ppm/5 ppm/0,05 ppm

Susp. Solid/Cu/SO4

3 ppm/trace/20 ppm

Bakteri

5000 koloni/ml


Gambar II.3 Unit Fresh Cooling Water Air yang digunakan sebagai Fresh Cooling Water adalah air dari Raw Condensate Tank. FCW (33oC) dipompa menuju ke ‘User’ digunakan sebagai pendingin peralatan dan proses. Air yang telah digunakan sebagai pendingin temperaturnya akan menjadi sekitar 48oC. FCW akan bertukar panas dengan sea water di Marine Plate Heat Exchanger yang merupakan alat penukar panas, terdiri


19

dari plat-plat logam tipis yang disusun sedemikian rupa sehingga FCW dapat mengalir di pada satu sisi sedangkan air laut mengalir pada sisi yang lain. Masalah yang mungkin terjadi pada

unit ini adalah kebocoran pada

sistem, korosi dan tumbuhnya mikroorganisme. Untuk mengantisipasi kebocoran pada sistem, maka disediakan make up FCW tank (2210-F) dimana tangki akan otomatis memberi make up (yang diambil dari Raw Condensate Tank) ke sistem bila ada kebocoran. Usaha yang dilakukan untuk mencegah terbentuknya korosi dalam sistem adalah dengan menginjeksi nitrit yang akan memberikan lapisan film pada permukaan logam sehingga dapat mencegah terjadinya korosi. Injeksi dilakukan secara berkala dengan memonitor kondisi kandungan nitrit (dijaga 400600 ppm) dan total bakteri (dibatasi 5000 koloni/ml ) secara terus menerus. Jika jumlah bakteri yang diijinkan melebihi standard maka diinjeksikan biocyde sesuai kemampuan. Selain itu juga ada injeksi amine untuk mengontrol pH dari fresh cooling water. Flow rate aliran juga dijaga agar tidak terlalu lambat karena flow yang rendah dapat menyebabkan fouling. Jika kebutuhan FCW untuk pendinginan kecil, lebih baik mengurangi banyaknya marine plate yang digunakan. II.3.3 Distribusi Fresh Cooling Water 1. Amonia FCW digunakan sebagai media pendingin di : 109 C, 107 C, 115 C, 116C, 124 C, 170 C, 167 C,101 JC123, Lube oil cooler, dan sealing pompa. 2. Urea FCW digunakan sebagai media pendingin di : 301 C, 305 C, 312 C, 313C, 311 C, 315 C, 304 LC, 324 C, 302 J/JT, sealing pompa. 3. Utility FCW digunakan sebagai media pendingin di : Cooler stripper 2173 C, oil cooler GE 2010 U, sample cooler WHB, oil cooler demin pump 2001/2 JT , FCW pump 2218 JT, BFW pump 2003 dan 2004 J


20

II.4

UNIT DESALINASI Proses desalinasi adalah proses pengolahan air laut menjadi air tawar

dengan menguapkan air laut sehingga terpisah dari garam – garamnya. Unit desalinasi Pabrik 2 mempunyai empat buah unit desalinasi yang bekerja secara kontinyu, tiga buah desalinasi tipe multi stage flash desalination cross tube dan satu buah unit desalinasi tipe reheat. II.4.1 Peralatan Utama Unit Desalinasi Tipe Multi Stage 1. Flash Evaporator Fungsi: tempat terjadinya penguapan air laut dan terkondensasi menjadi air tawar. Ruang ini terdiri dari 8 tingkatan tekanan (tekanan dijaga vakum). 2. Brine Heater Fungsi: alat penukar panas berupa shell and tube untuk memanaskan air laut dengan pemanas steam (LS) tekanan 4 kg/cm2G 3. Ejector Vacuum Fungsi: Mengambil gas-gas yang tak terkondensasi di flash evaporator, sehingga tekanan di flash evaporator menjadi vakum. Media penarik adalah steam 40 kg/cm2g (MS). 4. Sistem Injeksi Bahan Kimia Fungsi: diinjeksikan bahan kimia ke air laut yang masuk ke unit desalinasi berfungsi untuk mencegah terjadinya kerak dan terjadinya busa. Injeksi Polymoleic Anhydrate (Belgrad) sebagai anti scale dan larutan Belite-M8 sebagai anti foam 5. Pompa-pompa a. Pompa Blowdown Adalah pompa yang digunakan untuk mengalirkan air laut sisa – air laut yang tak teruapkan menjadi destilat, menuju outfall. b. Pompa Kondensat Adalah pompa untuk mengalirkan kondensat menuju kolektor destilat. c. Pompa Destilat Adalah pompa untuk mengalirkan destilat ke tangki penampungan.


21

II.4.2 Deskripsi Proses multi stage flash desalination

Gambar II. 4 Unit Desalinasi multi stage flash desalinastion Evaporator dibagi menjadi delapan stage dan setiap stage terdiri dari flash chamber, dan kondenser. Dimana chamber pertama memiliki tekanan yang paling tinggi lalu dihubungkan dengan chamber kedua yang tekanannya lebih vakum dan chamber selanjutnya yang tekanannya semakin vakum. Proses ini menggunakan 2 bahan tambahan chemical untuk mengatasi masalah-masalah yang sering muncul yakni Anhydrate (Belgrad) untuk mencegah terbentuknya kerak, dan larutan Belite-M8 sebagai anti foam. Air laut masuk unit desalinasi melalui stage 8 yakni yang memiliki tekanan paling rendah, lalu terus mengalir sampai stage pertama. Air laut ini mengalami kenaikan temperatur yakni 300C (masuk stage 8) menjadi 72 0C (keluar stage 1) karena telah digunakan untuk mengkondensasikan uap-uap yang dihasilkan pada masing-masing stage. Kemudian, air laut mengalir ke brine heater dan dipanaskan menggunakan LS (Low Steam 4 kg/cm2g) sampai suhunya 850C. Steam LS sebelum masuk brine heater terlebih dahulu diturunkan temperaturnya dari 200oC menjadi 100oC di desuperheater dengan menggunakan kondensate outlet brine heater sendiri untuk mengatur temperaturnya. Selanjutnya air laut panas memasuki evaporator stage pertama 0,54 kg/cm2a dengan cara flashing. Karena adanya penurunan tekanan secara mendadak ini maka terbentuklah uap air dari hasil penguapan air laut. Akan tetapi adanya agitasi dalam flash evaporasi dapat menyebabkan butiran air garam terikut sehingga perlu adanya demister untuk mencegahnya. Air laut yang tidak menguap di stage 1 akan masuk ke dalam stage 2 yang memiliki tekanan yang lebih rendah, sehingga memungkinkan air yang tidak


22

menguap pada stage 1 dapat menguap pada stage ini. Lalu proses ini berulang menuju stage selanjutnya hingga stage terakhir (stage 8) yang dioperasikan pada tekanan paling rendah – vakumnya paling tinggi. Air destilat yang diperoleh selanjutnya di pompa dengan pompa 2005 LA/B/CJ3 ke Raw Condensate tank (2009 F). Sedangkan, air laut yang tak teruapkan keluar dari stage delapan dan dipompa menuju sea water out fall bersama dengan air laut yang digunakan sebagai pendingin di ejektor. Uap-uap yang terkondensasikan menjadi air destilat yang bebas garam. Udara dan gas-gas yang tak terkondensasi di vent dari stage pertama, stage kedua dan stage 8 dihubungkan dengan sebuah saluran vent yang dihubungkan dengan inter condenser dari sistem steam ejector. Steam ejector ini selain mejadikan evaporator menjadi vakum, juga untuk mengeluarkan gas-gas yang tak teruapkan. Tube Codenser

Demister

Distilate Collector

Gambar II.5 Proses Aliran Fluida di Ruang Evaporasi, Unit Desalinasi Kondensat dari steam LS

setelah memanaskan brine heater bila

conductivity jelek masuk ke evaporator stage 1 brine section, sedangkan bila conductivity bagus masuk ke destilat section.


23

II.4.3 Deskripsi Proses desalinasi sistem reheat MS Steam Inlet

LS Steam Inlet

SW Brine Outlet

SW Brine Inlet

Distilate Out

Gambar II.6 Unit Desalinasi reheat 1. Marine Heat Exchanger Fungsi: tempat terjadinya pertukaran panas antara sea water dan steam dan gas panas. 2. Pompa-pompa a. Pompa Blowdown Adalah pompa yang digunakan untuk mengalirkan air laut sisa – air laut yang tak teruapkan menjadi destilat, menuju outfall. b. Pompa Kondensat Adalah pompa untuk mengalirkan kondensat menuju kolektor destilat. c. Pompa Destilat Adalah pompa untuk mengalirkan destilat ke tangki penampungan. Sistem ini menggunakan tiga ruang evaporator untuk menghasilkan jumlah produk yang sama dengan umpan yang hampir sama. Sistem ini menggunakan marine plate exchanger pada ruangan evaporator untuk perpindahan panas penguapannya. Sea water masuk ke distilasi pada final kondensor dengan tekanan 3,5-4 bar abs. Umpan sea water yang akan diuapkan mendapatkan pemanasan awal (pre heating) di dalam final kondensor sedangkan fungsi utama dari sea water pada final kondensor adalah sebagai media pendinginan.


24

Setelah keluar dari final kondensor, sea water diinjeksikan dengan chemical anti scale kemudian diumpankan masuk ke bagian atas masing-masing evaporator effect sea water didistribusikan merata pada permukaan plate. Sea water mengalir dari atas ke bawah sesuai dengan prinsip “falling film”. Pertukaran panas didalam plate terjadi, dimana sisi sea water mendapatkan panas dari uap yang terkondensasi dari sisi yang lain pada plate, sehingga terjadi perbedaan temperatur pada dinding plate. Hal ini menyebabkan liquid film mengalami penguapan sebagian. Uap air yang terbentuk di dalam ruangan evaporasi keluar menuju ke effect (stage) berikutnya melalui demister. Uap yang dihasilkan pada effect (stage) pertama dipergunakan sebagai pemanas pada effect kedua uap yang dihasilkan pada effect kedua dipergunakan sebagai effect ketiga. Uap yang dihasilkan pada effect ketiga dialirkan ke final kondensor dan sebagian dialirkan ke steam ejector. Di dalam ejector uap (low steam) tercampur dengan steam kemudian terkondensasi di dalam plate evaporator effect pertama. Sedangkan uap yang berasal dari effect ketiga dan berada pada final kondensor terkondensasi menjadi distillat produk yang kemudian membentuk level dan dipompakan ke tangki raw kondensat. Sedangkan sea water yang sebagian besar tidak menguap (sisa) terkumpul pada effect ketiga dan membentuk level yang kemudian dipompakan ke outfall.

II.5

UNIT DEMINERALISASI Unit demineralisasi merupakan unit yang berfungsi mengolah air destilat

dari unit desalinasi, steam condensate dan juga air yang telah digunakan dalam proses (process condensate) menjadi air bebas mineral di Mixed Bed Polisher. II.5.1 Alat-alat utama Condensate Stripper 1. Condensate Stripper Fungsi: mengabsorbsi NH3 dan CO2 dengan bantuan Steam LS 2. Condensate Cooler (2173-C1/C2) Fungsi: mendinginkan air kodensat. 3. Demin Water Preheater 2173-C3 Fungsi : memanfaatkan panas dari stripper untuk demin water sebelum masuk deaerator.


25

4. Process Condensate Pump (2144-J/JA) Fungsi : memompakan produk air kondensat stripper ke mix bed polisher II.5.2 Proses Condensate Stripper

Gambar II.7 Unit Stripper Process Condensate Stripper (2103-E) berfungsi untuk mengolah buangan process condensate dari unit buangan amonia untuk menghilangkan gas-gas CO2 dan NH3 yang terlarut. Air condensate dari Pabrik Amonia dialirkan ke stripper melalui bagian atas menara yang akan kontak secara langsung dengan steam LS pada packing secara beralawanan arah. Amonia dan CO2 dari condensate bersama-sama steam akan keluar pada bagian atas Stripper ke atmosfir (vent). Menara beroperasi pada tekanan 1,4 kg/cm2. Condensate dari Stripper dilewatkan Condensate Cooler (2173-C3) dengan mengunakan Demin Water sebagai pendingan.

Kemudian

dlewatkan

kembali

Cooler

(2173-C1/2)

dengan

menggunakan FCW sebagai pendingin sebelum dipompakan ke 2144-J lalu dipompa dengan 2144-J/JA bergabung dengan raw condensate dari 2009-J menuju Mix Bed Polisher di unit demineralisasi.


26

II.5.3 Alat-alat utama Demineralisasi 1. Mixed Bed Polisher (2001-UA/UB/UD) Fungsi: Menyerap mineral. Adalah tangki yang berisi resin kation dan anion. Resin ini akan mengkap seluruh ion, baik kation maupun anion, yang terdapat dalam raw condensate sehingga menjadi air bebas mineral (air demin). 2. Chemical Drum Fungsi: menyimpanan bahan kimia yang akan digunakan untuk regenerasi resin di mixed bed polisher. 3. Tangki Air Demin Fungsi: menampung air demin dari mixed bed, dengan kapasitas 1200 m3. 4. Pompa-pompa Fungsi: engalirkan air dari tangki raw condensate ke mixed bed polisher. 5. Blower Udara Fungsi: mengusir gas terlarut dalam proses kondensat dan alat yang digunakan untuk mengaduk resin dari mixed bed polisher dalam proses regenerasi. 6. Kolam Netralisasi Fungsi: menampung sementara air bekas regenerasi untuk dinetralkan terlebih dahulu sebelum dibuang ke outfall.

II.5.4 Dekripsi Proses Demineralisasi Reaksi yang terjadi adalah sebagai berikut : Resin Kation

: R – H + A+

R – A + H+

Resin Anion

: R – OH + B-

R – B + OH-

Kation

: CaSO4 + H2Z

CaZ + H2SO4

Anion

: R4NOH + Na2SiO3

R4NSiO3 + 2 NaOH

Proses diatas terjadi secara reversibel sehingga bila resin sudah jenuh, atau tidak bisa menangkap atau mengikat ion mineral positif/negatif, bisa diregenerasi kembali. Regenerasi dilakukan dengan mereaksikan resin dengan asam/basa sehingga ion mineral positif yang sudah terikat di resin akan terlepas lagi. Pada proses penangkapan ion positif dan negatif tersebut akan terlepas ion H dan ion OH yang bereaksi membentuk H2O (air), dengan reaksi :


27

H + OH  H2O Proses yang terjadi dalam unit ini adalah kation dan anion yang terlarut dalam air umpan akan terserap oleh resin secara bersama-sama. Indikasi adanya penyerapan di dalam mixed bed polisher adalah konduktivitas air yang keluar dari MBP rendah. Konduktivitas rendah berarti padatan atau mineral yang terlarut didalamnya juga rendah. Raw condensate yang tertampung di dalam tangki RC dan proses kondensat dari condensate stripper amonia dialirkan ke MBP dari bagian atas dengan menggunakan pompa, dan keluar dari bagian bawah MBP berupa air demin dengan konduktivitas rendah (< 1µs). Air demin kemudian ditampung di demin water storage tank (2001 F) untuk kemudian didistribusikan ke deaerator utility, unit amoniak, dan regenerasi mix bed polisher.

Gambar II.8 Proses di Unit Demineralisasi II.5.5 Regenerasi Resin Apabila kemampuan resin mengikat ion-ion dalam air berkurang, ditandai dengan indikasi konduktivitas air demin naik, maka perlu dilakukan regenerasi untuk mengaktifkan kembali resin cation dan anion. Resin yang sudah jenuh diregenerasi dengan menggunakan asam (H2SO4 5%) untuk resin kation dan menggunakan basa (NaOH 4%) untuk resin anion. Regenerasi kedua resin ini dilakukan secara bersama-sama.


28

Reaksi regenerasi : Kation :

CaZ + H2SO4

CaSO4 + H2Z

Anion :

R4NSiO3 + 2 NaOH

R4NOH + Na2SiO3

Regenerasi dilakukan apabila : 1. Total flow/total galon telah mencapai 5256 m3 2. Conductivity telah mencapai 2 µs 3. Kandungan SiO2 lebih dari 0,02 mg/l Tabel II.1. Kualitas Air Parameter

Air Raw Condensate

Air Demin

pH

8,8 – 9,2

6,2 -6,5

Konduktivitas (µs/cm)

25

0,2

Cl2 (ppm)

0,02

0,02

Total Cu (ppm)

0,1

0,03

Total Fe (ppm)

0,1 / 0,35 (nor / max)

0,02

Na + K (ppm)

0,6

0,01

Bicarbonate (ppm)

12,9

-

Sulphate (ppm)

0,1

-

SiO2 (ppm)

0,02

-

Methanol (ppm)

30

-

TDS (ppm)

1

-

Alkalinity (ppm)

6,5 – 7,5

-

Tahapan-tahapan regenerasi resin antara lain : 1. 1st partial drain (5 menit) Mengurangi level agar resin tidak terbuang saat air mixing 2. 1st air mix (5 menit) Mengaduk resin agar homogen 3. 1st settling (5 menit) 4. Back washing (separasi) Anion dan kation terpisah berdasarkan perbedaan berat jenis 5. 2nd settling 6. Chemical injection (40 menit) Mengaktifkan kembali resin yang telah jenuh


29

-

H2SO4(5%) : mengalir dari bagian bawah (resin kation)

-

NaOH (4%) : mengalir dari bagian atas (resin anion)

7. Slow rinse Pembilasan chemical yang tertinggal dengan air demin 8. Fast rinse Pembilasan sisa-sisa chemical dengan raw condensate 9. 2nd partial drain (5 menit) 10. 2nd air mix (5 menit) Mencampur kembali resin anion dan kation 11. Water refilling (5 menit) 12. Final Rinse (20 menit)

II.6

STEAM SYSTEM Steam memiliki persyaratan teknis seperti pH, kandungan zat-zat tertentu,

conductivity, dan lain-lain. Semakin tinggi tekanan steam yang dibutuhkan maka syarat kualitas dari steam yang dihasilkan juga semakin tinggi, hal ini berhubungan dengan pemakai steam itu sendiri terutama steam turbin. Pengolahan air umpan boiler (Boiler Feed Water yang selanjutnya disebut sebagai BFW) yang sesuai dapat mengurangi resiko timbulnya korosi dan scalling. Sehingga BFW ini perlu diberi preboiler treatment, boiler treatment, dan after boiler treatment. II.6.1 Preboiler Treatment 

Deaerasi Deaerasi ini bertujuan untuk mengolah air dari raw material sampai siap

dikirim ke steam drum dengan menghilangkan gas-gas terlarut seperti O2, CO2 yang merupakan persyaratan dari kualitas BFW yang dilakukan di deaerator. Proses deaerasi sendiri dapat dilakukan dengan dua cara : a. Cara mekanis Di aerator dilakukan dengan bantuan steam untuk pemanasan dan stripping untuk menurunkan tekanan parsial dari O2 yang ada dalam BFW agar kelarutan O2 di air akan turun. Untuk meluaskan kontak pada proses stripping, Air demin


30

yang masuk di spray sehingga berbentuk butiran-butiran yang lebih kecil untuk berkontak dengan steam. Hal ini membuat O2 yang terlarut akan berpindah ke fase gas untuk menyeimbangkan sistem akibat adanya driving force yang dihasilkan dari adanya steam diproses stripping. Pada saat terjadinya kontak suhu BFW juga meningkat sehingga kelarutan gas O2 dan CO2 turun karena suhu dari steam yang panas. Campuran steam dan gas-gas yang terlucuti dibuang ke atmosfer. b. Cara kimiawi Injeksi Hydrazine Hydrazine akan langsung bereaksi dengan oksigen seperti reaksi berikut : N2H4 + O2  2 H2O + N2 Reaksi Hydrazine secara tidak langsung : 6Fe2O3 + N2H4  4 Fe3O4 + N2 + 2H2O

(a)

4Fe3O4 + O2  6 Fe2O3

(b)

Reaksi langsung Hydrazine di bawah 1000C langsung berjalan dengan lambat. Namun reaksi secara tidak langsung hydrazine (a) berjalan dengan sangat cepat pada temperatur 690C, sedangkan reaksi tidak langsung (b) tidak menghasilkan padatan terlarut dalam BFW. Oleh karena itu, keadaan operasi yang ditentukan adalah masuknya BFW pada suhu tinggi (sekitar 1070C) sehingga reaksi utama pengikatan oksigen yang terjadi, bukan reaksi sampingnya. Dari reaksi diatas, terlihat bahwa penambahan hydrazine untuk mengikat oksigen tidak menghasilkan padatan terlarut dalam BFW sehingga tidak menurunkan kualitas BFW. Hydrazine diatas dekomposisi termal membentuk NH3, N2, dan H2, reaksinya adalah : 3 N2H4 + Panas  4 NH3 + N2 2 N2H4 + Panas  2 NH3 + N2 + H2 Produk dari dekomposisi termal terdiri dari gas-gas, tidak ada padatan yang terbentuk. Keuntungan menggunakan hydrazine adalah : 

Tidak ada penambahan padatan dalam BFW



Mampu menjaga kondisi passive permukaan logam di sistem (dengan terbentuknya Fe3O4 dan Cu2O)


31



Dapat digunakan di Boiler pada semua tekanan operasi dan masih direkomendasikan pada tekanan diatas 1500 Psi.

Gambar II.9 Deaerator

II.6.2 After Boiler Treatment Pengolahan ini bertujuan untuk menjaga kondensat sistem sesuai spesifikasinya. Sebagian besar penyebab korosi di line kondensat disebabkan adanya CO2 yang terikut di disteam dan akan bereaksi dengan condensate membentuk asam bikarbonat sesuai dengan reaksi berikut CO2 + H2O  H2CO3 H2CO3  H+ + HCO3 Semakin asam suasannya, maka laju korosi semakin besar. Untuk menghindari korosi di line kondensat maka pH harus dijaga pada kondisi basa lemah (pH sekitar 9) dengan cara injeksi amine pada keluaran dari deaerator yang nantinya akan ikut menjadi fase gas bersama steam. Amine sendiri berfungsi untuk menaikkan pH sesuai dengan reaksi R-NH2 + H2O  R-NH3 + OHsehingga dengan terbentuknya gugus hidroksil (OH-) akan menaikkan pH sesuai dengan reaksi H+ + HCO3 + OH  HCO3- + H2O reaksi ini disebut juga dengan reaksi netralisasi CO2. Reaksi ini akan berlangsung terus hingga pH air menjadi 8. Namun jika pH dinaikkan menjadi 9-10 dengan menambah dosis dari amine yang diinjeksikan maka reaksinya akan menjadi


32

CO2 + 2OH-  CO32- + H2O HCO3, CO3, dan R-NH3 akan menjadi condensat dan akan larut didalamnya. II.6.3 Boiler Treatment Pengolahan air di dalam steam drum, termasuk injeksi phospate dan pengolahan garam-garam yang ada. Perlakuan utama dari pengolahan internal boiler adalah dengan mengontrol pH boiler water untuk menghambat korosi dan untuk memisahkan bahan-bahan pembuat kerak (hardness) yang terbawa dari sumbernya dengan membuangnya sebagai sludge melalui intermittent blow down dan continous blow down. Ada beberapa produk dari oksidasi logam yang umum yaitu Fe2O3 dan Fe3O4. Fe2O3 adalah produk korosi yang dihindari sedangkan Fe3O4 sengaja di bentuk karena merupakan bahan berwarna hitam dan sangat sulit untuk larut dalam air yang berfungsi sebagai lapisan anti korosi. Jika O2 terlarut tidak ada dan pH pada kondisi basa, maka lapisan Fe3O4 akan terbentuk pada permukaan logam. Bila lapisan ini tidak rusak oleh mechanical dan thermal stess, maka lapisan ini sangat efektif untuk mencegah korosi pada metal. Oleh karenanya, di banyak langkah dari boiler treatment adalah pembentukan lapisan Fe3O4. Lapisan Fe3O4 akan bekerja sebagai pelindung dari korosi bila terbentuk dengan merata dan sempurna pada semua permukaan metal. Beberapa hal yang merusak lapisan ini antara lain, tidak terbentuknya lapisan ini dengan sempurna, kualitas air yang jelek, atau terjadinya thermal stress. Namun jika ada O2 (oksigen) terlarut maka korosi yang ditunjukkan dengan terjadinya reaksi di bawah ini akan terjadi. 4Fe3O4 + O2  6 Fe2O3 Bahan kimia yang digunakan dalam treatment ini adalah Natrium Phospate, dimana pemakaiannya untuk boiler tekanan tinggi relatif lebih aman karena tidak adanya efek samping pembentukan gas CO2 seperti pada pemakaian Natrium karbonat dan caustic, sehingga terjadinya embrittlement bisa dihindari.

II.6.4 Boiler Boiler pada bagian utility K-2 terdiri dari dua jenis yaitu Waste Heat Boiler (WHB) yang panas produksinya berasal dari pemanfaatan panas dari exhaust generator yang kemudian ditambah pemanasan dari 2 sistem burner


33

(burner untuk pembangkit steam dan burner untuk steam superheater) dan Package Boiler (PKB) yang panas produksi dari panas hasil pembakaran natural gas pada burner. Pada kedua boiler ini, pengendalian kadar padatan total dalam boiler agar tidak melampaui tingkat maksimum yang diijinkan dilakukan dengan membuang sebagian (blow down) air dalam boiler water. Blow down pada pengoperasian boiler dibagi menjadi dua, yaitu contious blow down yang dimaksudkan untuk membuang kotoran yang terbentuk pada permukaan air dalam steam drum sebagai akibat injeksi phospate dan intermitten blow down yang ditujukan sesuai kebutuhan untuk mengendalikan kadar padatan total di dalam air steam drum melalui pembuangan lumpur (sludge) yang terkumpul dalam water drum. Pada boiler, apabila terjadi kesalahan pemberian konsentrasi bahan kimia pada proses treatmentnya, maka dapat mengakibatkan terjadinya busa (foaming) dan priming yaitu sejumlah air secara periodik terbawa oleh steam yang akan terbawa air boiler. Secara umum, ada beberapa parameter operasi yang perlu diperhatikan baik pada WHB ataupun PKB. Parameter tersebut antara lain: 1. Steam drum level Level dari steam drum dijaga pada kisaran aman yaitu 60-70% dari total level. Jika terlalu tinggi dikhawatirkan akan terjadi priming yang mana akan membahayakan alat yang digunakan. Dan jika terlalu rendah dikawatirkan adanya kegagalan suplai BFW atau adanya kebococan pada sistem di boiler. 2. Pressure fuel ( main burner dan pilot burner ) Pengamanan ini berfungsi saat tekanan dari fuel telalu tinggi sehingga dikhawatirkan akan berbahaya karena nyala api yang berlebihan, dan juga saat tekanan dari fuel terlalu rendah yang akan berpotensi mengakibatkan falme failure. 3. Steam temperature uotlet boiler Temperature uotlet boiler dijaga pada batas temperatur maksimum 495 0C sesuai dengan mempertimbangkan range aman dan design pressure dari alat-alat yang ada serta sistem perpipaan.


34

4. Suplai udara pembakaran Apabila suplai udara untuk pembakaran mati, atau terhenti, maka sistem pada boiler pada umumnya juga akan men-trip-kan boiler secara otomatis. Hal ini dilakukan untuk menghindari adanya fuel gas yang tidak terbakar yang keluar secara liar sehingga berbahaya. 5. Flame failure Apabila terjadi flame failure, maka baik pada WHB maupun PKB akan trip untuk keamanan. Flame failure ini bergantung dari pembcaan flame scannerr yang ada pada masing masing boiler (WHB = 18 buah sedangkan PKB = 2 buah). Apabila pembacaan pada semua flame scanner tidak ada pembakaran maka boiler akan trip. II.6.4.1 Package Boiler ( PKB ) Package Boiler ( PKB ) didesain meghasilkan 100 Ton/jam steam. Panas yang digunakan adalah hasil pembakaran fuel gas dari KO Drum dengan tekanan 7 kg/cm2 yang di-let down-kan menjadi 0,4 kg/cm2 untuk main burner.

Gambar II.10 Package Boiler Untuk umpan boiler, sebuah pompa motor digunakan untuk mensuplai Boiler Feed Water ke steam drum dan sebuah motor stant by sebagai back up. Dalam PKB ini umpan terlebih dahulu dialirkan melalui economizer untuk pemanasan awal dengan menggunakan sisa gas yang akan keluar lewat cerobong. Pada steam drum, air akan bersirkulasi seperti pada proses konveksi di air yang mendidih, dimana air boiler dengan densitas tinggi akan turun melalui pipapipa downcomer ke water drum dan kemudian air boiler yang mempunyai


35

densitas rendah akan naik melalui tube-tube riser dengan disertai pembentukan steam. Air yang ada dalam riser mempunyai densitas yang rendah akibat mendapat pemanasan dari flue gas sehingga terjadi sirkulasi secara alami (natural Circulation) dimana uap yang terbentuk bersama-sama air panas pada riser akan kembali ke steam drum. Steam yang terbentuk dalam steam drum akan terpisah dari air dan keluar dari steam drum pada keadaan saturated (3000C), selanjutnya masuk ke bagian superheater untuk mengubah uap jenuh tersebut menjadi uap panas lanjut. Pada superheater, steam akan melewati primary superheater dan secondary superheater yang mengalami pemanasan dari panas pembakaran bahan bakar. Diantara kedua superheater tersebut terdapat desuperheater yang berguna untuk mengatur temperatur. Penambahan desuperheater ini dilakukan karena gas hasil pembakaran natural gas yang digunakan pada primary superheater, secondary superheater, dan pemanas pada tube-tube riser dan downcomer di convection bank merupakan satu aliran. Jika ada penambahan beban steam yang diproduksi maka jumlah panas laten yang dibutuhkan untuk penguapan cukup besar. Namun, penambahan beban panas sensibel yang dibutuhkan untuk menaikan suhu steam akan jauh lebih kecil dibandingkan kenaikan beban panas akibat penguapan air dari kalor latennya. Oleh karena media pemanasnya merupakan satu rangkaian aliran, maka akibat dari penambahan beban panas yang dibutuhkan untuk menaikkan jumlah steam yang terbentuk, akan membuat steam yang dihasilkan over spec karena akan mempunyai suhu yang lebih tinggi dan tekanan yang lebih tinggi akibat dari pemanasan yang berlebih pada superheater. Oleh karena itulah dipasang desuperheater diantara kedua superheater yang bekerja dengan menginjeksikan BFW sesuai dengan kebutuhan untuk menghasilkan steam dengan tekanan 80 kg/cm2 dengan temperatur 480 0C pada outlet secondary superheater.

II.6.4.2 Waste Heat Boiler (WHB) Waste Heat Boiler (WHB) di desain untuk menghasilkan 140 ton/jam steam. Selama normal operasi, WHB beroperasi untuk menghasilkan steam dengan rate berkisar 120 kg/jam untuk memenuhi kebutuhan dari Kaltim-2 dan kebutuhan di integrasi. Sumber panas utama dari boiler ini adalah flue gas (gas


36

sisa) yang dihasilkan dari Gas Turbin Generator (GTG) yang memiliki panas buang 480 0C. Gas burner pembantu, yang terdiri dari main burner, dan pilot burner untuk memperoleh tambahan panas sehingga dapat menentukan kualitas produk yang diinginkan yaitu superheated steam bertekanan 80 kg/cm2 dan suhu 480 0C dengan superheater burner. Pembakaran terjadi dengan memanfaatkan udara ekses dari pembakaran pada turbin generator yang memiliki panas buang 480 0C dengan kelebihan oksigen 16% ekses. Aliran flue gas yang masuk ke WHB dibagi menjadi dua, sebagian besar ke steam drum dan sebagian lainnya ke steam superheater.

phospate BFW

Steam 80 kg/cm2 fuel To blow down drum

Gambar II.10 Sistem Waste Heat Boiler BFW dipompakan dari 2003 JT/JA, kemudian dialirkan ke boiler yang terlebih dahulu dipanaskan pada bagian atas dari steam superheater sebagai economizer untuk pemanfaatan panas flue gas. BFW kemudian masuk ke steam drum lalu dengan pola aliran gravitasi atau natural convection yang terjadi karena adanya perbedaan density akibat pemanasan pada convection bank. Boiler water mengalir turun dan mengisi tube-tube down comer yang menuju ke water drum karena mempunyai densitas yang lebih besar, sedangkan air beserta steam yang terbentuk setelah proses pemanasan akan mengalir ke steam drum dari water drum melalui tube-tube riser akibat mempunyai density yang lebih kecil. Steam saturated tersebut kemudian dipanaskan lebih lanjut pada steam superheater


37

dengan pemanfaatan panas yang diarahkan dari GE GTG dan ditambah dengan pembakaran fuel natural gas dihasilkan steam superheated yang bertekanan 80 kg/cm2 dengan temperatur 480 0C. II.6.5 Steam Distribution Steam utama yang dihasilkan di unit utility adalah steam dengan tekanan 80 kg/cm2 yang umum disebut HP (High pressure) steam. Steam yang dihasilkan oleh WHB dan PKB masuk kedalam steam header yang kemudian didistribusikan ke urea, sistem integrasi, dan di-let down-kan ke tekanan 40 kg/cm2 (MP). MP (Medium Pressure) steam didistribusikan menuju ke beberapa user di offsite, dan sebagian juga dikirimkan ke unit ammonia dan sisanya

di-let down-kan ke

tekanan 3,5 kg/cm2 menuju ke LP (Low Pressure) steam header. Selain dari hasil let down MP steam di utility, LP steam juga diperoleh dari ammonia unit, steam hasil peristiwa flashing pada blow down water drum di unit 2005-F serta dari flashing steam trap pada HP steam. LP steam kemudian dikirim ke masing-masing user yang kemudian dikondensasikan dan hasil kondensatnya dikumpulkan sebagai raw condensate di RC (Raw Condensate) tank. Berikut ini adalah diagram dari distribusi steam.

Keterangan : 2002 U : Deaerator

2001 JT : Turbin Demineralisasi

2103 E : Condensate Stripper

2002 JT : Turbin Off-site demineralisasi

2005 L : Desalinasi

2003 JT : Turbin BFW

2001 CA/B : Instrumen Air Dryer

2218 JBT : Pompa Fresh Cooling water


38

II.7

UNIT UREA FORMALDEHYDE Unit UFC Kaltim-2 ini berfungsi menghasilkan Urea Formaldehyde

Concentrate dengan konsentrasi 85 % yang akan digunakan pada proses prilling atau granulasi urea untuk meningkatkan kekuatan dan menghindari caking urea prill ataupun granul. II.7.1 Unit-unit yang ada di UFC 1. Bagian raw material, terdiri dari : a. Tangki penyimpanan methanol (T-201) b. Buffer tank methanol (T-101) c. Methanol evaporator (E-101) d. Buffer tank urea (T-102) 2. Bagian sintesa, terdiri dari : a. Kompresor udara (K-101) b. Reaktor (R-101) c. Oil system separator (B-102) 3. Unit absorbsi dan treatment a. Absorber udara (F-101) b. Incenerator catalytic converter (R-102) 4. Bagian penyimpanan produk - Tangki penyimpanan produk UFC (T-202)

Gambar II.11 Unit Urea Formaldehyde Concentrate


39

II.7.1 Deskripsi Proses Pabrik UFC menghasilkan UFC dengan konsentrasi 85 %. Proses pembuatan UFC dibagi menjadi dua bagian utama, yaitu sintesa formaldehyde dan absorbsi formaldehyde. Sintesa formaldehyde menggunakan bahan baku methanol dengan oksigen yang berasal dari udara bebas. Produk formaldehyde yang terbentuk kemudian di-absorb oleh urea solution yang diencerkan dengan air demin sehingga menghasilkan produk UFC. Methanol dari Methanol Receiving Tank dialirkan ke Methanol Buffer Tank dengan pompa P-101 A/B dengan Condensate Steam sebagai pemanas.Dari Evaporator.

Uap

methanol

tersebut

dicampurkan

dengan

udara

yang

disirkulasikan oleh Blower. Campuran gas ini dipanaskan terlebih dahulu sebelum masuk reaktor (200-2050C). Pemanasan suhu ini bertujuan untuk mencpai temperatur reaksi dan juga untuk mencegah terjadinya oksidasi katalis. Campuran ini kemudian diumpankan dalam Reaktor R-101. Reaksi ini menggunakan katalis FK-2 (Fe2(MoO4)2.MoO3) dengan reaksi sebagai berikut : CH3OH + ½O2

HCHO + H2O

Sebagian kecil dari HCHO akan teroksidasi menjadi Formic Acid, yang selanjutnya akan terurai menjadi CO dan H2O , disamping itu juga akan terbentuk sedikit Dimethyl Eter. HCHO + ½O2

HCOOH + CO + H2O

Reaksi pembentukan formaldehid sangat eksotermis, untuk menjaga kondisi temperatur yang optimum dan mengatur komposisi/formasi produk, panas reaksi diambil dari luar tube catalys oleh dowterm oil. Oil akan masuk sebagai pendingin dengan fase liquid jenuh, kemudian akan keluar dari reaktor dalam fase uap jenuh. Uap yang keluar akan masuk oil separator yang akan digunakan sebagai pemanas pada proses gas heater dan Tile Gas Heater. Kelebihan panas akan didinginkan dalam air cooler for oil. Selanjutnya oil yang keluar Proses Gas Heater, tail gas heater serta air cooler for oil berupa liquid jenuh masuk ke oil separator untuk dipergunakan sebagai pendingin lagi. Gas panas keluaran reaktor yang mengandung formaldehyde didinginkan dan dipakai untuk membangkitkan steam tekanan 0,06 kg/cm2 (T = 102 0C) di WHB, yang digunakan sebagai media pemanas pada evaporator methanol. Steam


40

yang dibangkitkan ini merupakan suatusiklus tertutup dimana feed dari steam WHB ini merupakan kondensat dari steam yang digunakan untuk memanaskan methanol evaporator. Gas produk yang kaya akan formaldehyde kemudian masuk dari bagian bawah absorber diserap oleh larutan produk yang dipompakan P-106 A/B ke bagian tengah dan sisa gas formaldehyde yang belum terserap mengalir ke atas dan diabsorb dengan menggunakan urea solution dan demin water sebagai larutan absorbennya di (Urea Formaldehyde Absorber ) F-101 untuk menghasilkan UFC. Pada proses absorbsi, dilakukan pengaturan pH di larutan reflux agar tetap basa (dikisaran 9) untuk mencegah penggumpalan dari larutan absorben di F-101 akibat dari adanya formic acid yang terbentuk. Pengaturan pH ini dilakukan dengan menggunakan injeksi NaOH sehingga formic acid akan ternetralisasi sehingga tidak akan terjadi gumpalan pada seksi absorber. Gas-gas yang tidak terserap, keluar dari bagian atas absorber, sebagian dimasukkan lagi ke reaktor sebagai recycle gas dan sebagian lagi sebagian lagi dibakar di catalytic incinerator

II.8

UNIT INSTRUMEN PLANT AIR (PA) dan AIR (IA) Plant air digunakan sebagai udara yang secara umum sebagai aerasi atau

mixing air service hose connection di utilitas, pembersihan udara filter pada gas turbin, pembersihan HPC solution filter di pabrik ammonia, dan urea seeding di unit urea. Instrument air (IA) dimaksudkan sebagai udara kering (low dew point) yang digunakan hampir seluruh media power untuk seluruh instrument yang beroperasi secara pneumatic. II.8.1 Peralatan Utama unit PA dan IA 1. Air receiver Fungsi : menampung udara yang disupply dari inter stage udara compressor pabrik ammonia atau emergency udara pabrik utility. 2. Instrument air dryer (Pre Filter, After Filter, Dryer) Fungsi: menghilangkan uap air, debu, kotoran dan minyak yang ada dalam udara.


41


Gambar II.12 Unit IA dan PA IA dan Supply Plant Air (PA) disuplai dari kompresor udara proses di unit ammonia, Emergency compressor udara (cadangan), nitrogen (back-up). Udara masuk ke air receiver yang mana diberikan untuk shutdown yang aman dari pabrik. Saat emergency, receiver tank akan mensuplai 1,5 dari desain flow udara selama 8 menit dengan tekanan tidak lebih kecil dari pada yang dibutuhkan oleh user (min 4 kg/cm2). Downstream dari flow air receiver dibagi untuk PA dan IA. Plant air dikeringkan terlebih dahulu sebelum digunakan untuk Instrument Air, sedangkan untuk keperluan lainnya seperti seeding system pabrik urea, back washing filter larutan karbonat di pabrik ammonia, pembersihan filter udara di gas turbin generator dan utility station dapat digunakan tanpa melalui Air Dryer. IA dryer yang sebanyak 3 unit (normal 2 bekerja 1 standby) menghandel 100% rate. Kedua IA dryer adalah “unheated depressurizing type” dan membutuhkan 15% flow udara excess untuk regenerasi. Back up ke sistem udara di supply oleh emergency kompresor. PA tie in diberikan ke dan dari kaltim 1/2/3/4. Block valve dari pada line tie in secara normal tertutup kecuali dalam keadaan emergency. IA tie in juga diberikan untuk penggunaan emergency.


42

N2 tersedia dari K-1 dan didistribusikan untuk sistem IA sebagai back up terakhir. N2 yang digunakan hanya untuk waktu pendek/singkat, dalam keadaan emergency sampai emergency kompresor dapat beroperasi kembali atau mendapatkan supply lewat cross connection dari K-1/3/4. IA untuk urea dan ammonia loading diberikan dari K-1. PA cross connection diberikan dari K-1/3/4 sebagai back up ke sistem plant air. Siklus pengolahan dari aliran udara antara 2 desiscant chamber, dimana salah satu service sebagai media pengering, sedangkan yang lain proses reaktifasi. Udara basah masuk lewat prefilter dan inlet switching valve kemudian masuk chamber untuk dikeringkan. Udara kering meninggalkan dryer mengalir lewat after filter dan masuk ke IA header. Setiap dryer akan service dan regenerasi selama 5 menit.

II.9 UNIT PEMBANGKIT LISTRIK Sumber utama listrik di Kaltim-2 disuplai oleh Generator Gas Turbin (GTG). Generator dirancang dengan kapasitas 31 MW untuk membangkitkan listrik 11 KV, frekuensi 50 Hz. Turbin Gas Generator terdiri dari 3 tingkat, dan kompressor udara terdiri dari 17 tingkat. Untuk start awal, digunakan bantuan motor diesel yang disambung ke kompressor untuk menggerakkan kompressor sehingga bisa menyerap udara. Untuk menambah kehandalan pabrik, saat ini plant di PKT semuanya telah mempunyai suatu sistem interkoneksi (sistem integrasi). Dengan adanya integrasi, apabila salah satu plant mengalami kegagalan power, maka suplai power dari integrasi akan membuat plant ammonia tetap hidup pada rate minimum dengan kondisi plant urea mati (shut down). Pertimbangan untuk tetap mempertahankan plant ammonia tetap hidup adalah karena untuk men-strat up plant ammonia dibutuhkan energi yang cukup besar dan juga waktu yang lama untuk dapat beroperasi secara normal. Berbeda dengan plant urea yang membutuhkan waktu start up lebih singkat dan tidak terlalu tinggi energi yang dikeluarkan sehingga dari segi biaya (cost) mempertahankan plant ammonia untuk tetap hidup meskipun pada rate rendah akan lebih menguntungkan. Pada saat terjadi kegagalan power pada GTG, power dari integrasi tidak bisa meng-cover semua


43

kebutuhan listrik di K-2 sehingga dibutuhkan pengurangan beban power yang di konsumsi. Hal ini diatur dalam mekanisme load sheeding, yang mengatur itemitem yang harus dimatikan saat terjadi power failure. Beberapa item yang ada dalam load sheeding antara lain -

101 JAM (air compressor di ammonia unit)

-

2218 J (pompa fresh cooling water)

-

2201 J (sea water pump)

-

304 J & 307 J (ammonia pump dan carbamate pump di urea unit) Saat ini GTG beroperasi dengan beban 22 MW dengan rincian distribusi

listrik ke Kaltim 2 ±16 MW dan sisanya masuk ke sistem integrasi. System distribusi terdiri dari 10 trafo, 10 MCC, 4 EMCC, 1 Uninterrupted Power Supply (UPS ) dan 6 bangunan MCC. II.9.1 Peralatan yang digunakan : 1. Generator Gas Turbin General Electric (2010-U) 2. Generator Emergency Diesel Yanmar (2003-U) 3. Uninterrupted power Supply (UPS-01) II.9.2 Uraian Proses Pada turbin gas, tenaga penggerak sudu-sudu turbin berasal dari campuran udara yang dikompresi dan bahan bakar yang dibakar di dalam sebuah ruang bakar. Tenaga yang dihasilkan oleh turbin sebagian dipakai untuk menggerakkan compressor yang mensuplai udara dalam ruang bakar sebagian lagi dipakai untuk keperluan lain misalnya sebagai pembangkit listrik. Compressor yang bergerak bersama-sama dengan turbin menghisap udara dari atmosfir kemudian dikirim ke ruang bakar, di dalam ruang bakar dimasukkan bahan bakar (Natural Gas) yang sebelumnya telah melalui NG preheater dan juga NG K.O. drum dinyalakan sehingga terjadi pembakaran. Campuran udara excess dan gas hasil pembakaran yang bertekanan mengalir dan mengembang melalui sudu-sudu turbin dialirkan ke atmosfir dan dimanfaatkan panasnya untuk membangkitkan WHB. Jumlah kebutuhan listrik akan mengontrol jumlah gas bumi yang dibutuhkan untuk pembakaran dan operasi turbin gas. Bila starting sistem dari turbin diaktifkan dan clutch tersambung, maka rotor turbin ikut bergerak dan unit yang terhubung pada rotor (compressor,


44

generator) juga akan berputar. Udara luar akan terhisap oleh compressor dan mengalir ke combustion chamber. Pada keadaan awal, IGV (Inlet Guide Vane) yang merupakan pengatur jumlah udara masuk, diatur pada keadan bukaan minimumnya dan venting kompressor dibuka penuh untuk menghindari surging. Fuel dari battery limit masuk ke combustion chamber bercampur dengan udara dan dinyalakan dengan bantuan ignition. Bila satu burner telah menyala, maka burner-burner lainnya akan menyala juga. Gas panas dari combustion chamber mengalir ke transition piece yang terletak pada combustion chamber liner dan mengalir ke turbin yang terdiri dari 3 stage. Tiap stage terdiri dari jajaran nozzle yang dilengkapi dengan turbin bucket. Di nozzle kecepatan gas meninggkat dan kenaikan gas kemudian menggerakkan turbin bucket sehingga seluruh rotor berputar. Pada saat kecepatan turbin sudah mencapai 60%, maka secara otomatis clutch akan terlepas, dan turbin sudah bekerja secara mandiri menaikkan speed dengan pengaturan bukaan IGV (Inlet Guide Vane) dan suplai fuel. Pada saat speed turbin sudah mencapai 95%, maka vent kompressor akan tertutup dan sudah bisa mulai untuk dilakukan pembebanan pada generator. Setelah melalui stage 3, gas hasil pembakaran kemudian mengalir ke exhaust duct untuk dimanfaatkan panasnya sebagai pembangkit di WHB pada normal operasi.

Gambar II.13. Skema Unit Pembangkit Listrik Kaltim-2 Parameter penting yang dikendalikan : A. Turbin : 1. Exhaust gas temperature Saat temperatur exhaust mencapai 565oC maka IGV akan membuka 14o dari 57o yang akan mendinginkan temperatur exhaust dengan menambah jumlah udara yang masuk. Maksimum opening IGV adalah 87 o dan alarm


45

akan muncul pada suhu 579oC dan GTG akan trip saat temperatur exhaust mencapai 588oC, 593oC, atau di 601oC 2. Vibrasi Vibrasi maksimum yang diizinkan maks. 2,54 cm/detik (1 inc/detik) dengan arah vertical. Jika vibrasi naik signifikan maka GTG akan trip. 3. ∆P filter udara Apabila filter udara mempunyai ∆P mencapai 6 inH2O maka akan memberikan sinyal alarm dan akan otomatis trip saat ∆P mencapai 10 inH2O. Sehingga pada saat alarm berbunyi harus di bersihkan filter udaranya. 4. Pressure pada lube oil Pressure lube oil pada header bearing diset pada 1,75 kg/cm2G, turbin akan trip jika pressure lube oil turun sampai 0,56 kg/cm2G. 5. Temperatur lube oil Pada saat temperatur lube oil 74oC maka akan alarm sebagai peringatan dan akan trip saat temperaturnya mencapai 80oC karena adanya indikasi kegagalan dalam sistem pendingin. 6. Over speed trip yaitu pengamanan terhadap kecepatan turbin yang diijinkan. Apabila kecepatan turbin melebihi batas dari yang diijinkan maka GTG akan trip. Kecepatan putaran turbin maksimum 110% speed untuk sistem yang digerakkan oleh elektrik dan 112% speed untuk sistem yang digerakkan secara mekanikal. Kecepatan putaran 100% speed sebesar 5100rpm. B. Generator 1. Frekuensi Turbin governor akan menjaga kecepatan turbin walaupun suplai fuel gas berubah-berubah. Jika kecepatan turbin diset pada 5105 rpm, maka kecepatan generator 3000 rpm dan menghasilkan listrik dengan frekuensi 50 Hz. Kecepatan turbin bervariasi 95-107%. Frekuensi dikendalikan 47,553,5 Hz. 2. Voltase


46

Voltase dihasilkan generator dengan cara mengubah-ubah field current generator. Peningkatan field current dapat menyebabkan naikknya voltase di generator. Fluktuasi voltase dari setting point dikoreksi dengan automatic regulation oleh generator field current. System pengamanan lain pada turbin gas : Fire protection system. Pemadam kebakaran yaitu system detector terhadap kebakaran yang akan mengaktifkan pemadaman secara otomastis dan menstop operasi dari turbin, media yang dipakai untuk pemadaman adalah CO2 Pada saat turbin mati atau sengaja dimatikan, GTG mempunyai sistem pendinginan shaft untuk mencegah shaft turbin yang panjang tersebut bengkok akibat tidak meratanya beban panas dan juga pengaruh dari gravitasi. Sistem ini disebut rachet dimana distribusi panas disebarkan secara merata dengan memutarkan shaft dari turbin generator sacara periodik agar beban tumpuan ke bawah yang ada karena gravitasi terdistribusi secara merata. Sistem ini akan memutar shaft 47o secara periodik setiap 3 menit sekali selama 10 jam. Jika terjadi failure pada GTG, maka sekitar generator Yanmar akan auto start dan menghasilkan listrik untuk peralatan listrik yang tidak boleh mati seperti pompa oil 317 J/JA, 320 J, lampu penerangan dan lift di prilling tower. Perpindahan power dari GTG ke Generator emergency Yanmar terjadi jika voltase GTG turun sampai 76% dengan waktu diperlukan sekitar 6-10 detik. Automatic Transfer Switch (ATS) yang ada pada tiap EMCC juga akan memberikan signal start pada generator Yanmar saat ada gangguan pada salah satu EMCC yang keseluruhannya berjumlah 4 buah EMCC. Setelah voltase Yanmar mencapai 95%, ATS akan melepaskan hubungan dengan GTG. Perpindahan power kembali dari Yanmar ke GTG dilakukan secara manual. Listrik yang dihasilkan dari GTG diteruskan ke bus bar 11KV. Dari bus bar 11KV kemudian ada yang dinaikkan ke bus bar 33KV untuk masuk ke sistem integrasi. Selain itu, dari bus bar 11KV ada yang langsung digunakan untuk item 101-JAM (air compressor) di unit ammonia dan ada juga yang kemudian diteruskan ke travo-travo untuk di turunkan voltage-nya menjadi 6,6KV, 525V


47

atau sesuai dengan kebutuhan user. Secara sederhana distribusi power pada kaltim 2 dapat dilihat pada gambar1. Pada sistem integrasi digunakan sebuah rangkaian sperti cincin yang bisa saling menghubungkan untuk membuat aliran listrik tetap bisa mengalir meskipun terjadi kegagalan disalah satu generator.

Gambar Distribusi Listrik Kaltim-2


48

BAB III AMMONIA

Produksi Ammonia pada Kaltim 2 ini menghasilkan produk Anhydrous liquid ammonia (99,9%) melalui proses Kellog dengan catalytic reforming dengan kapasitas 1500 MTPD serta gas CO2 sebagai bahan baku pabrik urea. Kemudian pada tahun 1999, dilakukan program retrofit yaitu menaikkan kapasitas produksi menjadi 1800 MTPD dengan penambahan alat yaitu kompresor udara 101 JA, chiller 130 C, dan HRU membran dan penggantian tube katalis Primary Reformer (101-B) dengan kapasitas yang lebih besar volumenya. Ammonia disintesa dari gas nitrogen yang berasal dari udara dan gas hydrogen yang berasal dari gas alam. Proses produksi ammonia terdiri dari beberapa langkah yaitu : 1. Tahap Persiapan Bahan Baku Gas Sintesa a. Desulfurizer b. Catalytic Reforming c. Water-Gas Shift 2. Tahap Pemurnian Gas Sintesa a. CO2 Removal b. Methanator 3. Tahap Sintesa Ammonia a. Ammonia Converter b. Ammonia Refrigerant c. Flash Drum 110 F/ 141 F/ 111 F/ 112 F

III.1 PERSIAPAN BAHAN BAKU GAS SINTESA Alat-alat utama yang digunakan a. Feed Gas KO Drum (120-F) Untuk memisahkan condensate dari hidrokarbon berat yang terkandung dalam gas proses dengan jalan memasang demister di bagian atas vessel. b. Desulfurizer (102-DA/DB) Untuk memisahkan sulfur dari gas proses dengan bantuan katalis ZnO.


49

c. Primary Reformer Untuk mereaksikan CH4 dengan H2O menjadi CO2 dan H2. d. Secondary Reformer Mengubah sisa-sisa CH4 dari primary reformer menjadi H2, CO, dan CO2 serta mendapatkan N2 dengan memasukkan udara. e. WHB ( Waste Heat Boiler , 101-C) Pemanfaatan panas dari gas outlet secondary reformer untuk membentuk steam high pressure. f. Waste Heat Superheater (102-C) Pemanfaatan panas dari outlet 101-C untuk mengubah saturated steam menjadi superheated steam. g. High Temperatur Shift Converter HTS (104-DA) Untuk mengubah CO menjadi CO2 dalam temperatur tinggi dengan katalis iron oxida. Reaksinya : CO + H2O ↔ CO2 + H2

+ 9.800 kcal/kgmol

h. Low Temperatur Shift Converter LTS (104-DB) Untuk menyempurnakan perubahan CO menjadi CO2 dalam temperatur rendah dengan katalis cooper (Cu)

III.1.1 DESULFURIZER Gas bumi pada umumnya mengandung zat ikutan yang dapat menyebabkan terjadinya gangguan di dalam operasi pabrik, seperti padatan, senyawa sulfur dan lain-lain. Zat ikutan yang biasa dijumpai di gas bumi yang perlu diperhatikan terutama senyawa sulfur yang dapat mengurangi keaktifan katalis dan senyawa hidrokarbon berat yang dapat menyebabkan kecenderungan terbentuknya deposit karbon. Pada awal proses, gas alam bertemperatur 37 0C dan tekanan 42 kg/cm2a mengalir ke Knock Out Drum (120-F). Di dalam drum, cairan dipisah dari aliran gas, cairan dikeluarkan melalui local level controller LC-33 dan dikembalikan ke offsite area dan hidrokarbon berat serta kondensat dibakar di burn pit agar tidak menyumbat pipa dan mengganggu proses. Aliran gas proses bebas hidrokarbon berat kemudian dicampur dengan gas H2 recycle dari unit HRU untuk


50

menghidrogenasi sulfur organik menjadi sulfur anorganik di unit desulfurizer dan juga untuk menambah kandungan H2 dalam aliran gas sintesis. Sebelum mengalami desulfurisasi gas proses terlebih dahulu dipanaskan hingga temperatur 300-400 0C di feed gas preheat coil pada convection section unit primary reformer (101-B) dengan memanfaatkan panas dari flue gas primary reformer. Gas proses kemudian dialirkan ke desulfurizer (102-DA/B) dengan kondisi operasi 350-400 0C. Desulfurizer berisi katalis CoMo yang berfungsi untuk mengkatalis reaksi hidrogenasi sulfur organik menjadi anorganik di bagian atas dan adsorben ZnO yang berfungsi mengadsorpsi sulfur anorganik di bagian bawah. Diharapkan gas proses yang keluar dari desulfurizer tidak mengandung sulfur lebih dari 0,05 ppm (bahkan trace). Senyawa sulfur yang terkandung dalam gas alam terdiri dari 2 jenis yaitu sulfur organik dan sulfur anorganik. Adsorben ZnO hanya mengadsorpsi sulfur anorganik. Oleh karena itu seluruh sulfur organik harus diubah menjadi sulfur anorganik melalui proses hidrogenasi agar dapat dipisahkan dari aliran gas proses. Ditunjukkan melalui reaksi (1) dan (2) berikut: RSH(g) + H2(g)

RH(g) + H2S

.....(1)

CS2(g) + 4H2(g)

2H2S(g) + CH4

......(2)

H2S yang terbentuk akan diadsorpsi oleh ZnO melalui reaksi (3) berikut. H2S(g) + ZnO

ZnS

+ H2O

.......(3)

Kandungan sulfur keluar dari desulfurizer akan semakin tinggi jika katalis sebagian besar telah berubah menjadi ZnS, hal ini disebabkan sifat penghilangan sulfur adalah penyerapan dengan ZnO, dan kenaikan kandungan sulfur keluar dari desulfurizer dapat juga disebabkan temperatur gas masuk terlalu rendah. Dengan suhu gas masuk antara 350-4000C diharapkan kandungan sulfur keluar desulfurizer < 0,05 ppm.

III.1.2 PRIMARY REFORMER Gas bumi yang telah bebas sulfur dicampur dengan steam dimana campuran ini dipanaskan terlebih dahulu di seksi konveksi sampai suhu 580 oC, kemudian gas tersebut didistribusikan melalui primary gas reformer tube yang berisi katalis nikel sehingga terjadi reaksi kimia sebagai berikut :


51

CH4 + H2O

CO + 3H2

H298 = +49271 kal/mol

(a)

CO + H2O

CO2 + H2

H298 = -9838 kal/mol

(b)

Reaksi (a) disebut methane steam reforming reaction yang sifatnya sangat endotermis dan terjadi pada suhu 760oC sedangkan reaksi (b) disebut water gas shift reaction yang sifatnya eksotermis. Untuk memenuhi kebutuhan panas pada reaksi (a), dilakukan pembakaran gas alam pada area radiant furnace primary reformer. Reaksi ini akan kurang baik pada tekanan tinggi karena reaksi akan bergeser ke kiri sehingga primary reformer dioperasikan pada tekanan 30-37 kg/cm2. Water gas shift reaction adalah eksotermis dan tidak terpengaruh oleh perubahan tekanan serta dapat menurunkan kadar CO dan menaikkan H2.

Mixed feed

Gambar III.1. Desulfurizer dan Primary Reformer Carbon reaction tidak diinginkan terjadi karena dapat membentuk carbon yang menyebabkan penambahan pressure drop pada katalis dan melapisi permukaan katalis sehingga keaktifan katalis berkurang. Untuk mencegah terjadinya deposit karbon dapat dilakukan dengan : -

Menambah temperatur untuk memperkecil harga Kp

-

Memperbesar perbandingan Steam dan Hidrokarbon

Sehingga akan membentuk karbon dioksida melebihi karbon monoksida. Suhu keluar primary reformer dijaga antara 790-820 0C dengan methan lolos antara 911% mol dry gas.


52

Hal yang harus dihindari pada waktu pengoperasan primary reformer adalah terjadinya carbon formation didalam primary reformer. Perbandingan jumlah steam dengan total karbon (S/C) adalah < 3-4, apabila rasio S/C terlalu rendah ( < 1.9) maka bisa menghasilkan karbon, dengan reaksi sebagai berikut : 2 CO ↔ C + CO2 CH4

↔ C + 2 H2

CnHm ↔ nC + m/2 H2 Faktor yang menyebabkan carbon formation : 1. Heat flux yang tinggi pada katalis bagian atas. 2. Gas alam mengandung konsentrasi hydrocarbon yang tinggi seperti olefine. 3. Aktivitas katalis yang rendah. 4. Temperatur. Adanya carbon formation ini mengakibatkan : 1. Kenaikan pressure drop di bed katalis. 2. Pembentukan carbon deposit pada bagian dalam katalis sehingga menurunkan aktivitas dan mechanical strength katalis. 3. Hot spot pada tube katalis. Untuk mencegah terjadinya deposit karbon, dapat dilakukan dengan : 

Menaikkan suhu untuk memperkecil harga Kp



Memperbesar

perbandingan

steam

dan

hidrokarbon

sehingga

akan

membentuk Karbon dioksida melebihi Karbon Monoksida. 

Suhu keluar primary Reformer dijaga antara 800-820oC. Gas alam yang mengalir dari desulfurizer ke radiant section 101-B. Aliran

kemudian dicampur dengan medium steam. Campuran gas dan steam mengalir melalui mixed feed preheat pada coil convection section 101-B dipanaskan sampai 580 0C kemudian mengalir ke puncak radiant section yang mana akan dibagi kedalam 12 sub header secara merata dan parallel. Tiap-tiap sub header membagi aliran ke 42 tube packed yang berisi katalis Nikel. Tube-tube memanjang ke bawah melewati radiant section (total 504 tube katalis), berakhir di horizontal collection header. Masing-masing dari 12 collection header mempunyai sebuah pipa riser ditempatkan di tengah-tengah yang berfungsi untuk mengalirkan gas ke atas


53

melalui radiant fire box ke primary reformer effluent chamber sebagai penghubung primary dengan secondary reformer.

III.1.3 SECONDARY REFORMER

Gambar III.2. Secondary Reformer Secondary reformer berisi katalis Nikel, yang berfungsi untuk mengubah sisa-sisa metana dari primary reformer menjadi CO dan CO2, serta untuk mendapatkan N2 dengan memasukkan udara dari 101-J/101-JA yang telah dipanasi di Air and Steam Heater oleh flue gas Primary Reformer. Reaksi yang terjadi akibat pembakaran gas outlet reformer sangat eksotermis, hingga temperatur di secondary reformer mencapai 1250 0C. Reaksi : H2 + O2

H2O

+Q

CH4 + H2O

CO + 3 H2

-Q

CH4 + 2H2O

CO2 + 4 H2

+Q

Pemanfaatan panas dari outlet secondary reformer untuk membentuk steam High Pressure di WHB 101-C. Nitrogen yang diperlukan di pabrik ammonia diperoleh dari atmosfer dan diteruskan ke proses oleh kompresor udara 101-J dan 101-JA. Kompresor 101-J terdiri dari 2 case, 12 stage, mesin centrifugal digerakkan oleh condensing steam turbin. Udara atmosfer masuk ke mesin melalui filter udara 102-L yang menyaring partikel-partikel kecil di dalam aliran udara. Bagian yang menghubungkan antara udara filter dan nozzle suction kompresor terdapat


54

peredam suara, silencer SP-101. Uap air yang terbawa dalam aliran udara, masuk ke mesin dikondensasikan dan dipisahkan oleh 3 intercooler. Sedangkan 101-JA digerakkan oleh motor. Aliran udara didinginkan di 3 intercooler dan memindahkan panasnya ke Fresh Cooling Water Sistem. Tiap-tiap intercooler terdapat levelglass, high level alarm dan moisture separator. Kompresor dilengkapi dengan instrument local juga temperature dan tekanan dari flow yang masuk dan keluar dari tiap-tiap section pada mesin dapat diamati. Total final flow discharge diukur oleh FIC-4 dan discharge pressure 40,2 kg/cm2 direcord oleh pressure recorder PR-28. Kecepatan turbin dikontrol lewat governor HIC-28 dan indikasi oleh SI-1. Udara proses yang keluar dari kompresor dipanaskan lebih dahulu sampai 496 0C via udara/steam preheat coil yang terdapat di convection section 101-B. Flow udara normal 102.400 kg/jam direcord dan dikontrol oleh FRC-3 dan dapat diisolasi oleh motor operated valve MOV-6. Sebelum masuk di preheat coil 101-B flow steam diatur oleh HIC-20 dan diukur oleh 2 flow meter FI-44A/B. Secondary reformer 103-D dilengkapi water jacket, refractory lined, vessel berisi katalis nikel yang diperlukan untuk reaksi secondary reformer. Bed support berada di bottom vessel (domed shapped) dan high alumina fire brick berbentuk hexagonal yang ada di puncak bed katalis untuk temperatur tinggi, yang disusun khusus untuk distribusi flow. Inlet Plenum atau leher vessel berisi internal tube untuk mencampur udara/gas. Exterior tube meneruskan aliran dan insulating in pigment in jacket diarea dari masuknya gas proses. Primary Waste Heat Exchanger 101-C vertical, exchanger tipe bayonet. Shell exchanger bagian dalamnya dilengkapi refractory lined dan bagian luarnya diselubungi air. Gas proses mengalir melalui shell side memberikan panas ke boiler water yang terdapat di bayonet-bayonet yang menghasilkan high pressure steam (HS). Secondary water exchanger 102-C vertical, shell type konvensional dan tube exchanger : di dalam shell diselubungi refractory, gas proses mengalir melalui shell side memberi panas ke HS steam lewat tube-tube sehingga HS steam menjadi superheated. Transfer line 110-D menghubungkan shell side 101-C dan 102-C bagian dalamnya dari transisi diselubungi refractory dan bagian luarnya


55

diselubungi air. Sebagian aliran gas yang terbentuk dari 101-B masuk 103-D plenum horizontal pada temperatur 834 0C. Flow diteruskan baling-baling dan udara /gas bercampur dengan permukaan horizontal. Aliran udara dipanaskan pada temperature 496 0C masuk 103-D melewati internal tube pada plenum. Gas bercampur pada outlet plenum diatas hexagonal tile distributor. Bila temperature kedua aliran diatas temperatur pembakaran komponen yang didukung dalam aliran gas otomatis terbakar. Pembakarannya stoikiometri/setara, semua oksigen yang diperoleh dari udara dan menghasilkan nitrogen yang diperlukan untuk ammonia sintesis. Flow secara kontinyu mengalir ke bawah melalui tile distributor dan bed katalis untuk secondary reforming dan keluar dari bottom vessel pada temperature 978 0C. Gas yang terbentuk mengalir secara seri melewati shell side 101-C dan 102-C dimana gas ini didinginkan sampai 360 0C dengan memindahkan panasnya ke boiler feed water dan high pressure steam. Tiap exchanger terdapat bypass yang akan mengalirkan kira-kira 40% dari total aliran yang masuk mengontrol temperature gas proses yang masuk 104-DA (TRC-10) dan temperature superheat high press steam yang meninggalkan exchanger 102-C.

III.1.4 HTS dan LTS Tujuan proses ini adalah merubah CO menjadi CO2 dengan reaksi berikut : CO (g) + H2O (g)

CO2 (g) + H2 (g)

ΔH = - 9,38 KKal/mol

Reaksi shift diatas adalah eksotermis sehingga untuk mencapai konversi yang tinggi, suhu operasikan harus rendah. Namun, kecepatan reaksinya akan berkurang. Oleh karena itu, maka reaksi shift dibagi menjadi dua tahap.


56

Gambar III.3 HTS dan LTS III.1.4.1 High Temperature Shift (HTS – 104 DA) Pada unit ini, katalis yang digunakan adalah iron oxide (Fe2O3). Aliran gas proses yang masuk ke inlet HTS bersuhu antara 350-3710C, dimana sebagian besar CO yang masih terdapat di gas proses akan diubah menjadi CO2. Reaksi yang terjadi merupakan reaksi eksotermis, maka suhu gas proses outlet HTS menjadi 420–4380C, dengan CO yang masih lolos dari HTS sekitar 2,5–3,5% mol dry gas. Selanjutnya, gas proses outlet HTS akan didinginkan di 103-C oleh BFW sehingga suhunya akan turun menjadi 334 0C. Kemudian didinginkan kembali di 104-C, suhunya akan turun menjadi 230 0C, dengan media pendinginnya gas proses yang akan masuk ke methanator. Terakhir, gas proses didinginkan kembali oleh BFW di 112-C hingga suhunya mencapai 200 0C. setelah didinginkan, gas akan masuk ke separator 143-F untuk dipisahkan kondensatnya, gas proses akan masuk ke Low Temperature Shift. III.1.4.2 Low Temperature Shift (LTS-DB) Pada unit LTS ini, katalis yang digunakan adalah copper oxide (CuO). Selain itu, karena katalis ini sangat sensitif terhadap senyawa sulfur maka katalis ini dilengkapi juga dengan ZnO. Di LTS, sisa CO yang masih lolos


57

dari unit HTS, akan dikonversikan menjadi CO2 pada suhu reaksi yang lebih rendah yaitu 200 – 235 0C. Gas yang keluar dari LTS akan megalami pendinginan beberapa tahap dengan media pendingin berupa BFW, yaitu pada HE 131-C, 111-C, 105-C, 160-C dan 106-C, sehingga suhu terakhir gas proses menjadi 890C. Karena terjadi pendinginan beberapa tahap, maka kondensat akan terbentuk dimana kondensat akan dipisahkan di raw gas separator (102-F) untuk dikirim ke kondensat stripper (2103-E) di unit utilitas. Sedangkan raw gas-nya akan dimasukkan sebagai umpan di CO2 absorber (101-E) CO2 removal.

III.2

PEMURNIAN GAS SINTESA

III.2.1 CO2 REMOVAL Unit CO2 removal ini terdiri dari unit penyerapan CO2 yaitu di menara absorber (101-E) dan unit pelepasan CO2 di menara stripper (102-E). Syarat terjadinya penyerapan CO2 di absorber adalah pada kondisi operasi tekanan tinggi dan suhu rendah, sedangkan syarat untuk pelepasan CO2 adalah pada kondisi operasi tekanan rendah dan suhu tinggi. Sebagai penyerap CO2 digunakan larutan Benfield dimana aktivator menggunakan ACT-1 dan larutan UCON sebagai anti foem. Tujuan dari penghilangan CO2 di unit ini adalah agar CO2 tidak meracuni katalis di ammonia converter sehingga jumlah produksi ammonia turun. Raw gas dari 102-F masuk ke absorber melalui bagian bawah sedangkan larutan penyerap masuk melalui bagian atas absorber. Gas mengalir ke atas melalui packing-packing sehingga terjadi kontak antara raw gas dengan larutan Benfield. Reaksi penyerapan CO2 yang terjadi adalah sebagai berikut : CO2 (g) + K2CO3 (l) + H2O (l)

2 KHCO3 (l)

Larutan Benfield yang digunakan untuk menyerap CO2 terbagi menjadi dua jenis yaitu lean solution dan semi lean solution. Lean solution masuk pada stage pertama absorber, sedangkan semi lean solution masuk pada stage ke tiga. Setelah terjadi kontak antara larutan Benfield dengan CO2, maka gas sintesis yang telah terserap gas CO2-nya akan keluar dari bagian atas absorber dengan suhu 700C. Gas tersebut masuk ke KO drum (103-F) untuk memisahkan gas dari


58

kondensatnya. Selanjutnya, gas akan dipanasi di 136-C dan 104-C sehingga suhunya mencapai 291 0C, yang akan diumpankan ke methanator (106-D). Larutan Benfield yang banyak mengandung CO2 (rich solution) akan keluar dari bagian bawah absorber pada suhu 117 0C dan tekanan 28 kg/cm2, akan dikirim ke CO2 stripper (102-E) melalui pompa hydraulic turbine (107 JAHT/JBHT) sehingga tekanannya akan turun menjadi 6 kg/cm2. Adanya penurunan tekanan, akan menyebabkan sebagian gas CO2 di larutan terlepas kembali. Pada CO2 stripper, rich solution masuk dari bagian atas stripper yang kemudian di-stripping oleh steam, produk dari 160-C dengan pemanasan dari reboiler 105-C, sehingga CO2 keluar dari bagian atas stripper. Sedangkan lean solution sebagai bottom product dari CO2 Stripper (102-E) akan didinginkan di 109-C hingga suhu 70 0C dengan media pendingin fresh cooling water (FCW) dan selanjutnya dipompa oleh 108 JA/JB/JC ke absorber (101-E) sebagai penyerap gas CO2. Sedangkan semi lean solution dikirim ke semi lean solution flash tank (132F) yang terdiri dari empat stage dengan dilengkapi steam ejector, produk dari 111C. Stage ke empat 132-F, semi lean solution akan dipompa oleh semi lean solution pump (107-JA/B/C) sehingga dapat dipakai sebagai penyerap di absorber (101-E). CO2 yang berasal dari outlet stripper (102 0C), sebelum dikirim ke unit urea dan POPKA, CO2 akan didinginkan di 110-C (HE tipe fin fan yang berjumlah 16 fan), menjadi bersuhu 56 0C. Kondensat yang terbentuk dipisahkan di separator 113-F dan didinginkan lagi di stripper overhead trim cooler 107-C hingga suhu 38 0C, dimana kondensatnya kembali terpisah dengan separator 123F. Kondensat yang terpisah dari 113-F dan 123-F akan dipompa dengan pompa 109 J/JA sebagai refluks di stripper dan masuk ke CO2 Stripper Boiler (113-F) untuk selanjutnya dipompa oleh 116 J/JA sebagai umpan steam stripping produk 111-C dan 160-C, sedangkan kondensat yang berlebih akan dikirim ke neutralizing sump.


59

III.2.2 METHANATOR Pada tahap methanasi ini, unit methanator berfungsi untuk menghilangkan kandungan CO dan CO2 yang masih terbawa oleh sintesis gas dari CO2 removal.

Gambar III.4 CO2 Removal dan Methanator Pada methanator, CO dan CO2 dikonversi menjadi CH4 melalui proses methanasi, yaitu mereaksikan kedua senyawa tersebut dengan H2 dengan menggunakan katalis nikel (Ni). Reaksi yang terjadi di unit ini adalah CO + 3 H2

CH4 + H2O

ΔH = - 49,3 KKal/mol

CO2 + 4 H2

CH4 + 2 H2O

ΔH = - 133,5KKal/mol

Kedua reaksi diatas adalah reaksi eksotermis dimana setiap 1 % mol CO akan menaikkan suhu system sebesar 72 0C dan setiap 1 % mol CO2 akan menaikkan suhu system sebesar 61 0C, sehingga temperatur gas proses yang berasal dari outlet methanator akan naik menjadi sekitar 350 0C dengan jumlah CO dan CO2 yang masih lolos maksimum 10 ppm. Oleh karena itu, untuk mencegah kenaikan suhu reaktor yang terlalu tinggi maka jumlah CO dan CO2 yang masuk methanator dibatasi maksimal 0,43 % CO dan 0,1 % CO2. Sintesis gas yang keluar dari methanator pada suhu 319

0

C akan

didinginkan di 114-C menggunakan BFW, 168-C menggunakan demin water, 115-C menggunakan FCW dan Chiller 130 C1/C2, sehingga suhu menjadi 4,40C.


60

Selanjutnya, syn gas akan dilewatkan ke 104-F untuk memisahkan kondensat dengan gas sintesa, dimana kondensat-nya dikirim ke unit utilitas. Gas sintesa akan dijadikan umpan ke suction LP syn gas kompresor 103-J.

III.3 SINTESA AMMONIA DAN REFRIGERASI III.3.1 SYNTHESIS LOOP

Gambar III.5. Synthesis Loop Gas sintesa keluar dari methanator, setelah dikompresi dari tekanan 27 kg/cm2 sampai 210 kg/cm2 kemudian disintesa menjadi ammonia di Ammonia converter. Reaksi dilakukan pada suhu 454-500 0C dengan menggunakan katalis “Promoted Iron” yang sebagian besarnya Fe3O4 dan beberapa senyawa lain seperti Al2O3 yang dapat menambah kastabilan katalis serta K2O yang mengadsorbsi nitrogen. Reaksi yang terjadi adalah reversible exothermic berikut : N2 + 3H2

2 NH3

H0 = -11040 kal/mol

Reaksi dilangsungkan pada tiga bed katalis dengan volume ketiganya berbedabeda. Panas reaksi yang terjadi menyebabkan suhu campuran setiap bed akan naik, hal ini dipandang dari sudut termodinamika tidak menguntungkan, karena konversi ammonia akan baik bila dilangsungkan pada suhu rendah (eksotermis) dan tekanan tinggi. Sehingga untuk mengoptimumkan reaksi, pada setiap bed


61

dilengkapi dengan quench yang berfungsi menngontrol/menurunkan suhu campuran masuk bed katalis berikutnya. A. Faktor-faktor utama yang mempengaruhi kerja reaktor ammonia: 1.

Suhu Suhu sangat mempengaruhi kecepatan reaksi dan konversi seperti yang

dijelaskan sebelumnya, disamping itu akan dapat memperpendek usia katalis. 2.

Tekanan Semakin tinggi tekanan akan makin tinggi kecepatan maupun konversi

kesetimbangan reaksi. 3.

Laju alir umpan Semakin cepat umpan mengalir ke dalam reactor akan makin pendek waktu

kontaknya sehingga akan makin kecil konversi yang dihasilkan, tapi hal ini akan mempertinggi produksi NH3 persatuan waktu. 4.

Ratio H2/N2 dalam umpan Konversi ammonia perbandingan H2/N2 optimum antara 2,7-2,95.

5.

Konsentrasi gas inert (CH4+Ar) dalam umpan Semakin tinggi kadar gas inert (CH4 + Ar) dan ammonia di dalam umpan

akan sangat memberi pengaruh negative pada konversi. Untuk mengontrol konsentrasi gas inert di dalam system dilakukan dengan cara mengeluarkan sebagian gas campuran (5% dari umpan) yang keluar dari ammonia converter yang disebut Purge gas, dan mengeluarkan sebagian gas-gas uncondensible dari unit refrigeration yang disebut flash gas. B. Deskripsi Proses Purified synthesis gas mengandung hydrogen dan nitrogen dengan perbandingan volume 3:1 dengan 4,4 0C dan 26 kg/cm2 dikompresi ke suction first LP sampai 53 kg/cm2 dan 92,30C di centrifugal kompresor 103-J yang digerakkan oleh steam turbin yang menggunakan high pressure (HS) steam dan sebagian exhaustnya merupakan medium pressure (MS) steam dan sisanya terkondensasi di condenser 103-JT. Kemudian dilewatkan ke tube side exchanger 136-C dengan pendingin feed gas methanator dan 170-C dengan fresh water cooling system sampai 390C. Sejumlah kecil dari discharge flow direcycle kembali dan bergabung dengan feed natural gas di desulfurizer 102-DA/B. Hanya dipakai bila H2 dari


62

HRU 1 dan 2 tidak ada. Kondensat yang terbentuk pada pendinginan syngas dipisahkan di syngas first stage separator 142-F. Kondensat dibuang ke sewer system oleh local level controller LC-10. Lalu gas masuk ke second suction LP. Second suction low pressure case mengkompresi gas sampai kira-kira 98 kg/cm2 pada 126 0C. Discharge stream didinginkan melalui shell side 116-C dengan pendingin fresh cooling water system sampai 78 0C, dan kemudian melewati tube side 129-C memberikan panas pada ammonia refrigeration system. Kondensat yang terbentuk dipisahkan di separator 105-F. Kondensat dibuang ke sewer system. Flow syn gas mengalir dari 105-F ke suction HP case. Discharge syn gas yang ditekan dari HP case pada 182 kg/cm2 113 0C dan digabung dengan aliran effluent ammonia converter yang mengalir dari side shell exchanger 121-C. Gabungan aliran ini didinginkan menjadi 65 0C dengan mengalirkan melewati side shell exchanger 124-C dan kemudian melalui sebelah luar tube gabungan dari exchanger 120-C. Gas semua masuk ke ammonia separator 106-F. Aliran gas yang digabungkan ini mengalir melalui shell didinginkan sampai 42 0C dengan memindahkan panas kepada fresh water cooling system. Unit Exchanger 120-C adalah exchanger yang didesain khusus yang terdiri dari multiple konsentris tube yang melintang membagi shell (4 ruangan terpisah). Uap dingin dari ammonia separator 106-F melalui center tube dan stream dari 124-C dilewatkan secara counter current (berlawanan arah) melalui annulus (bagian luar tube). Shell yang disekat-sekat (partional shell) terdapat empat tingkatan temperature ammonia refrigerant, sehingga aliran gas dari 124-C secara bertahap didinginkan dari out side oleh ammonia refrigerant dan dari in side oleh uap dari 106-F. Efek pendinginan terjadi pencairan kandungan ammonia yang ada di stream gas dari 124-C. Di ammonia separator 106-F, cairan ammonia dipisahkan dari aliran gas. Liquid ammonia dikirim ke ammonia letdown drum 107-F. Vapor dari 106-F mengalir melalui center tube dari unitized heat exchanger 120-C, dimana vapor ini secara bertahap dipanaskan sampai temperature 29 0C dan masuk recycle suction dari kompresor 103-J pada tekanan 180 kg/cm2 dan 29 0C dengan melewatkannya melalui tube side dari convensional


63

exchanger 121-C dan masuk ke ammonia converter melalui inlet manifold. Perpindahan panas di 121-C dengan ammonia conventer effluent.

C. Konversi synthesis gas ke ammonia Ammonia converter 105-D tipe fixed basket terdiri dari high pressure shell yang mempunyai sebuah katalis section dan heat exchanger. Katalis section adalah sebuah shell pada nozzle, terletak disebuah annulus diantara keduanya. Katalis basket terdiri dari 3 bed multi promoted iron katalis. Semua katalis dijaga pada temperature optimum untuk hasil yang maksimum, ketentuan ini dibuat untuk injeksi feed gas dingin sebagai quench diantara ruang bed-bed. Katalis bed disusun sedemikian rupa, dimana top bed mempunyai jumlah katalis yang lebih kecil sebagai batas temperature sebelum point quench pertama. Karena derajat kenaikan temperature lebih kecil di bed berikut, ukuran bed berturut-turut lebih besar sampai ke dasar. Diatas katalis basket dipasang interchanger 122-C sebagai pemanas inlet gas yang bertemu dengan gas panas yang telah bereaksi dari katalis bed terakhir. Pipa by pass dipasang untuk tujuan memasukkan feed gas tanpa preheating dan untuk mengontrol temperature di top katalis bed. Inlet manifold untuk ammonia converter 105-D dibagi dalam lima cabang. Tiga cabang adalah quench aliran gas dingin masuk ke vessel melalui distributor diatas setiap bed. Aliran quench memby pass feed/effluent interchanger 122-C. Aliran quench digunakan untuk mengontrol temperatur katalis bed. Heater 102-B digunakan untuk memanaskan katalis bed ke temperature reaksi dan juga untuk shut down dan isolasi. Feed gas pada temperature 128 0C memasuki bagian bawah 105-D ke atas melewati ruang annulus ke shell side interchanger 122-C. Aliran memberikan media pendingin untuk tekanan shell, sehingga menerima panas sebelum masuk ke interchanger. Flow memasuki shell interchanger dipanaskan ke 385 0C oleh permukaan panas dengan aliran yang panas dari bagian bawah bed katalis, dan aliran turun ke bawah melewati katalis bed I. Reaksi pembentukan ammonia adalah exothermis, oleh karena itu temperature meninggalkan bed I sekitar 5380C. Quench gas pendingin dicampurkan ke aliran yang memasuki bed II, mengurangi


64

temperature outlet ke 5240C dan mengurangi pula ammonia content pada aliran. Cara quench dicampurkan ke bed ke III mengontrol temperature outlet pada 5240C. Aliran bed terakhir mengandung ammonia sekitar 14%, lalu melalui tube interchanger 122-C bertukar panas dengan aliran gas masuk sehingga suhu 3500C. Selanjutnya aliran didinginkan dengan melewati 123-C dan 121-C. Dalam 123-C aliran dari converter didinginkan ke 1410C dengan BFW system yang bertekanan tinggi. Di dalam 121-C aliran gas didinginkan ke 55 0C dengan gas ammonia converter. Dari 121-C aliran bergabung dengan make up dari discharge HP case 103-J memasuki 124-C. Dan demikian akhir dari perputaran loop. Sebagian kecil aliran ammonia converter yang meninggalkan shell side 121-C adalah diekstraksi oleh purge gas untuk mengontrol konsentrasi inert (komponen yang tidak bereaksi) dari synthesis gas. Komponen yang tidak bereaksi adalah methan dan argon. Bila konsentrasi dari inert naik dari yang diijinkan, secara efektif tekanan synthesis akan naik, akibatnya konversi pembentukan synthesis gas ke ammonia akan lebih rendah. Ammonia content dari aliran purge gas didinginkan ke -12 0C oleh gas yang melewati exchanger 139-C dan 125-C. Di dalam 139-C purge gas yang panas memberikan panasnya pada aliran purge yang dingin dari 108-F. Di 125-C purge gas didinginkan oleh pertukaran panas dari ammonia refrigerant system. Ammonia cair mengalir ke ammonia let down drum 107-F. Aliran gas yang tidak terkondensasi dari vessel melalui 139-C menuju fuel gas system.

D. Produksi Amonia dan purifikasi Ammonia cair dari synthesis gas dalam ammonia separator 106-F dan Purge gas separator 108-F, didinginkan menjadi -12 0C dan 180 kg/cm2. Oleh karena itu kandungan yang diserap adalah pelepasan dari cairan yang dibebaskan pada dorongan tekanan bagian bawah level. Hal ini disempurnakan oleh flashing pertama cairan masuk ke ammonia letdown drum 107-F, tekanan ini dikontrol pada 18 kg/cm2, kemudian mengirim cairan memasuki ammonia refrigerant system flas drum 110-F (8,2 kg/cm2) dan atau 112-F (0,04 kg/cm2). Pemurnian cairan produk adalah mengambil dari ammonia refrigerant system dan dikirim ke


65

urea dengan pompa 123 JA/JB dan atau dikirim ke storage dengan pompa 110 J/JA. Cairan dari 106-F dan 108-F dikirim ke 107-F.

III.3.2 REFRIGERASI

Gambar III.6. Refrigerasi Amonia Refrigerant system terdiri dari centrifugal kompresor dengan intercooler yang digerakkan oleh sebuah turbin condensing, sebuah refrigerant condenser, sebuah refrigerant receiver, evaporator dan empat flush drum. Alat-alat utama yang digunakan: 1. Flash drum a. Tingkat pertama (110-F) : tekanan 8.8 kg/cm2g dan temperatur 20,60C. b. Tingkat kedua

(141-F) : tekanan 4.3 kg/cm2g dan temperatur 0 0C.

c. Tingkat ketiga

(111-F) : tekanan 2.1kg/cm2g dan temperatur -17.8 0C.

d. Tingkat keempat (112-F) : tekanan 0.04 kg/cm2g dan temperatur -33 0C. 2. NH3 refrigerant compressor (105-J) Fungsi: mempertahankan tekanan design di flash drum sehingga dapat terjadi penguapan NH3 liquid di dalam flash drum. Digerakkan oleh steam turbine jenis condensing dengan menggunakan steam 42.2 kg/cm2. Ammonia cair dari NH3 letdown drum di flash di 110-F dan sebagian di flash di 112-F. Dari 110-F, NH3 yang teruapkan menuju refrigerant compressor Laporan Kerja Praktek PT. Pupuk Kaltim Tbk.

66

(105-J), sedangkan ammonia yang terkondensasi digunakan sebagai pendingin di exchanger 120-C. Setelah bertukar panas dari 120-C, ammonia cair tersebut akan kembali berbentuk gas dan dialirkan ke kompresor 105-J. ammonia yang masih berbentuk cair akan dialirkan ke 141-F setelah tekanannya diturunkan. Proses yang sama akan terjadi di 141-F, 111-F, dan 112-F. pada stage terakhir (112-F), ammonia dingin dipompa ke ammonia storage sebagai produk ammonia cair. Evaporator dari tingkat ke empat flush drum 112-F masuk ke suction pertama. Ini dikompresi dengan tiga tingkat kemudian dihubungkan ke bagian dalam oleh aliran vapor dari tingkat ke tiga flush drum 111-F. Aliran gabungan selanjutnya dikompresi dalam tiga tingkat dan dischargenya masuk ke bagian shell side intercooler 167-C. Aliran vapor meninggalkan 167-C digabungkan dengan vapor dari stage kedua flush drum 141-F. Aliran gabungan ini masuk ke suction pertama dari tingkat kedua. Aliran ini melewati tiga tingkat kompresi dan dischargenya menuju bagian shell side intercooler 128-C. Aliran uap yang meninggalkan 128-C digabungkan dengan vapor dari tingkat pertama flush drum 110-F. Aliran gabungan ini masuk kembali ke kompresor suction kedua, dikompresi dalam tiga tingkat dan dischargenya menuju bagian shell side pada ammonia refrigerant condenser 127-CA dan CB dengan media pendingin sea water dengan tekanan 16.4 kg/cm2 dan temperatur 970C ke ammonia refrigerant condenser (127-C) sehingga terkondensasi sebagian dan temperatur keluarnya menjadi 370C. Gas ini kemudian dialirkan ke refrigerant receiver (109-F) untuk dipisahkan kondensatnya. Gas yang tidak terkondensasi akan mengalir ke exchanger 126-C dan mempertukarkan panasnya dengan ammonia refrigerant dari 141-F. gas ynag terkondensasi dari 126-C kemudian digabungkan dengan outlet cairan dari 109-F dan dialirkan ke 110-F sebagai ammonia refrigerant, sedangkan gas yang tidak terkondensasi akan dikirim ke unit HRU. Ammonia yang terkondensasi pada unit 109-F sebagian digunakan sebagai bahan baku ammonia hangat untuk pabrik Urea.

III.4

STEAM SYSTEM


67

Bahan baku pembangkit steam adalah air demin dari unit Utility yang di pompakan ke unit Ammonia dengan pompa 2001 J/JA, kemudian dipanaskan dahulu di 106-C (raw gas) sampai 95oC dan kemudian di 168-C (syn gas) hingga suhu 105

o

C. Selanjutnya, BFW dimasukkan ke deaerator 101-U untuk

dihilangkan kandungan oksigennya dengan menggunakan LP Steam pada proses dearasi dan juga chemical hydrazine. Dan injeksi amine untuk menjaga pH BFW (8,6-9,2). Injeksi amine dan hydrazine dilakukan di line outlet deaerator 101-U. Sebagai bahan baku untuk membangkitkan HP steam, BFW outlet deaerator dipompa oleh 104-J/JA melalui beberapa exchanger yaitu 131-C (raw gas), 123-C/C1 (syn gas), 112-C (raw gas), dan 114-C (syn gas) kemudian masuk ke HP Steam Drum (101-F). Sedangkan untuk LP Steam, BFW dipompa ke Steam Drum 148-F dengan pompa 141 J/JA ke dalam steam drum 101-F dan 148-F diinjeksikan phosphat sebagai anti scale. Untuk membuat HP steam yang bertekanan 102 kg/cm2, saturated, temperatur 313 oC, BFW dari steam drum 101-F dibangkitkan melalui 101-C,103C,auxiliary boiler, dan HP Steam coil convection section 101-B. Sedangkan untuk membuat HP Steam superhated, HP steam dari steam drum 101-F memanfaatkan panas di 102-C dan coil superheater di convection section 101-B menjadi superheated steam dengan temperatur 510oC yang selanjutnya ke steam header. Sedangkan untuk membuat LP Steam dengan tekanan 3,5 kg/cm2, BFW dari steam drum 148-F dibangkitkan menjadi LP steam melalui LP steam coil di convection section 101-B.

III.4.1 DISTRIBUSI STEAM HP steam dari header dipakai untuk penggerak steam turbin syn gas compresor 103 JT dan untuk ekstraksi turbin 103 JT. Dari ekstraksi 103 JT diperoleh MP steam (42 kg/cm2 , 395oC) . Jika 103 JT trip, MP steam dapat diperoleh lewat letdown di PIC 13A/B. Selanjutnya MP steam dimasukkan ke MP steam header. MP steam dari header digunakan untuk steam proses pembuatan amonia, penggerak steam turbin compresor 101 JT dan 105 JT serta pompa-pompa di Amonia Plant yang menggunakan MP steam turbin sebagai penggeraknya, untuk


68

steam purging, steam ejektor, dan sealing. LP steam dari 148 F dipakai untuk stripping di deaerator 101 U, stripping di CO2 stripper 102 E, steam jacket, heater, steam ejector, dan dikirim ke Utility Plant.

1 0 1 -F To LS header

T o u re a LS header

1 4 8 -F

A u x b o ile r

1 0 2 -C

B lo w d o w n

1 0 1 -C 1 2 3 -C

1 2 3 -C 1

H P co il

1 3 1 -C 1 1 2 -C

1 1 4 -C

1 0 3 -C

S te a m ve n t to a tm 1 0 6 -C

1 6 8 -C 1 0 1 -U

S te a m L S

S te a m su p e rh e a te r co il

T o 1 0 3 -JT (1 0 2 kg /cm 2 )

h yd ra zin e a m in e

D e m in w a te r 2 0 0 1 -J 1 4 1 -J

1 0 4 -J

Gambar III.7 steam system

III.4.2 STEAM CONDENSATE RECOVERY Kondensat diperoleh dari pemakaian HP steam di turbin 103-JT dan MP steam di turbin 101-JT, 105 JT, dan 107 JT. Kondensat-kondensat tersebut didinginkan di surface condenser 101 JTC, 103 JTC, dan 105 JTC kemudian dipompakan ke Utility Plant (raw condensate tank 2009 F).

III.4.3 PROCESS CONDENSATE RECOVERY Process condensate diperoleh dari steam proses yang terkondensasi, diambil dari 102 F dan 104 F. Process condensate dikirim ke Utility Plant (process condensate stripper 2103 E) untuk dipisahkan dari kandungan NH3 dan CO2 yang terikut menggunakan process condensate stripper (2103-E) yang ada di unit utility, kemudian dialirkan ke Mix Bed Polisher 2001 U.


69

III.5

HYDROGEN RECOVERY UNIT (HRU) Unit ini berfungsi untuk pengambilan kembali gas H2 melalui bagian

hidrogen recovery dan NH3 melalui bagian pretreatment dalam purge gas dan flash gas yang merupakan gas buangan dari unit sintesa loop yang mengandung gas hidrogen, nitrogen, argon, ammonia dan methan. Gas hidrogen yang diperoleh dari produk HRU dengan kemurnian antara 85-90 % dikembalikan ke unit sintesa loop pabrik ammonia sehingga bisa meningkatkan produksi ammonia. Ammonia yang diperoleh kembali langsung digabung dengan produk ammonia dari unit sintesa loop (109-F). Sedangkan gasgas yang tidak terikut sebagai produk hidrogen dimanfaatkan sebagai bahan bakar (fuel of gas) pada furnace primary reformer melalui PIC-2.

III.5.1 HRU 1 HRU dengan sistem cryogenic merupakan proses pemisahan gas hidrogen dengan menggunakan prinsip perbedaan titik didih dari komponen yang ada didalam purge gas tersebut dan didinginkan sampai temperatur -183 0C. Karena hidrogen mempunyai titik didih paling rendah (-179 0C). a. Bagian Pretreatment Purge gas mula-mula dipanasi di feed gas preheater 3E-101. Sebagian air dari pompa ini dialirkan kembali ke 3V-102 dan sebagian lagi ke 3E-101 untuk digunakan sebagai penyerap pada menara absorber (3C-101). Sementara itu, flash gas pada tekanan 6-7 kg/cm2 dialirkan ke separator 3S-101, gasnya dikompresi oleh kompresor 3K-101 hingga 75 kg/cm2 kemudian didinginkan di 3E-151/152 menggunakan fan untuk selanjutnya dikirim ke absorber 3C-101 pada temperatur 380C. Pada absorber 3C-101, NH3 dan water akan diserap oleh air demin (lean solution). Cairan ammonia dari dasar absorber mengandung kira-kira 29% ammonia pada suhu 720C dipanaskan hingga suhu 1290C di 3E-102, untuk selanjutnya dialirkan ke menara stripper 3C-102 yang beroperasi pada tekanan 26 kg/cm2. Kemudian di stripper, ammonia yang terbawa dalam cairan dari absorber akan diuapkan dan kemudian gas ammonia yang keluar dari puncak stripper akan didinginkan di 3E-104A.


70

Gambar III.8. Hydrogen Recovery Unit 1 Ammonia yang mengembun kemudian ditampung di reffluks akumulator 3V-103, yang selanjutnya dipompa oleh 3P-102 A/B dimana sebagian dikembalikan ke bagian atas stripper sebagai refluks dan sebagian lagi dialirkan sebagai produk ammonia cair dan dialirkan ke 109 F di sintesa loop. Untuk cairan yang keluar dari bagian bawah stripper, yang mengandung kira-kira 1% ammonia, akan dialirkan ke reboiler 3E-103 dimana ammonia yang terdapat di dalam cairan akan dilepaskan oleh HP steam sehingga cairan tersebut dapat digunakan kembali sebagai penyerap ammonia dan air dari 3C-101. Sedangkan untuk cairan dari reboiler, yang berasal dari HP steam, akan digunakan lebih lanjut sebagai pemanas di 3E-102 dan selanjutnya dialirkan ke make up water 3V-102 dan gas dari puncak absorber 3C-101, dengan batas maksimal kandungan ammonia dan air didalamnya 300 dan 700 ppm, akan dialirkan ke adsorber 3V-101 A/B, yang berisi katalis molecular sieve. Di vessel ini, ammonia dan air yang masih terbawa di dalam gas diambil kembali. Vessel 3V-101 A/B beroperasi pada temperatur rendah dan tekanan tinggi dan regenerasinya dilakukan pada temperatur tinggi dan


71

tekanan rendah. Vessel-vessel ini bekerja secara bergantian tiap 6 jam sekali, dimana perpindahan dari fase regenerasi ke fase aktif yang disebut charge over berlangsung selama 3,5 jam. b. Bagian cold box Dari adsorber 3V-101 A/B, gas yang keluar akan dialirkan ke cold box dimana terjadi proses pendinginan dan pengembunan gas, dimana temperatur cold box dijaga sekitar -183 0C dengan cara mengisolasi cold box dengan material perlite. Temperature -183 0C menandakan bahwa tidak banyak ammonia dan air yang terbawa dalam gas, tapi apabila banyak ammonia yang terbawa maka suhu cold box akan semakin naik dan juga menyebabkan adanya kebuntuan akibat membekunya ammonia atau air di line cold box. Dari outlet cold box, akan dihasilkan produk gas hidrogen dengan suhu 29 0C dimana produk gas tersebut akan dikirim ke Kaltim-1, Kaltim-3, dan Kaltim-4. Selain itu, untuk alasan keamanan dan keselamatan, di cold box diinjeksikan pula gas nitrogen secara continue di selimut cold box dengan tujuan untuk mencegah kebakaran apabila terjadi kebocoran gas hidrogen dari cold box yang berkontak dengan oksigen yang terkandung di udara bebas.

III.5.2 HRU 2 (MEMBRAN) Hidrogen recovery unit dengan sistem membran merupakan unit pengambilan hidrogen karena adanya perbedaan relative permeation rate (RPR) dari komponen gas yang terkandung didalamnya. Produk H2 dari unit HRU ini mempunyai kemurnian sekitar 94,57% (MP H2 produk). Ammonia yang terkandung dalam purge gas diserap dengan air demin mengunakan HP scrubber C-211. Purge gas dari unit ammonia yang bertekanan 180 kg/cm2 diumpankan ke HP scrubber sedangkan air demin dipompakan secara kontinyu ke bagian atas HP scrubber sebgai penyerap ammonia di purge gas. Gas outlet HP scrubber sebelum diumpankan ke membran (dua stage) dipanaskan dulu di E-216 dengan kondensat keluaran stripper C-221 sebagai media pemanasnya. Pada stage pertama membran, gas dipisahkan dimana gas yang lolos diambil diambil sebagai MP H2 produk, sedangkan gas yang tidak lolos membran akan dialirkan ke stage kedua membran. Di stage kedua, gas kembali dilewatkan membran dimana gas yang


72

lolos sebagai LP H2 produk sedangkan gas yang tidak lolos dimanfaatkan sebagai fuel gas di reformer. Gas produk H2 tersebut akan dimanfaatkan sebagai umpan di synloop dan umpan di desulfurizer. Larutan (air demin dan ammonia) yang keluar dari HP scrubber dimasukkan pada ammonia stripper C-221, setelah sebelumnya dilewatkan di stripper interchanger. Pada stripper, separating agent yang digunakan adalah MP steam dengan tekanan 42,5 kg/cm2 temperatur 390 0C. Kemudian gas yang keluar dari bagian atas stripper diambil sebagai ammonia produk, sedangkan air demin yang keluar dari bawah digunakan untuk memanaskan gas outlet HP scrubber. 

Prinsip Dasar Sistem Membran Prinsip dasar pemisahan gas hidrogen (HRU) dari purge gas menggunakan

membran adalah karena adanya perbedaan Relative Permeation Rate (RPR) dari komponen gas terlarutnya. RPR merupakan kemampuan gas mendifusi di dalam membran. Adanya perbedaan RPR diantara gas umpan membran, maka ada yang disebut gas-gas yang mempunyai RPR tinggi disebut fast gas dan ada yang mempunyai RPR rendah disebut slow gas. Urut-urutan gas yang semakin ke kanan semakin lambat kemampuannya dalam menerobos membran adalah sebagai berikut : He – H2 – H2O – NH3 – CO2 – H2S – CH3OH – O2 – Ar – N2 – CH4 – C2H6 – C3H8 Secara operasional HRU membran mempunyai beberapa kemudahan seperti start-up lebih mudah dan cepat, lebih sederhana dan fleksibel terhadap perubahan komposisi feed gas. Pada pengoperasian membran separator ada tiga variabel yang harus dijaga untuk mempertahankan life time dari membran-nya yaitu : temperatur inlet membran, delta pressure drop antara feed gas dengan permeate (produk hidrogen) dan kontaminan feed gas. Disamping itu, pengoperasian HRU membran dapat menaikkan produksi ammonia dan menurunkan pemakaian energy (gas bumi). 

Uraian Proses

Proses membran dibagi menjadi dua tahap sebagai berikut :


73

1. Pretreatment Purge gas dan flash gas yang mengandung ammonia diserap dengan menggunakan dua absorber yang masing-masing terdiri dari HP scrubber C-211 untuk penyerapan purge gas dan LP scrubber C-231 untuk penyerapan flash gas. Purge gas dari ammonia plant bertekanan 180 kg/cm2 diumpankan ke HP scrubber untuk mengambil ammonia, air demin dipompakan secara kontinyu ke bagian atas HP scrubber yang berfungsi sebagai larutan penyerap ammonia di purge gas. Sedangkan untuk LP scrubber, flash gas dengan tekanan 15,1 kg/cm2 diserap oleh kondensat produk bottom stripper yang sebelumnya telah dilewatkan melalui cooler. Gas outlet HP scrubber dikirim ke separator membran untuk dipisahkan hidrogen dari gas-gas lainnya. Ammonia merupakan racun terhadap membran, sehingga perlu dibatasi maksimum 5 ppm yang masuk ke separator untuk mempertahankan life time membran. Aqua ammonia sebagai produk HP bottom scrubber dan LP bottom scrubber yang mengandung 17 % ammonia dilewatkan melalui stripper interchanger stripping di menara stripper dengan pemanas steam MP bertekanan 42,5 kg/cm2 dimana steam tersebut sekaligus berfungsi sebagai steam stripping. Untuk mengkondensasikan uap ammonia yang terbentuk sebagai outlet stripper digunakan FCW sebagai fasilitas pendingin sbuah kondensor dan dihasilkan ammonia liquid 98,85% (aktual). Sedangkan, non condensable gas yang masih mengandung 67 % ammonia dikirim ke LP scrubber. Produk puncak stripper (gas-gas yang tidak terserap di LP scrubber) dikirim ke reformer sebagai fuel of gas. 2. Separator Membran Pada separator terjadi proses pemisahan hidrogen dari gas-gas lain sehingga diperoleh hidrogen. Produk HP scrubber tekanan 131 kg/cm2 yang mengandung 68% H2 yang sebelumnya sudah diambil ammonianya, dimasukkan ke membran first separator. Pemisahan hidrogen dilakukan dengan teknologi membran dua stage, yaitu MP stage yang terdiri dari 9 buah membran separator dan LP stage yang terdiri dari 6 buah membran separator. MP stage dan LP stage tersusun secara seri, dimana non permeate produk MP stage merupakan gas umpan LP stage.


74

MP stage menghasilkan hidrogen 96% tekanan 58 kg/cm2 selanjutnya dikirim ke suction MP syn gas kompresor, sedangkan LP stage menghasilkan hidrogen 91,4% tekanan 26 kg/cm2 dikirim ke suction LP syn gas kompresor. Separator ini dapat me-recovery 92 % feed gas membran separator, sedangkan off gas (non permeate produk) dan puncak LP scrubber akan dikirim ke reformer sebagai fuel gas.

Gambar III.9 Hydrogen Recovery Unit 2 Variabel-variabel yang berpengaruh terhadap pengoperasian HRU membran antara lain : a. Temperatur Feed Gas Temperatur merupakan parameter operasi yang harus dijaga dalam pengoperasian membran. Mekasimum temperatur membran yang diijinkan masuk ke dalam membran separator adalah 50oC. Untuk menjaga temperatur feed gas inlet separator dikontrol dengan temperature indicator control (TIC 3419). Temperatur yang melebihi desain akan mengubah struktur dari membran yang mengakibatkan membran mengalami degradasi.


75

b. Kontaminan Feed Gas Kontaminan feed gas harus selalu dimonitor selama membran separator beroperasi. Komponen feed gas yang harus selalu dimonitor adalah kandungan ammonia, sedangkan adanya air dalam purge gas dapat membantu meningkatkan aktifitas ammonia untuk bereaksi dengan membran. Sehingga dalam pengoperasiannya, dilakukan pada kondisi dimana air tetap dalam fasa uap. Ammonia merupakan salah satu racun yang bias merusak performance membran. c. Rasio Tekanan Feed dengan Tekanan hidrogen Salah satu faktor yang berpengaruh terhadap kemurnian hidrogen produk adalah rasio antara tekanan feed gas dengan tekanan hidrogen produk (permeate). Semakin besar rasio tekanan tersebut, maka akan semakin murni hidrogen produk, namun semakin kecil produk recovery hidrogen. Untuk mencegah terjadinya kerusakan akibat perbedaan tekanan antara feed gas dan hidrogen produk, maka dibatasi maksimum perbedaan tekanan adalah 102 kg/cm2. Terdapat hubungan yang sangat erat antara rasio feed gas terhadap kemurnian dan recovery produk hidrogen. Untuk mengantisipasi terjadinya kondisi up-set dari ketiga variabel tersebut, membran separator dilengkapi sistem pengaman dengan memasang tiga buah DV (Diverter Valve), yang dipasang pada feed gas (DV-A), line by-pass membran (DV-B), dan line non permeate (DV-C). Pada normal operasi DVA dan DV-C terbuka, sedangkan DV-B tertutup. Apabila salah satu dari sinyal berikut masuk, maka DV-A dan DV-C tertutup, sedangkan DV-B akan terbuka sehingga mengisolasi membran separator. -

Flow demin water kurang dari 1.500 m3/jam.

-

Level HP scrubber lebih dari 90 %.

-

Flow rate HP purge gas lebih dari 25.000 Nm3/jam.

-

Selisih tekanan feed gas dengan produk MP H2 lebih dari 106 kg/cm2.

-

Selisih tekanan non permeate dengan LP H2 lebih dari 106 kg/cm2


76

BAB IV UREA

Unit Urea Kaltim-2 memakai “Proses Total Recycle CO2 Stripping” dari Stamicarbon BV Gellen Holland menghasilkan urea dengan kapasitas 1725 ton/hari (MTPD). Urea dengan rumus kimia (NH2)2CO dapat dipandang sebagai amida dari asam karbamat (NH2COOH). Urea larut dalam air, alcohol dan amoniak anhidrous. Larut dalam air terhidrolisa secara lambat menjadi ammonium karbamat yang selanjutnya akan terurai menjadi amoniak dan CO2. Pupuk urea berbentuk kristal, prill, granul dan larutan. Pupuk ini cocok untuk tanah yang banyak diairi, karena urea tidak mudah terbawa dalam air. Penggunaan lainnya adalah untuk berbagai produk cetak seperti cangkir, piring, produk pelapis cat, enamel, pelapis dan perekat untuk kayu dan kertas, bahan anti kusut dan pembantu dalam pencelupan di pabrik tekstil. Selain itu, urea juga dipakai sebagai pelengkap (nutrisi) makanan ternak. Reaksi penting dalam pembuatan urea adalah sebagai berikut : a. Reaksi pembentukan ammonium karbamat 2 NH3(l) + CO2(g)

NH2COONH4(l)

ΔH = – 28,5 kkal/mol

Reaksi berlangsung sangat cepat dan bersifat eksotermis. b. Reaksi dehidrasi karbamat NH2COONH4(l)

(NH2)2CO(l) + H2O(l)

ΔH = 3 – 6 kkal/mol

Reaksi berlangsung lambat dan bersifat endotermis.

Karakteristik pada proses pembuatan urea adalah merecovery reaktan yang tidak terkonversi di reaktor dan mengembalikannya lagi sebagai umpan reaktor bersama fresh feed. Beberapa factor utama yang berpengaruh dari proses produksi urea: 1. Temperatur Menurut hukum Le chatelier, kenaikan temperatur akan menggeser reaksi endotermis ke arah kanan.


77

2. Rasio NH3 / CO2 Keseimbangan reaksi akan bergeser ke arah urea jika konsentrasi reaktan (amoniak dan CO2) besar. 3. Rasio H2O / Urea Konsentrasi air yang tinggi akan menggeser keseimbangan ke arah NH3 dan CO2. Untuk mengurangi efek ini, konsentrasi air dalam reaktor harus serendah mungkin. Namun kehadiran air diperlukan dalam larutan outlet LPCC karena berpengaruh pada proses scrubbing gas outlet reaktor yang bertujuan mencegah carbamate mencapai titik kristalisasinya, juga untuk menyerap ammonia dalam fase gas, sehingga akan mempengaruhi komposisi NH3-CO2 yang di recycle ke raektor dan akan secara otomatis mempengaruhi komposisi reaktan masuk ke reaktor. 4. Volume reaktor Setiap reaksi memerlukan waktu untuk mencapai keseimbangan. Reaksi urea berlangsung relatif lambat dan memerlukan waktu yang cukup untuk mencapai keseimbangan sehingga reaktor urea mempunyai volume yang relatif besar dan waktu tinggal yang cukup lama, yaitu sekitar 1 jam.

IV.1 Persiapan Bahan Baku IV.1.1 Peralatan utama 1. Knock Out Drum / KO–Drum (301-F) Fungsi: memisahkan cairan yang menuju CO2 kompresor. 2. CO2 kompresor (302-J) Fungsi : menaikkan tekanan CO2 sampai 145 kg/cm2sebelum ke HP Stripper. 3. H2 Converter (302-D) Fungsi : menurunkan kandungan H2 di dalam gas umpan CO2. 4. HP Ammonia Pump (304-J/JA) Fungsi : menaikkan tekanan NH3 sampai dengan 161 kg/cm2abs. IV.1.2 Uraian Proses 1.

Gas CO2 Gas umpan CO2 pada temperatur 40C dan tekanan 0,47 kg/cm2 dari unit

ammonia dicampur dengan udara yang disuplai oleh blower (301-J/JA) dengan


78

tujuan untuk menyediakan kebutuhan oksigen yang akan bereaksi dengan gas H2 yang terbawa oleh umpan CO2 dalam H2 konverter (302-D), karena kandungan gas H2 yang terlalu tinggi dapat berpotensi menimbulkan ledakan di HP Scrubber. Campuran gas CO2 dan udara ini mengalir melalui Knock Out Drum (301-F) untuk memisahkan kandungan air yang terbawa menuju ke suction CO2 Kompresor (302-J). Kemurnian CO2 yang diharapkan 99,1 % volume dengan kandungan H2 0,75% volume. Lalu gas CO2 dikompresi sampai tekanan sekitar 149 kg/cm2 dengan Centrifugal Multi Stage Compressor (302-J) yang dilengkapi dengan intercooler. Kompresor ini digerakkan oleh steam turbine. Untuk menghindari kemungkinan terjadinya ledakan dalam operasi scrubbing di dalam HP Scrubber (304-C) maka setelah dikompresi, dilakukan penghilangan/ penurunan kandungan H2 di dalam gas umpan CO2 dengan menggunakan H2 Converter (302-D). H2 Converter ini menggunakan katalis Platina (Pt) dengan penyangga alumina (Al2O3). Di dalam H2 Converter ini, H2 yang terkandung dalam gas CO2 akan bereaksi secara katalitik dengan O2 membentuk uap air. dengan reaksinya sebagai berikut: 2H2 (g) + O2 (g)

2H2O (g) + Q

Reaksi yang terjadi adalah eksotermis sehingga aliran gas CO2 yang keluar dari converter ini temperaturnya naik. Besarnya kenaikan temperatur ini tergantung dari kandungan H2 di dalam umpan gas CO2. Diharapkan kandungan gas H2 kurang dari 100 ppm dan gas keluaran H2 Converter mengandung 0,6% oksigen yang diperlukan untuk passivasi (pencegah korosi) reaktor, dimana oksigen akan berikatan dengan krom yang ada di dinding reaktor. Sebelum umpan gas CO2 dimasukkan ke seksi sintesis, terlebih dahulu didinginkan hingga temperatur 120 oC di dalam CO2 cooler (301-C). 2.

Ammonia cair NH3 cair dari unit ammonia dengan tekanan 26 kg/cm2 dan temperatur ±

30 oC dialirkan ke pompa HP Ammonia Pump (304-J/JA) untuk menaikkan tekanannya sampai 178 kg/cm2 sehingga

memenuhi tekanan di synthesis.

Sebelum masuk ke reaksi synthesis umpan NH3 dipanaskan di Ammonia Preheater (323-C) hingga suhunya 75 oC dengan memanfaatkan panas air buangan dari Waste Water Treatment (WWT). Selanjutnya umpan ammonia ini dialirkan


79

ke seksi synthesis HP Carbamate Condensor (303-C) melalui HP Ejector (301-L) yang sekaligus berfungsi menghisap dan membawa larutan karbamat dari HP Scrubber (304-C) yang bersama-sama dengan umpan ammonia masuk ke HP Carbamate Condensor (303-C).

IV.2 Sintesis Urea Unit sintesa berfungsi untuk mereaksikan ammonia dan karbon dioksida menjadi urea sebagai produk utama.

IV.2.1 Peralatan utama 1. HP Carbamate Condensor (303-C) Fungsi : Mengkondensasikan gas Carbamate sebelum diumpankan ke reaktor. 2. Reactor (301-D) Fungsi : Mengubah Carbamate menjadi Urea. 3. HP Stripper (302-C) Fungsi : Memisahkan reaktan-reaktan yang tidak terkonversi menjadi urea di dalam reaktor dan dikembalikan ke seksi synthesa. 4. HP Scrubber (304-C) Fungsi : Mengkondensasikan gas NH3 dan CO2 yang tidak terkonversi di dalam Reaktor kemudian dialirkan ke HPCC bersama-sama umpan NH3.

IV.2.2 HP Carbamate Condenser (303-C) Campuran umpan NH3 dan larutan karbamat dari HP Scrubber bersamasama dengan campuran gas dari HP Stripper (302-C) masuk ke bagian atas HPCC melalui dua jalur yang berbeda dan akan bereaksi menjadi karbamat. 2NH3 (l) + CO2 (g)

NH2COONH4 (l)

ΔH= -28,5 kkal/mol

Di dalam HPCC ini sebagian besar NH3 dan CO2 akan bereaksi dan terkondensasi sebagai ammonium karbamat. Panas reaksi yang dihasilkan dimanfaatkan untuk membangkitkan steam tekanan rendah (3,5 kg/cm2) di LP Steam Drum (302 FA/FB). Derajat kondensasi NH3 dan CO2 yang membentuk karbamat di HPCC diatur oleh tekanan steam yang dibangkitkan di LP Steam Drum. Steam ini harus diatur sedemikian rupa agar NH3 dan CO2 tidak seluruhnya menjadi karbamat,


80

namun sebagian akan bereaksi di reaktor sebagai penyedia panas dalam reaksi pembentukan urea dari karbamat. Perbandingan antara karbamat yang terbentuk dengan reaktan yang disisakan adalah 80 : 20. Pada kondisi normal, HPCC beroperasi pada tekanan 144,4 kg/cm2 dan temperatur sekitar 168 C. HPCC ini berbentuk shell and tube dengan posisi vertikal. Pada bagian shell-nya berisi air umpan pembangkit steam, sedangkan tube-nya merupakan tempat berlangsungnya reaksi pembentukan karbamat. Di dalam alat ini terjadi 2 peristiwa penting, yaitu kondensasi sebagian campuran uap dibagian atas akibat adanya aliran liquid yang lebih dingin, serta pembentukan karbamat. Selanjutnya campuran hasil reaksi di dalam tube seluruhnya dialirkan menuju reaktor sintesa urea (301-D) setelah sebelumnya dipisahkan antara aliran gas dan cairan pada bagian bawah HPCC.

IV.2.3 Reaktor (301-D) Campuran gas dan larutan dari HPCC dengan temperatur sekitar 168 C meninggalkan bottom HPCC menuju ke bottom reaktor melalui dua line yang berbeda. Di dalam reaktor ini sisa NH3 dan CO2 yang belum bereaksi akan membentuk karbamat, dimana panas reaksi yang ditimbulkan akan digunakan untuk reaksi pembentukan urea dari karbamat. NH2COONH4 (l)

NH2CONH2 (l) + H2O (l) ΔH= 3-6 kkal/mol

Selain terjadi pembentukan urea, terjadi pula reaksi pembentukan biuret karena reaksi ini merupakan reaksi lanjutan dari reaksi pembentukan urea. 2NH2CONH2

NH2CONHCONH2 + NH3

Biuret merupakan racun bagi tanaman, oleh karena itu reaksi pembentukannya harus ditekan sekecil mungkin. Hal-hal yang perlu dihindari, agar tidak terbentuk biuret adalah sebagai berikut : 1. Temperatur operasi yang tinggi. 2. Waktu tinggal (residence time) yang lama. 3. Konsentrasi urea yang tinggi atau konsentrasi ammonia yang rendah. Reaktor dilengkapi dengan 8 buah sieve tray dengan jumlah lubang pada setiap tray berbeda-beda, dimana letak tray semakin ke atas maka jumlah lubang akan semakin sedikit. Hal ini dimaksudkan untuk :


81

1. Memperoleh kontak yang intensif antara fase gas dan fase cair agar reaksi dapat berlangsung pada temperatur setinggi mungkin. 2. Memperoleh waktu tinggal yang cukup untuk mencapai kesetimbangan reaksi pembentukan urea yang hampir sempurna. Konsentrasi urea yang terbentuk sekitar 33–39 % dan CO2 yang terkonversi sekitar 60%. Waktu tinggal di dalam reaktor adalah sekitar 2 jam. Larutan produk akan meninggalkan bottom reaktor pada temperatur 183C dengan kandungan berupa urea, air, karbamat, dan sisa ammonia untuk selanjutnya dikirim ke HP Stripper (302-C). Gas NH3 dan CO2 yang tidak terkonversi akan meninggalkan reaktor melalui bagian atas untuk dialirkan ke HP Scrubber (304-C).

IV.2.4 HP Stripper (302-C) Di HP Stripper, reaktan yang tidak terkonversi dipisahkan untuk dikembalikan lagi ke unit sintesa. HP Stripper dirancang sebagai counter current evaporator. Larutan yang keluar dari reaktor dikontakkan dengan gas CO2 dari H2 Converter (301-D) secara counter current. Gas CO2 ini berfungsi: 1. Menurunkan tekanan parsial NH3 di fase gas sehingga sebagian besar karbamat akan terurai. 2. Membawa reaktan yang tidak terkonversi ke unit sintesa. 3. Menurunkan temperatur larutan yang akan meninggalkan HP Stripper (di bagian bawah) sehingga mengurangi pembentukan biuret dan hidrolisa urea. 4. Pasivasi, yaitu mencegah korosi peralatan di unit sintesa. Larutan yang berasal dari reaktor masuk melalui lubang-lubang kecil pada bagian atas tube HP Stripper kemudian mengalir turun membasahi dinding tube membentuk lapisan tipis/film, sedangkan gas CO2 yang masuk dari bagian bawah HP Stripper akan melucuti karbamat yang telah terurai menjadi gas NH3 dan CO2 akibat pemanasan oleh steam pada bagian shell-nya. Campuran gas ini kemudian dikembalikan ke HPCC untuk direaksikan kembali menjadi karbamat. Reaksi penguraian yang terjadi di HP Stripper sebagai berikut. NH2 COONH4 (l)


CO2 (g) + 2 NH3 (g)

82

Steam yang digunakan untuk reaksi penguraian di HP stripper disupplai dari HP Steam Saturator (310-F). Pada HP Stripper juga terjadi reaksi samping yang tidak dikehendaki, yaitu reaksi hidrolisis urea dan reaksi pembentukan biuret seperti yang terlihat pada persamaan berikut : NH2 CONH2 (l) + H2O (l) 2NH2 CONH2 (l)

2NH3 (g) + CO2 (g) NH2CONHCONH2 (l) + NH3 (g)

Untuk mengurangi kemungkinan pembentukan biuret dan hidrolisis urea, maka kondensat pada shell-side HP Stripper dijaga konstan pada level tertentu. Selain itu, untuk mencegah terjadinya reaksi hidrolisis urea perlu dihindari beberapa hal: 1. Temperatur operasi yang terlalu tinggi 2. Kandungan H2O terlalu banyak 3. Waktu tinggal yang lama Larutan urea yang mengandung relatif kecil karbamat akan meninggalkan HP Stripper melalui bagian bawah HP Stripper kemudian menuju ke Rectifying Column, sedangkan campuran gas yang sebagian besar mengandung CO2 dengan temperatur 187C akan dialirkan menuju bagian atas HPCC (303-C) melalui bagian atas HP Stripper. Konsentrasi larutan urea yang meninggalkan HP Stripper adalah sekitar 56%.

IV.2.5 HP Scrubber (304-C) Fungsi utama HP Scrubber adalah untuk memperoleh kembali NH3 dan CO2 yang tidak terkonversi dari effluent gas reactor. Selain itu juga untuk menjaga kandungan inert, dengan cara membuang sebagian inert melalui inert vent.HP Scrubber ini terdiri dari tiga bagian: 1. Blanketing sphere Merupakan bagian yang berbentuk menyerupai bola di bagian luarnya dan berbentuk kerucut di bagian dalamnya. Batas kandungan H2 dalam effluent gas agar tidak terjadi ledakan apabila kontak dengan udara adalah 4%.


83

2. Penukar panas Setelah melewati blanketing sphere, gas akan dilewatkan ke dalam penukar panas yang berbentuk shell and tube untuk mengkondensasikan karbamat dari sisa gas NH3 dan CO2 dengan menggunakan air pendingin pada sisi shell. 3. Scrubbing Pada bagian ini, sisa gas akan diserap dengan larutan karbamat encer dari LPCC (307-C). Gas-gas sisa diserap oleh larutan karbamat encer dimana hampir seluruh ammonia dan CO2 terkondensasi. Gas dari reaktor yang mengandung ammonia dan CO2 yang tidak terkonversi bersama-sama dengan inert akan mengalir menuju ke HP Scrubber (304-C). Di dalam scrubber, gas NH3 dan CO2 diserap dengan menggunakan ammonium karbamat encer dari LPCC, sedangkan sebagian lagi dikondensasi dengan menggunakan sistem air pendingin yang disirkulasikan oleh pompa 316-J. Panas yang diserap oleh air pendingin digunakan sebagai pemanas di 306-CB sebelum akhirnya didinginkan di 320-C. Air yang telah didinginkan ini digunakan kembali untuk mengkondensasi ammonia dan CO2 dari keluaran reaktor. Karbamat yang terbentuk pada HP Scrubber dihisap oleh HP ejector dan dialirkan ke HPCC bersama-sama dengan umpan ammonia cair, sedangkan gas inert yang mengandung sedikit ammonia dan karbon dioksida akan di buang ke atmosfer dengan menggunakan inert vent (307-E).


84

Gambar IV.1 Unit Sintesa Urea

IV.3

Resirkulasi Low Pressure Stage Merupakan unit yang melakukan pemurnian hasil synthesa dan juga

melakukan pengembalian reaktan (NH3 dan CO2) yang tidak terkonversi dari hasil pemurnian produk synthesa dan juga recovery reaktan dari ammonia water. Pada seksi ini, terdapat 2 buat item penting dimana perannya sangat vital dalam recycle reaktan, yaitu Rectifying Column dan LPCC. Pada Rectifying Column, liquid keluaran HP stripper dimurnikan dan kemudian menjadi urea solution setelah mengalami proses flashing di flash tank dan ditampung di urea solution tank (304F). Top product dari Rectifying column kemudian dikondensasikan kembali menjadi carbamate di LPCC.


85

IV.3.1 Rectifying Column Setelah keluar dari HP stripper, larutan mengalami penurunan tekanan dari 144 kg/cm2 menjadi 4 kg/cm2. Hal ini membuat larutan yang pertama kali masuk ke dalam rectifying column (301-E) mengalami proses flashing sehingga banyak diantara kandungan air, ammonia, dan juga carbamate terdisosiasi menjadi uap (top productnya). Peristiwa ini membuat suhu larutan turun dari 165oC menjadi 113oC dimana panas yang hilang digunakan untuk mensuplai panas disosiasinya sendiri. Setelah tekanan turun menjadi 4 kg/cm2, larutan yang turun kemudian berkontak dengan produk gas yang dihasilkan dari pemanasan di 306-C dan mengalami proses stripping di daerah pall ring. Setelah di-stripping, larutan kemudian masuk ke sisi penguapan di 306-C dimana sejumlah ammonia dan carbamate yang masih terikut diuapkan dengan menggunakan pemanasan yang panasnya disuplai dari steam dan juga hot water. Larutan dipanaskan sampai 1350C dimana pada tekanan dan temperatur ini sebagian besar amoniak dan karbon dioksida akan terlepas dari larutan dan sedikit air teruapkan. Gas hasil proses pemanasan tersebutlah yang menstripping ammonia dan carbamate di larutan awal yang masuk, dimana pada proses ini juga dimungkinkan terjadinya kondensasi air akibat dari suhu liquid yang lebih rendah dari pada gas. Gas yang keluar dari rectifying column masuk ke LP Carbamat Condenser bersama dengan reaktan yang direcovery di unit waste water treatment. Tekanan dari rectifying column ditentukan oleh tekanan dari LPCC karena gas outlet dari rectifying column yang langsung masuk ke LPCC sebagai umpan. Liquid keluar dari rectifying column masuk ke dalam flash tank (303-F), liquid ter-flash akibat penurunan tekanan dari 4 kg/cm2 ke 0,34 kg/cm2. Tekanan vakum pada 303-F dikarenakan adanya ejector 302-L yang membuat kondenser 312-C dan 311-C mempunyai tekanan vakum. Karena outlet fase gas dari 303-F terhubung menuju kondenser 311-C, menyebabkan tekanan di 303-F menjadi vakum juga. Fase liquid dari 303-F turun ke urea solution tank (304-F) yang mempunyai tekanan 1,02 kg/cm2 melalui barometric leg. Pada flash tank, terjadi penurunan temperatur akibat dari penurunan tekanan sehingga panas yang dimiliki oleh larutan digunakan untuk mensuplai


86

panas penguapan air dan sedikit ammonia yang ada sehingga suhu larutan di flash tank turun menjadi 87-90oC. Suhu di flash tank ditentukan dari tingkat vakum yang ada, semakin rendah tingkat vakum maka akan terjadi semakin banyak flashing dan suhunya semakin turun. Apabila suhu ini terlalu rendah, maka akan terjadi kristalisasi di urea solution tank. Namun apabila suhunya terlalu tinggi maka akan terentuk banyak biuret di urea solition tank akibat dari dengan rendahnya konsentrasi ammonia pada urea solition.

IV.3.2 Low Pressure Carbamate Condenser ( LPCC ) Gas yang dipisahkan di rectifying column yaitu NH3 dan CO2 dikondesasikan di LPCC bersama dengan reaktan yang telah direcovery di seksi waste water treatment. Besarnya kondensasi ini diatur dengan penyerapan panas yang dilakukan oleh Close loop Cooling Water (CCW). Kondensasi di dalam kondensor akan menghasilkan larutan carbamate dengan konsentrasi yang relative tinggi. Besarnya konsentrasi ini ditentukan oleh temperature kondensasi, tekanan di dalam LPCC, besarnya ammonia water ke LPCC dan rasio NH3/CO2 dan operasional tekanan pada LPCC diatur dijaga 2,6 kg/cm2. Pada tekanan dan temperatur ini, konsentrasi air yang dibutuhkan akan minimum jika rasio NH3/CO2 didalam fase cair antara 2-2,3. Semakin rendah temperatur, maka kemampuan liquid menyerap gas akan semakin tinggi. Akan tetapi semakin rendah suhu maka kelarutan carbamate semakin rendah yang akan menyebabkan kristalisasi carbamate, untuk itu temperatur dari LPCC dijaga pada kisaran 78 oC dengan suhu pendinginnya (CCW) tidak kurang dari 57oC. Apabila suhu CCW terlalu rendah maka akan membuat carbamate terkristal di permukaan tube pendingin LPCC dan akan menurunkan heat transfer. Di sisi LPCC sendiri, jika temperaturnya terlalu dekat dengan temperatur kristalisasi, pada saat terjadi kondensasi konsentrasi carbamat akan naik dan tercapailah temperatur kristalisasi. Hal ini dapat dicegah dengan menambah air yang berasal dari ammonia water, sehingga konsentrasi carbamate akan turun. Untuk operasi optimum di seksi sintesa perlu dibatasi jumlah air yang direcycle karena kandungan air yang terlalu banyak akan mengganggu sintesa dari reaksi pembentukan urea.


87

Untuk menghindari titik kristalisasi carbamate, maka injeksi ammonia water diperlukan untuk mengencerkan carbamate dengan komposisi air yang diinginkan 30% berat. Karena temperatur kristalisasi juga dipengaruhi oleh komposisi NH3/CO2, maka untuk mengatur komposisi yang diinginkan ( NH3/CO2 = 2,15 ), ammonia dari fresh feed diinjeksikan. Kondensasi carbamate di LPCC di gambarkan dengan grafik berikut.

Gambar IV.2 Grafik saturasi kondensasi LPCC Gas inert yang tidak terkondensasi keluar menjadi top produk dan liquid carbamate hasil kondensasi keluar menjadi bottom produk dari 305-F. Gas inert keluar 305-F menuju ke absorber (302-E) dengan temperatur inlet suhu pendingin dari LPCC. Carbamate liquid dari 305-F kemudian dikirinm kembali ke sintesa melalui HP Carbamate Pump (307-J).

IV.3.3 Absorber Gas yang keluar dari 305-F masuk ke dalam absorber (302-F) bersama dengan gas yang merupakan uap dari urea solution di 304-F, uap ammonia dari 308-F dan juga inert dari proses WWT (319-F), serta inert dari final kondenser (315-C). Gas-gas ini diabsorb dengan menggunakan ammonia water dari 308-F yang

dialirkan

dengan

pompa

311-J

dimana

sebelumnya

didinginkan

menggunakan 324-C. Gas keluar dari absorber yang telah mengalami proses absorbsi keluar melalui stack sedangkan liquidnya dialirkan masuk ke ammonia water tank.


88

T o s ta c k 3 0 2 -E 3 2 4 -C

condensat

F ro m 3 1 1 -J to 3 0 8 -F

F ro m 3 1 5 -C F ro m 3 1 9 -F

3 1 2 -F

to 3 1 1 -C

3 0 3 -F 3 2 0 -C

s te a m condensat

3 1 5 -J

3 0 6 -C A

T o /fro m 3 0 4 -C F ro m 3 0 2 -C

3 0 5 -F

3 0 7 -C

3 0 1 -E

3 0 6 -C B

NH3 Feed

Gambar IV.3 unit resirkulasi

3 1 6 -J

U re a s o lu t io n

3 0 7 -J

3 0 4 -F

3 0 8 -J

F ro m 3 1 2 -J

T o 3 0 4 -C

IV.4

F ro m 3 0 5 -J

Evaporasi Di bagian evaporasi larutan urea dari bagian resirkulasi dipekatkan.

Bagian ini dioperasikan pada temperatur rendah dengan cara penurunan tekanan dengan menggunakan ejector dan kondensor yang menghasilkan proses kondensat. Proses kondensat dari kondensasi steam mengandung ammonia, karbondioksida dan urea digunakan untuk proses setelah mengalami proses recovery di waste water treatment. Untuk menjadikan melt handling tidak akan buntu karena kristalisasi selama proses evaporasi, temperatur peleburan minimum ditetapkan antara 138140 0C. Pada tekanan keseimbangan sekitar 0,035 bar (26 mm Hg abs) kandungan air di dalam leburan hanya 0,3 % berat saja. Jika temperatur campuran air-urea naik maka konsentrasi campuran yang lebih ringan di dalam fase cair akan berkurang. Tekanan uap air akan naik dengan naiknya temperatur. Penurunan tekanan dengan tiba-tiba akan mengakibatkan banyak sekali air yang teruapkan, akibatnya temperatur akan jatuh dengan cepat dan urea akan mengkristal. Sama halnya apabila cukup panas disupplai untuk mengimbangi akibat penguapan air kristalisasi urea akan tetap juga terjadi, untuk mencegah hal ini maka digunakan 2 evaporator dan temperatur dinaikkan pada tekanan konstan, pada 2nd evaporator tekanan akhir yang diinginkan dapat dicapai, disini urea melt dipanaskan sampai 140 0C.


89

Larutan dari rectifying column masuk melalui flash tank ke urea storage tank. Di flash tank tekanan dijaga pada 0,45 kg/cm2 abs. Hal ini dicapai dengan flash tank condenser 311-C yang dihubungkan ke 1st stage evaporator condenser 312-C. Juga untuk mengontrol temperatur larutan pada outlet flash tank. Akibat adanya pressure drop dari 4,2 kg/cm2 abs ke 0,45 kg/cm2 abs, sejumlah besar air dan ammonia akan menguap, dan akan menurunkan temperatur larutan dari 1350C menjadi 860C. Sehingga konsentrasi urea menjadi 73% dengan temperatur solidifikasi 700C.

Gambar IV.4 Grafik Evaporasi urea Untuk mencegah terjadinya pembentukan biuret temperatur larutan urea dijaga serendah mungkin, selain itu residence time di dalam urea storage tank dibuat singkat, untuk itu urea storage tank dibagi menjadi bagian besar dan kecil. Bagian kecil untuk menampung sementara antara resirkulasi dan evaporasi, sedangkan yang besar dipakai untuk menampung apabila sedang shut down. Dari urea storage tank, larutan dipompakan ke 1st stage evaporator 309-C. Disini konsentrasi urea akan naik sampai 95% pada temperatur 1300C dan tekanan 0,34 kg/cm2 abs. Fase cair dan fase uap dipisahkan di separator 1st evaporator 306F. Vapor dimasukkan ke 1st evaporator condenser sedangkan cairan over flow ke 2nd evaporator. Uap dari 1st evaporator dikondensasikan di 1st stage evaporator condenser, yang tidak dapat terkondensasi ditarik dengan ejector 1st stage evaporator 302-L


90

dan dikirim ke final condenser 315-C. Gas-gas yang tidak terkondensasi dari final condenser masuk ke absorber (302-E) untuk kemudian dikontakkan kembali dengan ammonia water dan gas yang tidak terabsorb dibuang melalui stack. Larutan urea dari 1st evaporator separator mengalir ke 2nd evaporator, disini konsentrasi dinaikkan sampai 99,7% pada temperatur 1400C dan tekanan 0,034 kg/cm2 abs. Untuk mengimbangi perbedaan tekanan maka pada 1st dan 2nd evaporator dilengkapi dengan barometric leg. Di separator 2nd evaporator 307-F, fase cair dan vapor dipisahkan. Vapor ditarik ke 2nd evaporator vacuum unit, oleh booster 303-L sedangkan cairan dipompakan ke prilling tower 401-A oleh melt pump 309-J. Sebelum dipompakan ke prilling tower, diinjeksikan UFC dari UFC tank. Sebagian dari panas kondensasi digunakan di 1st evaporator. Vacuum system dari second evaporator terdiri atas booster 303-L. Second stage condenser 313-C dan after condenser 304-LC serta 2 ejector 304-LL1 dan 304-LL2. Booster 303-L terletak diantara kedua condenser, sedangkan ejector 304-LL1 dan 304-LL2 terletak setelah after condenser. Vapor air dari second evaporator pada tekanan 0,034 kg/cm2 abs dikompresi oleh booster, sehingga temperature kondensasi naik dan pengkondisian dengan cooling water yang ada dapat dilakukan. Dari second stage condenser, gas-gas yang tak terkondensasi dikirim ke after condenser oleh ejector 304-LL1 dan dari sana dikirim ke final condenser 315-C oleh ejector 304-LL2. Final condenser mengirimkan gas-gas yang tidak terkondensasi ke absorber, sedangkan produk kondensasinya dimasukkan ke 308-F. Condenser dari seluruh evaporator condenser, juga dari flash tank condenser dikumpulkan di ammonia water tank. Di ammonia water ada dua kompartemen, yaitu big kompartemen dan small kompartemen. Aliran ammonia water yang masuk ke big kompartemen hanya berasal dari hasil kondensasi dari 313-C dimana mempunyai lebih banyak kandungan urea. Antara big kompartemen dan small kompartemen mempunyai saluran penghubung yang bisa berfungsi untuk mengencerkan apabila kandungan urea di big kompartemen terlalu pekat. Untuk big kompartemen digunakan sebagai suction dari pompa 312J yang merupakan ammonia water umpan untuk LPCC. Sedangkan small kompartemen digunakan untuk suction pompa 311-J sebagai ammonia water


91

umpan absorber 302-E dan juga suction pompa 313-J sebagai ammonia water umpan inert vent, internal flushing, dan umpan dari WWT. Urea melt dari separator second evaporator yang mempunyai konsentrasi 99,7%, dipompakan

oleh 309 J/JA ke prilling bucket 401-LAL/LBL pada

temperature 1400C. Setelah pompa 309 J/JA diinjeksikan UFC. Untuk menghindari mengkristalnya melt, line discharge pompa dipasang LP steam jacket pada temperature 1400C. Untuk mengurangi pembentukan biuret, steam jacket harus dijaga pada 3,8 kg/cm2 (140 0C). Kontrol Proses : 1. Pressure 1st stage Normal operasi

: 0,3-0,35 kg/cm2 abs

Konsentrasi

: 95%

Pressure tinggi

: evaporasi berkurang, konsentrasi larutan urea rendah

Pressure rendah

: evaporasi tinggi, terjadi kristalisasi

2. Temperatur 1st stage Normal operasi

: 125-1300C

Temperatur rendah

: kristalisasi

Temperatur tinggi

: pembentukan biuret tinggi

nd

3. Pressure 2 stage Normal operasi

: 0,034 kg/cm2 abs

Konsentrasi

: 99,7%

Pressure tinggi

: evaporasi berkurang, moisture content tinggi

4. Temperatur 2nd stage Normal temperatur suction urea melt pump : 138-1400C

IV.5

Temperatur rendah

: kristalisasi (132,60C)

Temperatur tinggi

: pembentukan biuret tinggi

Sistem Prilling Impact strength dari prill ditentukan persentase prill yang akan pecah

karena pengaruh tumbukan misalnya selama pengiriman. Pecahan prill akan menimbulkan masalah debu dan cenderung menyebabkan penggumpalan. Untuk


92

itu dianjurkan untuk memproduksi prill yang mempunyai impact strength yang tinggi. Impact strength dinyatakan sebagai persen berat prill yang masih utuh setelah pemukulan plate baja pada kecepatan tertentu. Selama prill jatuh dari prilling tower urea mungkin dapat didinginkan terlalu dingin. Jatuhan urea mengalami pemadatan yang lewat dingin maka akan membentuk kristal kecil dengan cepat dan orientasinya pada arah yang sama. Prill dengan struktur seperti ini mempunyai impact strength menengah, terlalu dingin dapat dicegah dengan menggunakan teknik pembutiran, sejumlah kristal kecil ditiupkan ke dalam prilling tower. Kristal ini akan bergabung dengan jatuhan urea dan bertindak sebagai inti kristal. Selama proses pembutiran jatuhan urea akan ditabrak oleh beberapa butiran kristal sehingga suatu ketika prill akan berisikan beberapa kristal yang orientasinya tak teratur, karena ikatannya yang kuat kristal-kristal yang orientasinya tak teratur ini akan menyebabkan prill mempunyai impact strength tinggi. Untuk mencegah pengumpalan selama pengiriman perlu ditambahkan Calsium Stearat sebelum dilakukan prilling. Urea prill dicampur dengan Calsium Stearat, digiling menjadi debu dalam air jet mill (penggiling dengan udara) dan di blow ke dalam prilling tower. Untuk memperbaiki kualitas dari urea prill, seeding dimasukkan ke mixing vessel 406LF. Ditambah sekitar 1,2 % berat anti cacking agent (Calcium Stearat). Setelah melalui pencampuran keduanya, campuran dialirkan ke urea hopper 406-LV yang dioperasikan secara normal. Dari hopper campuran dimasukkan ke air jet mill 406-L1 dari vibration on feeder mell vibrating sieve 406-L4. Debu (urea + stearat) setelah itu diblow ke dalam prilling tower dengan urea dust ejector 406-L2. Jumlah debu yang diperlukan sekitar 10 kg/h pada full load. Udara yang diperlukan, dipanaskan dalam seeding air heater 322-C, dimasukkan ke air jet mill dan urea dust ejector . Konstan flash 8 L/ton ke nozzle booster harus dijaga melalui FI-9403. Booster flush yang lainnya dipakai secara jarang-jarang. Dengan menggunakan PDR-9404 yang mengukur perbedaan tekanan di internal-internal separator second evaporator, maka dapat diketahui kapan internal-internal tersebut harus diflushing. Prilling bucket mendistribusikan urea melt dalam bentuk butiran ke


93

bagian dalam prilling tower. Special prilling bucket SI-3601 dapat diatur memakai HIC-9605. Sewaktu jatuh, butiran-butiran tadi mengeras menjadi prill. Panas pembentukan prill diambil oleh udara yang dimasukkan dari bagian bawah tower, dihisap oleh 4 buah fan 401-JA/JB/JC/JD. Urea prill dikumpulkan di bagian bawah prilling tower oleh scrapper 401V, yang selanjutnya menscrap urea prill tadi ke dalam suatu celah, urea prill tersebut dikirimkan ke seksi storage melalui belt conveyor 2817-V1. Scrapper akan berhenti jika belt conveyor mati atau pintu prilling tower membuka. Belt conveyor dapat distop oleh interlock dari urea handling system. Untuk meningkatkan crushing strength dari urea prill dilakukan injeksi UFC (Urea Formaldehyde Consentrate). UFC yang diinjeksikan sebesar ± 0,35 %wt ke urea solution di suction pompa 309 J/JA. Selain itu, penambahan UFC juga untuk memperbaiki struktur urea prill yang terbentuk, sehingga lebih kompak dan kuat dan tahan terhadap pengaruh dari kondisi lingkungan (tidak mudah mencair karena kondisi lingkungan yang lembab). Tabel IV.1. Komposisi produk urea Kandungan

komposisi

Kadar air

max 0,3 % wt

Biuret

max 0,9 % wt

Kadar Nitrogen

max 46,3 % wt

Crushing strength

min 25 kg/cm2

Impact Strength

> 95% wt


94

to302-E

steam steam

Ammonia water

315-C steam 312-C

From 303-F

304-LC

401-LAL Ammonia water

313-C 311-C

306-F

401-A

307-F

406-L 401-V

steam to302-E to304-EA

to307-C

2817-V1 PA

309-C

312-J

to307-F (flushing) to307-E

310-C

311-J 313-J

From 304-F

309-J

Gambar IV.5. PFD 308-JEvaporasi dan Prilling


95

IV.6

Pengolahan Air Limbah (WWT) Unit ini berfungsi untuk mengolah kembali proses dari unit kondensat-

kondensat

yang

terkumpul

dari

kondenser-kondenser

evaporator

yang

mengandung NH3, CO2, dan urea sehingga tidak mencemari lingkungan. Pengolahan air buangan dilakukan dalam 4 tahap : 1. Tahap pertama adalah memisahkan NH3 dan CO2. 2. Tahap kedua adalah memisahkan urea. 3. Tahap ketiga adalah mengambil kembali reaktan tersebut dengan absorpsi. 4. Tahap keempat adalah mengondensasikan gas-gas yang keluar pada Reflux Condensor.

IV.6.1 Peralatan Utama 1. NH3 Water Tank (308-F) Fungsi : menampung semua proses kondensat dari Condenser-Condenser Evaporator yang masih mengandung NH3, CO2 dan urea. 2. 1st Desorber (304-EA) Fungsi : menurunkan kandungan NH3 denganmengontakkan kondensat dengan uap panas dari 2nd Desorber. 3. 2nd Desorber (304-EB) Fungsi : menurunkan kadar NH3 dengan cara melepaskan NH3 (desorpsi) dari proses kondensat dengan bantuan steam. 4. 1st Hydrolizer (305-E) Fungsi : menghidrolisa larutan urea menjadi NH3 dan CO2 sehingga kadar urea dalam proses kondensat turun. 5. 2nd Hydrolizer (308-E) Fungsi:

menghidrolisa larutan urea menjadi NH3 dan CO2 sehingga kadar

urea dalam proses condensat turun hingga dibawah 1 ppm atau bahkan nol.

IV.6.2 Pengambilan Proses Kondensat Beberapa tempat dilakukan pengambilan sisa NH3. Semua proses kondensat dari condensor evaporator yang mengandung NH3, CO2, dan urea dikumpulkan dan ditampung di dalam Ammonia Water Tank (308-F), sedang

96 Laporan Kerja Praktek PT. Pupuk Kaltim Tbk.

semua gas-gas yang di-vent dari beberapa tempat diabsorpsi di LP Absorber (302E) untuk diambil sisa NH3 yang masih ada. Tangki ammonia water ini dibagi menjadi tiga bagian. Dua bagian kecil dan satu bagian besar. Kondensat dari condensor evaporator tingkat I dengan kandungan urea yang tinggi dimasukkan ke dalam tangki kecil yang pertama untuk dipakai sebagai umpan LPCC. Kondensat dari Condensor Evaporator II dimasukkan ke bagian tangki kecil yang kedua yang disuplai untuk : 

Disirkulasikan ke LP Absorber melalui Absorber Feed Cooler dengan memakai pompa umpan absorber.



Dikirim ke desorber tingkat I dengan memakai pompa umpan desorber.

IV.6.3 Pengambilan Kembali NH3 dan CO2 dari Kondensat Umpan ammonia water dimasukkan melalui Desorber Heat Exchanger dimana suhu dinaikkan dari sekitar 50 oC menjadi 129 oC dengan memakai kondensat dari Hydrolizer Heat Exchanger. Desorber I mempunyai 15 sieve tray, proses kondensat mengalir melalui tray-tray ini dan kontak dengan uap panas dari Desorber II yang masuk dari bagian bawah, sehingga kandungan NH3 akan turun dan temperatur proses kondensat akan naik menjadi 137 oC dengan tekanan sekitar 2,8 kg/cm2. Uap yang mengandung NH3, CO2, dan steam keluar melalui bagian atas Desorber I dan didinginkan di Reflux Condensor (305-C). Karbamat hasil pendinginan ini dikirim kembali ke LPCC yang selanjutnya dipompa kembali ke sintesa, sebagian lagi dikembalikan sebagai refluks di Desorber I. Cairan dari bawah Desorber I dialirkan ke 1st Hydrolizer dengan pompa (314-J/JA). Temperatur cairan ini turun sampai sekitar 129 oC. Di dalam 1st Hydrolizer, kondensat proses mengalir secara berlawanan arah dengan uap air dari 2nd Hydrolizer yang mengalir dari bawah. 1st Hydrolizer dirancang mempunyai 19 sieve tray, cairan mengalir ke bawah melalui downcomer yang dipasang pada setiap tray, di samping itu dengan adanya lubang-lubang untuk memperoleh kontak antara proses kondensat dan steam. Dengan adanya steam tersebut, kondensat proses suhunya naik menjadi 204 oC dan dengan adanya air yang banyak tersebut mampu membantu reaksi hidrolisis urea menjadi karbamat, NH3,


dan CO2. Gas-gas yang mencapai bagian atas Hydrolizer dialirkan ke Desorber I yang bertemperatur sekitar 187 oC melalui control valve yang mengatur tekanan hydrolizer tetap pada 15 kg/cm2G, sedangkan cairannya dialirkan dari bagian bawah 1st hydrolizer ke 2nd hydrolizer dimana suhu aliran sekitar 204 oC untuk memperoleh kualitas air yang lebih baik, atau dapat langsung dialirkan ke 2 nd desorber, yang dipasang sebagai upaya untuk meningkatkan kualitas air hasil pengolahan sehingga tidak

saja aman untuk dibuang, tetapi agar dapat

dimanfaatkan sebagai sebagai air umpan boiler atau dapat dipergunakan untuk keperluan yang lain. Di dalam 2nd Hydrolizer dimasukkan steam (80 kg/cm2) dengan temperatur sekitar 350 oC. Dengan alat ini diharapkan kandungan ureanya sudah dibawah 1 ppm atau bahkan nol.

Gambar IV.6 Waste Water Treatment NH3 dalam larutan hasil penguraian di 2nd Hydrolizer kemudian di strip di 2nd desorber. Di dalam Desorber II dengan 21 sieve tray, terjadi kontak antara kondensat proses yang mengalir turun dengan steam 3,2 kg/cm2 yang mengalir ke atas. Steam bersama dengan NH3 dan CO2 yang terlepas, keluar dari bagian atas desorber II mengalir ke bagian bawah Desorber I dengan suhu 138,5oC dan tekanan 2,8 Kg/cm2G. Dari Desorber I, gas-gas yang keluar dari bagian atas dialirkan ke Refluks Condensor. Di dalam Refluks Condensor ini, NH3 dan CO2 kembali membentuk ammonium karbamat dan panas yang terjadi diambil oleh air pendingin.


Ammonium karbamat dipompakan ke unit Resirkulasi untuk kemudian dialirkan ke reaktor di unit sintesa, sebagian dikembalikan ke Desorber I sebagai refluks. Air dari bagian bawah Desorber II yang suhunya 143 0C dan telah mengandung kurang dari 1 ppm NH3 dan maksimal 0.09 ppm urea dimanfaatkan kembali sebagai BFW, jika urea terukur lebih dari 0.09 ppm maka dikirim ke Kaltim-1 atau ke sewer. Kualitas produk air kondensat dari WWT sebagai berikut : Tabel IV.2. Kandungan Produk WWT Kandungan

Kadar

pH

8,3

Conductvity

6,22 µs/cm

NH4+

1,24 ppm

Urea

0,07 ppm

IV. 7 Steam System Pada plant urea steam yang digunakan berasal dari beberapa sumber antara lain ekstraksi dari turbin 302-JT, valve let down steam 80 kg/cm2, dan juga steam dari 302-FA/302-FB yang bersifat juga seperti WHB dari panas kondensasi carbamate di HPCC. Beberapa macam steam yang digunakan di urea plant adalah: -

Steam dengan tekanan 80 kg/cm2

-

Steam extraction dengan tekanan 25 kg/cm2

-

Steam HP dengan tekanan : ± 20 kg/cm2

-

Steam MP dengan pressure : ± 9 kg/cm2

-

Steam LS dengan tekanan : ±3 kg/cm2

Steam bertekanan tinggi (sekitar 80 kg/cm2) dari Unit Utility diekspansikan di dalam Compressor CO2 Turbine (302-JT), sehingga tekanannya menjadi sekitar 25 kg/cm2abs (maksimum). Setelah ekspansi ini, sejumlah besar uap diekstraksi dikirim ke unit urea untuk proses yang dikehendaki, sisanya diekspansikan di dalam turbin lube oil sampai 0,12 kg/cm2abs. Exhaust Steam ini dikondensasikan dalam Condenser (302-JTC), kondensatnya dipompakan untuk dieksport ke Raw Condensate Tank.


Steam ekstraksi dari turbin ini sebagian besar diekspansikan tekanannya menjadi 21 Kg/cm2abs dan dijenuhkan di dalam HP Steam Saturator (310-F), sisanya langsung dipakai di dalam Hydrolizer (305-E), untuk make up MP Steam. Steam yang dijenuhkan pada tekanan 21 kg/cm2abs di dalam HP Saturator (310-F) diatur langsung di dalam Shell side HP Stripper (302-C), disini steam tersebut terkondensasi menjadi kondensat. Kondensat ini kembali lagi ke HP Steam Saturator (310-F) yang juga berfungsi untuk menurunkan temperatur steam yang masuk. Pengontrol level untuk HP Steam Saturator (310-F) melepaskan kondensat ke MP Steam Saturator (311-F) dimana dijenuhkan pada tekanan 9 kg/cm2abs. MP Steam ini dipakai di 2nd Evaporator (310-C) dan untuk tracing di seksi synthesa. Kondensat dari MP Steam Saturator (311-F) dilepaskan dibawah kontrol levelnya ke LP Steam Drum (302-FA/B) dari HPCC (303-C) yang berfungsi sebagai air umpan boiler. Panas yang dihasilkan dari proses kondensasi di dalam HPCC (303-C) dipakai untuk membangkitkan steam saturated pada tekanan 4,5 kg/cm2abs di dalam LP Steam Drum (302-FA/B). LP Steam (tekanan 4,5 Kg/cm2 abs) dipakai di dalam Heater Resirkulasi, 1st Evaporator (309-C), 2nd Desorber (304-EB), Ejector dan Tracing di bagian bertekanan rendah. Kelebihannya dieksport ke battery limit sebagai admission steam turbine penggerak Kompresor CO2. Kondensat-kondensat dari Heater Resirkulasi dan 1stEvaporator (309-C) dikumpulkan di dalam BFW Collecting Drum dan dari sini dikembalikan ke LP Steam Drum (302-FA/B).


EVALUASI PERFORMANCE KOMPRESOR TURBIN 101 J/JT DAN 103 J/JT

DISUSUN OLEH: 1. Annie Mufyda Rahmatika

NRP: 2309 100 008

2. Rima Diniatul Hasanah

NRP: 2309 100 016

PEMBIMBING : H. Kushermianto

INTISARI

Tujuan dari pengerjaan tugas khusus ini adalah untuk menganaisa performance dari kompresor turbin 101-J/JT dan 103 J/JT. Melalui tugas khusus ini diharapkan dapat mengetahui efisiensi dan power yang dihasilkan oleh turbin dan kompresor 101-J/JT dan 103 J/JT, kemudian membandingkan hasilnya dengan kondisi desain sehingga dapat diperoleh gambaran terhadap performance dari kompresor turbin 101-J/JT dan 103 J/JT. Langkah pertama yang dilakukan yaitu pengambilan data-data yang diperlukan dalam perhitungan. Data-data ini diperoleh dari data di lapangan dan di control room. Kemudian menghitung efisiensi dan power yang dihasilkan kompresor di setiap stagenya. Pengambilan data aktual dimulai pada tanggal 01 Agustus 2012 sampai 05 Agustus 2012 kemudian dirata-ratakan. Dari data tekanan dan suhu yang iketahui diperoleh efisiensi dan power untuk kompresor dan turbin. Dari hasil evaluasi terhadap performance kompresor turbin 101-J/JT dan 103 J/JT diperoleh kesimpulan bahwa kinerja dari kompresor turbin 101-J/JT dan 103 J/JT mengalami penurunan kinerja. Untuk 101 JT mengalami penurunan 6% sedangkan untuk 103 JT mengalami penurunan 10% dari design

INTISARI

Tujuan dari pengerjaan tugas khusus ini adalah untuk menganaisa performance dari kompresor turbin 101-J/JT dan 103 J/JT. Melalui tugas khusus ini diharapkan dapat mengetahui efisiensi dan power yang dihasilkan oleh turbin dan kompresor 101-J/JT dan 103 J/JT, kemudian membandingkan hasilnya dengan kondisi desain sehingga dapat diperoleh gambaran terhadap performance dari kompresor turbin 101-J/JT dan 103 J/JT. Langkah pertama yang dilakukan yaitu pengambilan data-data yang diperlukan dalam perhitungan. Data-data ini diperoleh dari data di lapangan dan di control room. Kemudian menghitung efisiensi dan power yang dihasilkan kompresor di setiap stagenya. Pengambilan data aktual dimulai pada tanggal 01 Agustus 2012 sampai 05 Agustus 2012 kemudian dirata-ratakan. Dari data tekanan dan suhu yang iketahui diperoleh efisiensi dan power untuk kompresor dan turbin. Dari hasil evaluasi terhadap performance kompresor turbin 101-J/JT dan 103 J/JT iperoleh kesimpulan bahwa kinerja dari kompresor turbin 101-J/JT dan 103 J/JT mengalami penurunan kinerja sebesar 20,86% dari kondisi desain untuk kompresor turbin 101 J/JT. Sedangkan untuk kompresor turbin 103 J/JT mengalami penurunan sebesar 7,38% dari kondisi desain.

DAFTAR ISI

INTISARI....................................................................................................

i

DAFTAR ISI...............................................................................................

ii

DAFTAR TABEL.......................................................................................

iii

DAFTAR GAMBAR ..................................................................................

iv

BAB I PENDAHULUAN ...........................................................................

1

I.1 Latar Belakang. ............................................................................

1

I.2 Rumusan Masalah ........................................................................

2

I.3 Tujuan...........................................................................................

2

I.4 Ruang Lingkup Permasalahan......................................................

3

BAB II TINJAUAN PUSTAKA.................................................................

4

II.1 Hukum termodinamik .................................................................

4

II.2 Perhitungan Kerja Kompresi.......................................................

6

II.3 Kompresor...................................................................................

8

II.4 Turbin..........................................................................................

21

II.5 Prinsip Kerja Turbin Uap............................................................

22

II.6 Menghitung Efisiensi dan Daya yang dihasilkan Turbin............

23

BAB III METODE PELAKSANAAN TUGAS KHUSUS ........................

25

III.1 Sistematika Pengerjaan ..............................................................

25

III.2 Metode Termodinamik ..............................................................

26

III.3 Metode Pengambilan Data.........................................................

27

BAB IV HASIL PERHITUNGAN DAN PEMBAHASAN.......................

26

IV.1 Hasil Perhitungan ......................................................................

28

IV.2 Pembahasan ...............................................................................

31

BAB V KESIMPULAN DAN SARAN......................................................

36

V.1 Kesimpulan .................................................................................

36

V.2 Saran ...........................................................................................

36

DAFTAR PUSTAKA .................................................................................

v

Appendiks ...................................................................................................

vi

ii

DAFTAR TABEL

Tabel II.1 Ringkasan Persamaan Termodinamika pada berbagai kondisi ..

6

Tabel II.2 Tipe-Tipe dan Karakteristik Bearing..........................................

19

Tabel IV.1 Kondisi Operasi Kompresor 101-J ...........................................

26

Tabel IV.2 Kondisi Operasi steam Turbin 101-JT......................................

26

Tabel IV.3 Hasil Perhitungan Data Kompressor 101-J/JT.........................

27

Tabel IV.4 Kondisi Operasi Kompressor 103-J..........................................

27

Tabel IV.5 Kondisi Operasi Steam Turbin 103-JT .....................................

27

Tabel IV.6 Hasil Perhitungan Data Kompressor 103 J/JT..........................

28

iii

DAFTAR GAMBAR

Gambar II.1 Klasifikasi Kompresor............................................................

9

Gambar II.2 Diagram Pembagian Kompresor ............................................

10

Gambar II.3 Kompresor Sentrifugal ...........................................................

11

Gambar II.4 Bentuk Casing.........................................................................

12

Gambar II.5 Inlet Wall ................................................................................

12

Gambar II.6 Penempatan Guide Vane ........................................................

13

Gambar II.7 Letak Eye Seal ........................................................................

13

Gambar II.8 Letak Diffuser .........................................................................

14

Gambar II.9 Letak Labirinth Seal ...............................................................

14

Gambar II.10 Letak Return Bend ................................................................

15

Gambar II.11 Letak Return Channel...........................................................

16

Gambar II.12 Letak Diafragma ...................................................................

16

Gambar II.13 Konstruksi Shaft dan Shaft Sleeve .......................................

17

Gambar II.14 Konstruksi Impeller ..............................................................

18

Gambar III.1 Contoh Diagram Mollier untuk Metana ................................

23

Gambar IV.1 Kurva T-S untuk Proses Adiabatik Ideal dan Non Ideal.......

30

iv

Tugas Khusus BAB I PENDAHULUAN

I.1

Latar belakang Pabrik Ammonia Kaltim-2 dibangun pada tahun 1983 dan mulai

beroperasi pada bulan November 1984, dengan kapasitas 1500 MTPD, menggunakan lisensi proses dari M.W. Kellog dengan teknologi semi hemat energi. Konsumsi energi pada saat pabrik mulai beroperasi stabil dan reliabel adalah sekitar 38.5 MMBTU/ton ammonia. Kemudian pada tahun 1999, dilakukan program retrofit yaitu menaikkan kapasitas produksi menjadi 1800 MTPD dengan penambahan alat yaitu kompresor udara 101 JA, chiller 130 C, dan HRU membran dan penggantian tube katalis Primary Reformer (101-B) dengan kapasitas yang lebih besar volumenya. Pada tahun 1987, dibangun unit HRU yang berfungsi untuk mengolah Purge Gas dan Flash Gas yang semula digunakan sebagai bahan bakar, diproses menjadi bahan baku pembuatan amoniak. Adanya gas hidrogen dari unit HRU tersebut , kapasitas produksi ammonia meningkat menjadi 104 % dari kapasitas terpasang. Amoniak disintesa dari gas nitrogen yang berasal dari udara dan gas hydrogen yang berasal dari gas alam. Udara yang digunakan untuk proses pembuatan ammonia ini berasal dari udara bebas. Untuk itulah, pada proses pembuatan ammonia ini perlu suplai gas nitrogen. Kandungan gas nitrogen di udara paling besar yaitu 79% N2 dan 21% O2. Gas nitrogen ini berfungsi sebagai reaktan untuk bereaksi dengan gas hidrogen yang berasal dari gas alam. Pada operasinya dipakai dua kompresor untuk menjalankan tugas mensuplai udara ke dalam unit reformer dan menaikkan tekanan udara syngas. Kompresor pertama adalah kompresor untuk mengambil udara bebas dari air filter untuk dimasukkan ke unit reformer, kompresor 101-J/JT. Kompresor ini terdiri dari 2 case, 12 stage, mesin centrifugal digerakkan oleh condensing steam turbin dengan 3 intercooler. Laju alirnya 41449 Ton/hr. Kompresor sentrifugal ini akan mengalirkan udara dari tekanan 1 kg/cm2 ke 36,1 kg/cm2 Kompresor kedua adalah kompresor untuk menaikkan tekanan udara syngas agar bisa direaksikan di


1

Tugas Khusus Ammonia Converter yang biasa disebut kompresor 103-J. Kompresor ini berjenis sama dengan kompresor pertama yaitu kompresor sentrifugal. Kompresor terdiri dari dua case dengan inter cooling pada first case. Kompresor sentrifugal ini memiliki laju alir sebesar 69515 kg per jam nya. Kompresor ini akan menaikkan tekanan yaitu dari 28 kg/cm2 menjadi sekitar 218 kg/cm2. Kedua kompresor ini mulai dipakai sejak tahun 1984. Untuk kompresor 101-J/JT tidak pernah mengalami perubahan, tetapi untuk kompresor 103-J/JT mengalami perubahan setelah retrofit pada suhu masuknya. Yang awalnya, suhu masuk sebesar 38oC dirubah menjadi 4,4oC. Mengingat kompresor udara dan kompresor syngas ini merupakan bagian penting dari proses pembuatan ammonia di Kaltim-2 ini, maka perlu dilakukan evaluasi terhadap performance dari kompresor 101 J/JT dan 103 J/JT. Oleh karena itu, menjadi suatu pekerjaan yang esensial bagi engineer di PT. Pupuk Kalimantan Timur ini untuk mengevaluasi kinerja dari kompresor 101 J/JT dan 103 J/JT dan langkah-langkah untuk mempertahankan atau meningkatkan performa dari kompresor ini.

I.2 Rumusan Masalah Kinerja dari kompresor berkorelasi dengan steam turbine sebagai mover dari kompresor tersebut. Sedangkan performa dari steam turbine itu belum dievaluasi lagi setelah retrofit. Karena keberjalanan kompresor 101-J/JT dan 103 J/JT akan menentukan keberjalanan proses di unit ammonia, maka perlu dilakukan evaluasi kinerja dari kompresor 101-J/JT dan 103-J dengan memantau melalui perbedaan tekanan awal dan akhir, perbedaan temperatur awal dan akhir, serta pengaruh kinerja steam turbin dengan kinerja kompresor.

I.3 Tujuan Tujuan dari tugas ini adalah untuk mengevaluasi performa dari kompresor 101-J/JT dan 103-J/JT dan menentukan pengaruh performa dari kompresor ini terhadap keberjalanan proses di unit ammonia.


2

Tugas Khusus I.4 Ruang Lingkup Permasalahan Pada tinjauan ini akan dilakukan pengamatan pada kompresor yang berbentuk centrifugal compressor dengan mover berupa steam turbine. Variabelvariabel yang akan diamati pada kompresor untuk membantu tinjauan performa kompresor adalah tekanan suction dan discharge dari kompresor, temperatur suction dan discharge dari kompresor, laju alir massa dari udara, serta komposisi udara masukan kompresor. Sedangkan variabel-variabel yang akan diamati untuk membantu tinjauan mengenai performa turbin, yang berpengaruh kepada kinerja kompresor adalah tekanan inlet dan outlet turbin, tekanan inlet dan outlet turbin, serta kecepatan dari turbin. Pengamatan variabel-variabel ini menggunakan data yang diambil pada alat ukur digital yang terhubung pada intranet pabrik dan juga pengambilan data langsung melalui alat ukur konvensional di lapangan. Data yang diambil secara digital adalah data dari komposisi serta kondisi operasi kompresor pada tanggal 01 Agustus 2012 sampai dengan 05 Agustus 2012. Dari pengamatanpengamatan tersebut, akan ditentukan nilai dari efisiensi kompresor, berupa efisiensi politropik. Selain itu, dari data-data tersebut, dapat ditentukan pula besar daya yang dipakai di kompresor dan daya yang dihasilkan pada steam turbine.


3

Tugas Khusus BAB II TINJAUAN PUSTAKA

Termodinamika merupakan suatu bidang ilmu pengetahuan yang berurusan dengan kalor, kerja, dan sifat substansi yang berkaitan dengan kerja atau kalor. Seperti halnya ilmu pengetahuan/ilmu-ilmu dasar, termodinamika berbasiskan pengalaman empiris yang kemudia diformulasikan dalam beberapa hukum dasar. Dalam analisis termodinamika pada sistem tertutup biasanya digunakan massa atur (control mass) dan pada siklus terbuka digunakan volume atur (control volume). Perubahan keadaan pada substansi kerja (fluida kerja), menunjukkan proses termodinamika. Proses termodinamika pada sistem tertutup disebut proses tanpa aliran (non-flow proCesses), dan persamaan pokok yang berlaku adalah hukum termodinamika pertama. Untuk proses sistem terbuka atau disebut proses dengan aliran (flow proCesses), ketentuan pokok yang berlaku adalah persamaan energi aliran mantap (steady flow energy equation). Tingkat keadaan termodinamika suatu sistem pada suatu saat tertentu dinyatakan dengan sifat-sifat termodinamika nya, baik sifat intensif ataupun sifat ekstensif. Sifat intensif dari suatu sistem tidak bergantung pada ukuran sistem, sebagai contoh adalah tekanan dan temperatur. Sifat ekstensif tergantung dari ukuran sistem, contohnya adalah volume, energi dalam, entalpi, entropi, dan lain-lain. Sifat ekstensif dapat diubah menjadi seolah-olah bersifat intensif dengan cara membaginya dengan ukuran sistem tersebut, sehingga dikenal dengan volume spesifik, entalpi, entropi, energi, dan lain-lain. Kalor yang ditambahkan ke dalam sistem dinyatakan dengan Q dan berharga positif. Kerja yang dilakukan oleh sistem juga positif dinyatakan dengan W. Harga spesifiknya per satuan masa fluida kerja disebut dengan Q dan W.

II.1 Hukum Termodinamik 1. Hukum termodinamik pertama: “Energi tidak dapat dibuat atau dimusnahkan, energi hanya dapat berubah bentuk.” Karena substansi kerja/fluida kerja juga mengalami perubahan energi dalam maka persamaan untuk sistem tertutup menjadi:


4

Tugas Khusus Q – W = ΔU 2. Hukum kedua termodinamika “Panas tidak akan mengalir dengan sendirinya dari tempat yang lebih dingin ke tempat yang panas” ds = Berikuit ini adalah proses yang dianggap reversibel: 1. Proses isokhorik Karena volume tidak mengalami perubahan, maka tidak terdapat kerja yang dilakukan oleh sistem, W = 0 dan kalor dipakai untuk perubahan energi dalam sistem Q = U2-U1 2. Proses isobarik Kerja yang dilakukan merupakan integrasi dari tekanan terhadap perubahan volume Q = U2-U1 + p(V2-V1) = H2 – H1 3. Proses adiabatik Proses adiabatik adalah proses dimana pada sistem tidak terjadi pertukaran kalor (tidak ada kalor yang masuk maupun keluar) Q=0 W = -(U2-U1) 4. Proses isotermal Pada proses temperatur konstan, kalor yang berpindah dinyatakan dengan Q = T(S2-S1) W = T(S2-S1) – (U2-U1) 5. Proses politropik Semua proses politropik reversibel umumnya dapat dinyatakan dengan bersamaan berikut PVn = konstan, dengan n adalah eksponen politropik. Kerja pada proses politropik dapat dituliskan sebagai: =

− 1−

=

( − 1−

)

Tabel II.1 menunjukkan rangkuman dari proses-proses reversibel yang terjadi pada termodinamika.


5

Tugas Khusus Tabel II.1

II.2

Ringkasan persamaan termodinamika pada berbagai kondisi

Perhitungan Kerja Kompresi Kompresibilitas adalah suatu konstanta yang ditambahkan untuk

memberikan koreksi terhadap perbedaan dari kondisi ideal dari gas. PV = ZRT Dari hukum pertama termodinamik, dapat diturunkan persamaan untuk kerja yang terjadi secara isotermal, yaitu: =

=

ln( )

Namun, pada kenyataannya, kompresi yang dilakukan secara isotermal sangat jarang terjadi. Umumnya proses kompresi berlangsung secara isentropik. Apabila kondisi terjadi secara isentropik, maka hubungan antara tekanan dengan volume menjadi:

Dengan k = Cp/Cv

=

=

Dari persamaan tersebut juga dapat dicari hubungan antara tekanan dan temperatur yaitu :


6

Tugas Khusus

Kerja pada kondisi adibatik ditunjukkan dengan persamaan berikut:

Perbedaan antara kerja pada kondisi ideal dengan kerja yang terjadi pada kenyataan disebut sebagai efisiensi. Adanya nilai yang berbeda pada kerja yang diperlukan diakibatkan oleh gaya eksternal seperti friksi. Berikut ini adalah persamaan sederhana untuk menunjukkan paradigma dari efisiensi isentropik.

Pada proses kompresi di keadaan yang sesungguhnya, kompresor bekerja secara adiabatik, namun tetap memiliki gesekan.Oleh karena itu dipakailah suatu fungsi keadaan yang baru, yaitu keadaan politropik. =

=

Dengan n adalah kontanta politropik yang nilainya berbeda dengan k. Dari persamaan keadaan yang telah dijabarkan di atas, maka dapat dicari kerja untuk kondisi politropik, yaitu:

Dengan hubungan antara efisiensi politropik, eksponen politropik, dan eksponen adibatik adalah sebagai berikut :

Dari definisi efisiensi politropik dan dihubungkan denganpersamaan efisiensi isentropik akan ditemukan hubungan antara efisiensi politropik dan efisiensi isentropik yaitu:


7

Tugas Khusus II.3

Kompresor

Beberapa klasifikasi alat penggerak gas, antara lain: 1. Fan, berfungsi untuk menggerakkan gas pada tekanan mendekati tekanan atmosferik dan menaikkan tekanan kurang lebih 3% dari tekanan sebenarnya. 2. Blower adalah alat untuk menaikkan tekanan hingga tekanan menengah. Biasanya tekanan yang dicapai kurang dari 40 psig atau sekitar 4 bar, tetapi lebih tinggi daripada tekanan yang mampu dicapai oleh fan. 3. Kompresor, adalah alat untuk menaikkan tekanan di atas tekanan yang dicapai oleh blower maupun fan. 4. Jet kompresor, adalah alat untuk mencampurkan gas tekanan yang tinggi untuk menaikkan tekanan gas lain yang bertemperatur rendah agar mencapai tekanan menengah. 5. Pompa vakum, adalah alat untuk menghasilkan tekanan dibawah atmosferik pada alat-alat proses.umumnya cara kerjanya berkebalikan dengan cara kerja kompresor dengan penambahan beberapa alat bantu. 6. Steam jet ejector adalah alat yang dapat berfungsi baik sebagai kompresor maupun sebagai pompa. Kompresor adalah peralatan mekanik yang digunakan untuk memberikan energi kepada fluida gas, sehingga gas tersebut dapat mengalir dari suatu titik ke titik lain. Penambahan energi ini bisa terjadi karena adanya gerakan mekanik, sehingga fungsi kompresor adalah mengubah energi mekanik (kerja) ke dalam energi tekanan (potensial) dan energi panas yang dibuang ke lingkungan. Gambar II.1 menunjukkan pembagian klasifikasi dari kompresor.


8

Tugas Khusus

Gambar II.1 Klasifikasi Kompresor Beberapa pertimbangan penggunaan jenis kompresor centrifugal ini adalah : 

Biaya pemasangan murah



Minim biaya perawatan



Tahan lama dan handal



Memerlukan lebih sedikit variasi operasi



Lebih banyak kapasitas volume per area yang tersedia



Adaptabilitas kepada penggerak kecepatan tinggi


9

Tugas Khusus

Gambar II.2 Diagram Pembagian Kompresor Kompresor sentrifugal, termasuk dalam kelompok kompresor dinamik. Prinsip kerja dari kompresor ini adalah mengkonversikan energi kecepatan gas/udara yang dibangkitkan oleh aksi/gerakan impeller yang berputar dari energi mekanik unit penggerak menjadi energi potensial (tekanan) di dalam diffuser.

II.3.1 Dynamic Compressors Kompresor dinamis, seperti kipas, dibagi menjadi dua kelas, sentrifugal dan aksial, sesuai dengan arah aliran gas melalui mesin. Sebuah stage kompresi untuk kompresor sentrifugal terdiri dari deretan pemotong di impeller, diffuser, dan diafragma. Impeller meningkatkan energi kinetik gas menjadi energi radial mengalir keluar. Kemudian diffuser, yang merupakan bagian luas, mengubah energi kinetik menjadi tekanan. Diffuser dan diafragma mengalir ke pusat impeler berikutnya. Jika kenaikan tekanan di kompresor terlalu besar, peningkatan suhu gas, antar pendingin mungkin diperlukan. Gambar II.3 menunjukkan sketsa kompresor sentrifugal.


10

Tugas Khusus

Gambar II.3 Kompresor Sentrifugal

II.3.2 Bagian Utama Kompresor Sentrifugal II.3.2.1 Bagian statis 1. Casing Casing merupakan bagian paling luar kompresor yang berfungsi : 

Sebagai pelindung terhadap pengaruh mekanik dari luar.



Sebagai pelindung dan penumpu/pendukung dari bagian-bagian yang bergerak.



Sebagai tempat kedudukan nosel suction dan discharge serta bagian diam lainnya.

Berikut ini adalah gambar II.4, contoh gambar dari tipe radial split barrel dengan bentuk selongsong dan ditutup bagian depan-belakang (rear-front cover).


11

Tugas Khusus

Gambar II.4 Bentuk Casing 2. Inlet Wall Inlet wall adalah diagfram (dinding penyekat) yang dipasang pada sisi suction sebagai inlet channel dan berhubungan dengan inlet nozzle. Karena berfungsi sebagai saluran gas masuk pada stage pertama, maka meterialnya harus tahan terhadap abrasive dan erosi. Gambar II.5 menunjukkan gambar inlet wall pada casing.

Gambar II.5 Inlet Wall 3. Guide Vane Guide vane di tempatkan pada bagian depan eye impeller pertama pada bagian suction (inlet channel). Fungsi utama guide vane adalah mengarahkan aliran agar gas dapat masuk impeller dengan distribusi yang merata. Konstruksi vane ada yang fixed dan ada yang dapat di atur (movable) posisi


12

Tugas Khusus sudutnya dengan tujuan agar operasi kompresor dapat bervariasi dan dicapai effisiensi dan stabilitas yang tinggi. Gambar II.6 menunjukkan letak penempatan guide vane.

Gambar II.6 Penempatan Guide Vane 4. Eye Seal Eye seal ditempatkan di sekeliling bagian luar eye impeller dan di tumpu oleh inlet wall. Eye seal selalu berbentuk satu set ring logam yang mengelilingi wearing ring impeller Berfungsi untuk mencegah aliran balik dari gas yang keluar dari discharge impeller (tekanan tinggi) kembali masuk ke sisi suction (tekanan rendah). Gambar II.7 menunjukkan letak dari eye seal.

Gambar II.7 Letak Eye Seal


13

Tugas Khusus 5. Diffuser Diffuser berfungsi untuk merubah energi kecepatan yang keluar dari discharge impeller menjadi energi potensial (dinamis). Untuk multi stage dipasang diantara inter stage impeller. Berikut ini adalah gambar II.8 yangmenunjukkan posisi diffuser.

Gambar II.8 Letak Diffuser 6. Labirinth Seal Labirinth seal digunakan untuk menyekat pada daerah : 

Shaft dan diafragma sebagai shaft seal.



Casing dan shaft sebagai casing seal.

Berikut ini adalah gambar II.9 yang menunjukkan letak labirinth seal.

Gambar II.9 Letak Labirinth Seal


14

Tugas Khusus

7. Return Bend Return bend sering juga disebut crossover yang berfungsi membelokan arah aliran gas dari diffuser ke return channel untuk masuk pada stage/impeller berikutnya. Return bend di bentuk oleh susunan diafragma yang dipasang dalam casing. Bentuk dan posisi dari return bend ditunjukan pada gambar II.10.

Gambar II.10 Letak Return Bend 8. Return Channel Return channel adalah saluran yang berfungsi memberi arah aliran gas dari return bend masuk ke dalam impeller berikutnya. Return channel ada yang dilengkapi dengan fixed vane dengan tujuan memperkecil swirl (olakan aliran gas) pada saat masuk stage berikutnya sehingga dapat memperkecil vibrasi, dapat dilihat gambar II.11.


15

Tugas Khusus

Gambar II.11 Letak Return Channel 9. Diafragma Diafragma adalah komponen bagian dalam kompresor yang berfungsi sebagai penyekat antar stage dan tempat kedudukan eye seal maupun inter stage seal. Dengan pemasangan diafragma secara seri, akan terbentuk tiga bagian penting, yaitu diffuser, return bend, dan return channel. Diafragma ditempatkan didalam casing dengan hubungan tongue-groove sehingga mudah dibongkar pasang. Letak diafragma dapat dilihat pada gambar II.12.

Gambar II.12 Letak diafragma


16

Tugas Khusus II.3.2.2 Bagian Dinamis 1. Shaft and Shaft Sleeve Shaft atau poros transmisi digunakan untuk mendukung impeller dan meneruskan daya dari pengerak ke impeller. Untuk penempatan impeller pada shaft di gunakan pasak (key) dan pada multi stage, posisi pasak di buat selang-seling agar seimbang. Sedangkan jarak antar stage dari impeller di gunakan shaft sleeve, yang berfungsi sebagai pelindung shaft terhadap pengaruh korosi, erosi dan abrasi dari aliran dan sifat gas dan untuk penempatan shaft seal diantara stage impeller. Bentuk dari shaft dan shaft sleeve dapat dilihat pada gambar II.13

Gambar II.13 Konstruksi Shaft dan Shaft Sleeve 2. Impeller Impeller berfungsi untuk menaikan kecepatan gas dengan cara berputar, sehingga menimbulkan gaya. Hal ini menyebabkan gas masuk/mengalir dari inlet tip (eye impeller) ke discharge tip. Karena adanya perubahan jari-jari dari sumbu putar antara tip sudu masuk dengan tip sudu keluar maka terjadi kenaikan energi kecepatan. Gambar II.14 menunjukkan skestsa konstruksi impeller.


17

Tugas Khusus

Gambar II.14 Konstruksi Impeller 3. Bantalan (Bearing) Bearing adalah bagian internal kompresor yang berfungsi untuk mendukung beban radial dan aksial yang berputar dengan tujuan memperkecil gesekan dan mencegah kerusakan pada komponen lainnya. Pada kompresor sentrifugal terdapat dua jenis bearing, yaitu :  Journal bearing Digunakan untuk mendukung beban dengan arah radial (tegak lurus poros).  Thrust bearing Digunakan untuk mendukung beban kearah aksial (sejajar poros). Tabel II.2 menunjukkan tupe-tipe dari bearing dan karakteristik nya.


18

Tugas Khusus Tabel II.2 Tipe-tipe dan karakteristik Bearing


19

Tugas Khusus

4. Oil Film Seal Oil film seal merupakan salah satu jenis seal yang digunakan dalam kompresor. Oil film seal terdiri dari satu atau dua seal ring. Pada seal jenis ini diinjeksikan minyak (oil) sebagai penyekat/perapat (seal oil) antara kedua seal ring yang memiliki clearence sangat kecil terhadap shaft. Tekanan masuk seal oil dikontrol secara proporsional berdasarkan perbedaan tekanan sekitar 5 psi diatas tekanan internal gas dan perbedaan tekanan oil-gas selalu dipertahankan. Sehubungan dengan kondisi operasi tidak selalu konstan, maka untuk mempertahankan perbedaan tekanan antar seal oil dan gas dapat sesuai dengan kondisi operasi, digunakan overhead tank. Sistem overhead tank adalah memasang tanki penampung seal oil dengan ketinggian tertentu diatas kompresor dan level seal oil dalam tanki dikontrol melalui level control operated valve, kemudian tekanan gas stream dimasukan kedalam tanki melalui bagian atas (top) sehingga memberikan tekanan pada permukaan seal oil. Dengan sistem overhead tank, maka head static seal oil secara otomatis dapat menyesuaikan dengan kondisi operasi kompresor, sehingga perbedaan tekanan oil-gas proses dapat dipertahankan konstan.


20

Tugas Khusus II.3.2.3 Batasan laju alir pada kompresor sentrifugal Pada satu titik tertentu yang merupakan kondisi dari laju minimum kompresor dimana head yang ada tidak mampu untuk mengatasi resistansi sistem disebut sebagai surge point. Pada laju dibawah surge point ini, akan terjadi surging, yakni fenomena aliran suction berbalik arah yang akan meyebabkan kekosongan di dalam ruang putar kompresor. Hal ini akan berakibat pada kerusakan kompresor dan rentan terjadi kerusakan pipa akibat tekanan yang terlalu besar. Fenomena kedua yang terjadi adalah ketika kecepatan laju alir umpan kompresor terlalu besar hingga mencapai kecepatan sonik. Pada titik itu akan terjadi fenomena stone wall atau chokeflow, yaitu terdapat getaran yang kuat pada pipa suction kompresor dan laju alir dari kompresor tidak dapat ditingkatkan lebih lagi tanpa adanya modifikasi internal.

II.4

Turbin Penggunaan paling umum dari turbin adalah untuk memproduksi tenaga

listrik, baik dalam kapasitas besar maupun kecil. Definisi dari turbin sendiri adalahsebuah mesin berputar yang mengambil enegi dari aliran fluida. Di dalam mesin penggerak ini, energi kinetik fluida diubah menjadi energi mekanik untuk memutar roda turbin. Penggunaan paling umum dari turbin adalah untuk memproduksi tenaga listrik, baik dalam kapasitas besar maupun kecil. Definisi dari turbin sendiri adalah sebuah mesin berputar yang mengambil enegi dari aliran fluida. Di dalam mesin penggerak ini, energi kinetik fluida diubah menjadi energi mekanik untuk memutar roda turbin. II.4.1 Extraction Condensing Turbine Turbin uap yang keluarannya terdiri dari 2 macam, yaitu uap dengan tekanan lebih rendah dari sistem inlet seperti pada Non-Condensing Turbine. Uap tersebut diambil dan dialirkan keluar turbin sebagai uap ekstraksi dan uap tersebut bisa digunakan untuk proses atau turbin yang lain. Kemudian yang kedua, uap yang bertekanan vakum seperti pada condensing turbine dialirkan ke kondenser untuk dikondensasikan menjadi air kondensat.


21

Tugas Khusus

II.5

Prinsip Kerja Turbin Uap Mula-mula uap dari pipa masuk melewati governing valve. Di sini jumlah

uap atau flow rate yang masuk akan diatur oleh governing control. Kemudian uap dialirkan ke nozzle. Di dalam nozzle energi panas dari uap diubah menjadi energi kinetik dan di situ uap mengalami ekspansi. Tekanan uap pada saat keluar dari nozzle lebih kecil dari pada saat masuk ke dalam nozzle, akan tetapi kecepatan uap keluar nozzle lebih besar dari pada saat masuk ke dalam nozzle. Uap yang memancar keluar dari nozzle diarahkan ke sudu-sudu turbin yang berbentuk lengkungan dan dipasang di sekeliling roda turbin. Prinsip kerja sudu pada bagian ini menggunakan prinsip kerja turbin aksi. Uap masih mempunyai kecepatan saat meninggalkan sudu turbin karena hanya sebagian energi kinetik dari uap yang diambil oleh sudu-sudu gerak turbin. Supaya energi kinetik yang tersisa saat meninggalkan sudu turbin pemanfaatannya dapat lebih maksimal maka pada turbin dipasang lebih dari satu baris atau satu stage sudu gerak. Sebelum memasuki baris kedua sudu gerak maka antara baris pertama dan baris kedua sudu gerak dipasang satu baris sudu tetap yang berguna sebagai nozzle untuk mengubah arah kecepatan uap, supaya uap dapat masuk ke baris kedua sudu gerak dengan arah yang tepat. Untuk turbin 103 JT, sebagian uap yang masih bertekanan tinggi pada intermediete stage-nya atau setelah melalui


22

Tugas Khusus stage pertama akan dialirkan ke saluran ekstraksi yang berada pada H.P. casing bagian atas. Kapasitas uap yang masuk ke sistem ini akan diatur oleh extraction control valve. Kemudian uap yang tidak diekstraksikan akan dialirkan ke nozzle untuk menggerakan sudu gerak turbin pada stage berikutnya. Uap yang mengalir melalui celah-celah di antara sudu turbin itu dibelokkan mengikuti lengkungan dari sudu turbin. Perubahan kecepatan uap ini menimbulkan gaya yang mendorong dan kemudian memutar roda dan poros turbin. Prinsip kerja pada bagian ini menggunakan prinsip kerja turbin reaksi. Kecepatan uap saat meninggalkan stage yang terakhir harus dibuat sekecil mungkin, agar energi kinetik yang tersedia dapat dimaanfaatkan sebanyak mungkin. Dengan demikian efisien turbin menjadi lebih tinggi. Sisa uap ini kemudian akan dialirkan menuju saluran exhaustnya untuk masuk ke kondenser.

II.6

Menghitung Efisiensi dan daya yang dihasilkan Turbin

Efisiensi suatu turbin dapat dihitung dengan cara menentukanproperti-properti dari temodinamika steam sebelum masuk turbin terlebih dahulu. Setelah masuk dalam turbin, akan terjadi ekspansi uap secara adiabatik. Kondisi ini disebut kondisi isentropis, dimana tidak terjadi perubahan entropi. Tetapi secara aktual kondisi isentropis tidak mungkin terjadi karena adanya losses. Sehingga terdapat dua macam kondisi uap keluar, yaitu kondisi isentropis dan aktual. Berikut adalah dasar perhitungan efisiensi isentropis: η isentropis = Dimana: 

∆

∆

x 100%

Δhact = Selisih enthalpi dari ekspansi turbin antara uap yang masuk ke dalam turbin dengan uap yang keluar dari turbin pada kondisi aktualnya



Δhis = Selisih enthalpi dari ekspansi turbin antara uap yang masuk ke dalam turbin dengan uap yang keluar dari turbin pada kondisi isentropisnya

Secara umum daya yang dihasilkan oleh turbin dipengaruhi oleh dua faktor, yaitu selisih enthalpi dan kapasitas uap turbin (laju massa aliran uap). Dalam perhitungannya daya yang dihasilkan oleh turbin diperoleh dari:


23

Tugas Khusus P=h. ̇

Dimana: 

h = Selisih enthalpi dari ekspansi turbin antara uap yang masuk ke

dalam turbin dengan uap yang keluar dari turbin. 

̇ = Aliran massa uap yang masuk ke dalam turbin tiap satuan waktu


24

Tugas Khusus BAB III METODE PELAKSANAAN TUGAS KHUSUS

III.1

Sistematika Pengerjaan Pengerjaan tugas khusus ini akan dilakukan ke dalam beberapa tahap.

Tahap paling awal adalah menghitung performa kondisi awal dengan kondisikondisi yang telah tercantum di buku panduan. Tujuannya adalah untuk mencoCokkan data desain dengan perhitungan yang dipakai. Setelah hasil data desain dengan hitungan cocok, kemudian dilakukan perhitungan untuk kondisi riil saat ini pada kompresor 101-J/JT dan 103-J. Berikut ini adalah algoritma pengerjaan tugas khusus: a. Berat molekul dari umpan udara untuk 101 J dan campuran gas untutk 103 J dihitung terlebih dahulu. Perhitungan massa molekul ini dapat dilakukan dengan menggunakan perhitungan manual dari fraksi volume. b. Kemudian menghitung nilai k dari Cp dan R. Lalu menghitung nilai n (konstanta politropik) dari perbandingan tekanan dan suhu yang diketahui. c. Setelah itu, dapat dihitung pula besar head of polytropic (Hp) d. Dari besar Hp ini, dapat diperkirakan nilai dari gas brake power (Gp) e. Besar brake power (Bp) dapat dihitung dengan cara menambahkan Gp dengan nilai mechanical loss. Nilai dari Bp ini adalah kerja aktual yang dibutuhkan kompresor untuk melakukan tugasnya. Nilai mechanical loss dapat dicari melalui korelasinya dengan Gp menggunakan Scheel Equation f. Langkah berikutnya adalah menghitung besar kerja yang dilakukan oleh steam turbine. Untuk itu, awalnya perlu diketahui beda entalpi antara kondisi masukan dengan kondisi keluaran. g. Untuk perhitungan pada kondisi riil saat ini, karena daya yang dihasilkan tidak lagi diketahui, maka diasumsikan bahwa laju alir massa uap sama dengan kondisi awal. Lalu dilakukan perhitungan besar daya yang diperlukan untuk laju alir masa tersebut


25

Tugas Khusus III.2

Metode termodinamik Dalam pengerjaan tugas khusus ini, secara umum cara yang dipakai untuk

mengetahui efisiensi dari sistem adalah dengan pendekatan termodinamik. Kondisi termodinamik dapat didekati dengan beberapa metode antara lain: 

Metode diagram Mollier

Metode diagram Mollier adalah diaram entalpi-entropi-temperatur-tekanan. Contoh diagram Mollier dapat dilihat pada gambar III.1

Gambar III.1 Contoh Diagram Mollier untuk Metana Dari diagram Mollier ini dapat dilihat untuk kondisi inlet dan outlet besar entalpi untuk kondisi isentropik dan juga besar entalpi pada saat sebenarnya. Perbandingan kondisi kedua entalpi ini akan diketahui besar efisiensi isentropik. Efisiensi politropik dapat dihitung dengan korelasi antara eksponen politropik dengan eksponen dan efisiensi isentropik. Cara diagram Mollier ini juga mirip dengan cara menggunakan diagram termodinamik P-T. Dengan menggunakan diagram termodinamik, sebenarnya dapat dilakukan perhitungan yang cukup sederhana untuk mengetahui besar efisiensi dari siklus. Karena siklus dalam kondisi isentropik, untuk kondisi inlet dan outlet yang diketahui, dapat diketahui entalpi keluaran kondisi isentropik ideal dan entalpi keluaran pada kondisi aktual. Dari beda antara entalpi masukan dengan entalpi keluaran ideal yang dibandingkan dengan beda antara entalpi masukan dengan entalpi keluaran aktual, dapat diketahui besar efisiensi isentropik


26

Tugas Khusus 

Metode persamaan gas Metode persamaan gas adalah metode untuk mencari efisiensi dengan

menggunakan perbedaan tekanan ideal dengan tekanan sebenarnya. Menggunakan teori gas dari Van’t Hoff, dengan faktor kompresibilitas tidak sama dengan 1 dan tekanan politropik diketahui, maka akan dapat dihitung efisiensi politropiknya. Dari sana dapat diketahui besar power yang diperlukan oleh kompresor untuk menaikkan tekanan gas. Metode ini yang akan dipakai dalam menghitung besar efisiensi politropik dan mekanik dari kompresor serta daya yang diperlukan oleh kompresor tersebut. Metode ini dipilih karena relatif sederhana dan tidak membutuhkan banyak data grafik.

Kedua metode di atas sama-sama memakai prinsip termodinamika, namun dengan pendekatan dan jalur tempuh yang berbeda. Keduanya disesuaikan dengan kondisi data yang tersedia, serta keakuratan perhitungan. Pada tugas khusus ini digunakan metode persamaan gas sederhana untuk mengevaluasi kinerja dari kompresor 101-J/JT dan 103 J.

III.3

Metode Pengambilan Data Ada dua macam data yang diambil pada proses pengerjaan tugas khusus

kali ini. Metode yang pertama adalah dengan mengambil data melalui sumber data control room dan yang kedua adalah pengambilan data langsung di lapangan. Data dari control room yang diambil adalah data laju alir masuk dari kompresor di setiap stage. Data yang diambil langsung di lapangan adalah data tekanan inlet dan outlet dari steam turbin, serta temperatur inlet dan outlet steam turbine, data berupa tekanan suction dan discharge dari kompresor, laju alir udara, serta temperatur suction dan discharge dari kompresor.


27

Tugas Khusus

BAB IV HASIL PERHITUNGAN DAN PEMBAHASAN

IV.1

Hasil Perhitungan Hasil dari perhitungan rata-rata untuk kondisi operasi kompresor 101-J/JT dan 103 J/JT pada tanggal 01 Agustus 2012 sampai

dengan 05 agustus 2012 adalah seperti ditunjukkan pada tabel-tabel dibawah ini. Tabel IV.1 Kompresor

Kondisi Operasi Kompresor 101-J/JT

1 stage LPC

2 stage LPC

o

1 stage HPC

o

2 stage HPC

o

Temperatur ( C) Tekanan (kPa) Temperatur ( C) Tekanan (kPa) Temperatur ( C) Tekanan (kPa) Temperatur (oC) Tekanan (kPa)

Design

Suction Discharge

30 162

100 200

43 203

270 850

43 144

830 1.730

43 155

1.700 3.610

Actual

Suction Discharge

28,3 130

97,9 176

43 205

272 780

43 140

770 1.680

42 185

1.670 3.600

Tabel IV.2

Kondisi Operasi Steam Turbin 101-J/JT Design

Steam Turbin Suction Discharge


Temperatur (oC)

Actual Tekanan (kPa)

Temperatur (oC)

Tekanan (kPa)

390

4103

399

4100

46

10,13

41,68

7,98

28

Tugas Khusus

Tabel IV.3 Hasil Perhitungan Data Kompresor 101-J/JT Stage 1 LPC

Desain Actual

Stage 2 LPC

Stage 1 LPC

Stage 2 HPC

Total

Steam

efisiensi (%)

Shaft Power (KW)

efisiensi (%)

Shaft Power (KW)

efisiensi (%)

Shaft Power (KW)

efisiensi (%)

Shaft Power (KW)

Performance (%)

Shaft Power (KW)

efisiensi (%)

Shaft Power (KW)

53,931 53,635

3219,810 2036,171

78,387 71,267

3940,048 3296,159

74,530 82,048

2498,693 1624,993

69,795 57,558

2677,032 2268,772

96,674 75,814

12335,583 9226,094

54,026 48,503

12760 12169

Tabel IV.4

Kondisi Operasi Kompresor 103-J/JT

Low Pressure Medium Pressure High Pressure Circulation Kompresor Temperatur (oC) Tekanan (kPa) Temperatur (oC) Tekanan (kPa) Temperatur (oC) Tekanan (kPa) Temperatur (oC) Tekanan (kPa) 20.650 Suction 4,4 2.700 38 5.371 7,8 9.950 25 21.830 92 5.330 125,4 10.032 128,3 20.900 31,8 Design Discharge 19.000 Suction 3 2.800 39 5.700 10 10.000 30 20.000 97 5.800 125 10.000 113 18.500 34 Actual Discharge

Tabel IV.5 Bagian Inlet Ekstraksi Exhaust


Kondisi Operasi Steam Turbin 103-J/JT Variabel Design Aktual 2 Tekanan 101 kg/cm 99 kg/cm2 Temperatur (oC) 510 500 2 Tekanan 42 kg/cm 43 kg/cm2 Temperatur (oC) 396 407 Tekanan 76,2 mmHg 66 mmHg o Temperatur ( C) 46,2 43,25

29

Tugas Khusus

Tabel IV.6 LP

Desain Actual

Hasil Perhitungan Data Kompresor 103-J/JT

MP

efisiensi (%)

Shaft Power (KW)

72,269 71,127

7865,635 6744,231

HP

efisiensi (%)

Shaft Power (KW)

72,332 65,582

6239 5970,69


Circulation

efisiensi (%)

Shaft Power (KW)

59,784 56,522

9180 8567,456

Total

Steam

efisiensi (%)

Shaft Power (KW)

Shaft Power (KW)

Efisiensi HP (%)

Efisiensi LP (%)

69,739 100,87

2369 1305,346

23833 22500,07

75,11 60,27

58,1 59,45

Efisiensi Total (%)

Shaft Power (KW)

69,12 59,86

26216 27146

30

Tugas Khusus

IV.2

Pembahasan Dari tabel IV.3 dan tabel IV.6 dapat dilihat bahwa efisiensi politropik

yang didapatkan berbeda dibandingkan dengan kondisi desain. Efisiensi politropik dari kompresor 101-J efisiensi politropiknya yakni pada stage 1 LPC 53,635%, pada stage 2 LPC 71,27%, stage 1 HPC yaitu 82,048%, dan stage 2 HPC yaitu 57,56%. Sedangkan pada kompresor 103-J pada bagian Low Pressure efisiensinya 71,13%, bagian Medium Pressure dan High Pressure yaitu 65,58% dan 56,52%. Sedangkan Recycle melebihi efisiensi kondisi desainnya yaitu dan 100,87%. Efisiensi yang melebihi 100% ini kemungkinan berasal dari pembacaan tekanan discharge dari kompresor recirculator yang sudah tidak valid lagi. Effisiensi politropik yaitu efisiensi isentropik dari sebuah tingkat kompresor atau turbin yang dibuat konstan untuk setiap tingkat berikutnya dalam keseluruhan proses. Indikasi turunnya efisiensi ini dapat dilihat dari compression ratio dan besar kenaikan tekanannya. Pada kondisi desain, kompresor dapat menaikkan tekanan dari 100 kPa menjadi 200 kPa atau kenaikannya sebesar 100 KPa untuk perbedaan temperatur sebesar 132oC. Sedangkan pada kondisi riil saat ini kompresor hanya bisa menaikkan tekanan sebesar 78,1 kPa. Pada kompresor 101- J stage 1 HPC memiliki compression ratio lebih kecil pada kondisi aktual dibandingkan kondisi designnya menyebabkan eksponen politropiknya menurun sehingga efisiensinya lebih besar dibandingkan kondisi designnya karena tidak ada kekurangan energi untuk mengubah temperatur pada kondisi yang sama dengan desain. Hal yang sama juga terjadi pada kompresor 103 J pada bagian recycle. Analisis perbedaan temperatur dan tekanan ini adalah cara paling sederhana untuk mengevaluasi kinerja kompresor. Nilai pada effisiensi kompresor dipengaruhi oleh perbandingan antara nilai tekanan keluar (P2) dengan nilai tekanan masuk (P1). Maka nilai P1 dapat baik bila tingkat kekotoran pada bagian masuk kompresor rendah. sedangkan nilai P2 dapat baik bila tingkat kekotoran pada sudu kompresor rendah, sehingga hambatan aliran udara pada kompresor rendah. Apabila kompresor bekerja secara terus menenrus maka sudu-sudu kompresor (rotor) akan mengalami kontaminasi


31

Tugas Khusus

oleh kotoran atau debu (fouilng) yang bisa menyebabkan penurunan efisiensi kompresor pada turbin. Pada siklus termodinamika, perubahan temperatur dan tekanan politropik tidak berubah secara linier, melainkan secara eksponensial. Efisiensi akan semakin baik pada sistem dengan temperatur tinggi dan tekanan rendah, seperti yang ditunjukkan oleh gambar IV.1. Kondisi aktual saat ini terjadi pada temperatur dan tekanan lebih rendah daripada saat desain.

Gambar IV.1 Kurva T-S untuk proses Adiabatik Ideal dan Non-Ideal Penurunan kecepatan turbin akan menyebabkan efisiensi dari kompresor semakin menurun. Ketika kecepatan turbin berkurang, maka compression ratio akan menurun, sehingga dibutuhkan energi yang lebih besar untuk mencapai compression ratio yang sama. Energi yang lebih besar ini ditunjukkan oleh adanya panas berlebih yang terefleksikan lewat temperatur keluaran kompresor.


32

Tugas Khusus

Kenaikan energi untuk mencapai compression ratio yang tetap adalah ciri-ciri penurunan efisiensi. Pada kenyataannya, kecepatan turbin 103 JT lebih besar daripada kondisi design. Tetapi efisiensi tetap turun. Hal ini disebabkan karena sebelum terjadi retrofit pada tahun 2000, kecepatan turbin 10540 rpm untuk menghasilkan ammonia 1500 MTPD. Sedangkan setelah retrofit kecepatan turbin tetap sama tetapi untuk menghasilkan ammonia 1800 MTPD. Sehingga beban lebih berat dengan kecepatan turbin yang sama menyebabkan efisiensi dari turbin tersebut menurun. Menurunnya kecepatan turbin mempengaruhi kinerja kompresor karena saling berhubungan. Sehingga efisiensi dari kompresor tersebut menurun juga. Efisiensi isentropis aktual dari turbin uap 103 JT untuk kondisi normal dengan data operasi rata-rata pada tanggal 01-05 Agustus 2012 adalah 59,86%. Dari hasil perhitungan efisiensi isentropis aktual ini terlihat adanya penurunan dibandingkan dengan hasil perhitungan efisiensi isentropis dari data sheet atau data desain, yaitu sebesar 10%. Menurut Thermodynamics, J.M. Smith H.C. Van Ness, turbin uap yang memenuhi standar kelayakan pakai harus memiliki efisiensi isentropis sebesar 70% – 80%. Maka dari pernyataan tersebut dapat dikatakan bahwa turbin uap 103 JT sudah tidak memenuhi syarat kelayakan pakai. Data power dari steam turbine tidak dapat dievaluasi karena tidak adanya data jumlah steam yang masuk ke dalam turbin. Menurut perhitungan menggunakan software HYSYS, power yang dihasilkan lebih kecil dibandingkan desain. Efisiensi yang ditunjukkan oleh perhitungan untuk 101-JT adalah sebesar 48,503%. Perhitungan efisiensi ini menggunakan asumsi bahwa laju alir steam sama seperti kondisi desain sedangkan tekanan dan temperatur masukan adalah sama seperti yang ditunjukkan oleh alat ukur di lapangan. Pada kenyataannya, laju alir steam sudah tidak sama dengan kondisi desain karena tidak ada alat untuk mencatat jumlah steam yang masuk ke dalam turbin. Oleh karena itu dicoba mengindikasi perbandingan jumlah steam melalui jumlah flow fuel yang digunakan untuk membuat steam yang dibaca melalui FR 101. Didapatkan, pada bulan januari 2000 atau sebelum retrofit flow fuelnya adalah 5,5 Nm3/h. Sedangkan berdasarkan data yang diambil pada tahun 2012, flownya dalah 7,3 Nm3/hr. Berdasarkan data ini, artinya ada kenaikan jumlah fuel untuk membuat


33

Tugas Khusus

steam yang dimanfaatkan untuk menggerakkan turbin yang sama. Ini artinya dapat diperkirakan turbin membutuhkan steam yang lebih banyak atau efisiensi turbin menurun. Faktor penyebab adanya penurunan daya dan efisiensi isentropis ini bisa dimungkinan karena beberapa hal, yaitu: 1. Adanya keausan pada labyrinth seal sehingga dapat menyebabkan terjadinya kebocoran uap. 2. Kotoran pada permukaan blade dan nozzle berupa endapan karbon yang dapat menghambat laju massa uap yang masuk. 3. Penurunan kinerja dari isolator termal luar pada bagian dinding casing turbin yang memiliki pengaruh cukup besar dalam meminimalisir panas uap yang keluar. Selain keempat faktor di atas, kalibrasi dan pembacaan alat sensor tekanan dan temperatur juga berpengaruh pada pengolahan data. Kemampuan pembaca terhadap angka yang tertera pada alat ukur akan mempengaruhi kevalidan hasil perhitungan unjuk kerja aktual turbin uap. Berdasarkan analisis yang telah dipaparkan, maka dapat ditarik hipotesis utama penyebab penurunan efisiensi untuk kompresor turbin 101 J/JT dan 103 J/JT. Berikut ini adalah ringkasan analisis dari fenomena penurunan efisiensi kompresor 101 J/JT dan 103 J/JT ini: 

Temperatur Indikator yang sudah lama tidak dikalibrasi Hal ini menyebabkan temperatur pada kondisi aktual berbeda jauh dengan kondisi yang diharapkan. Sehingga mempengaruhi keakuratan data untuk perhitungan efisiensi.



Dibutuhkan steam yang lebih banyak untuk memenuhi kecepatan putar yang dibutuhkan Untuk dapat mencapai kecepatan putar yang semestinya, maka laju alir steam dapat ditambah. Penambahan laju alir steam ini akan meningkatkan daya yang dihasilkan oleh steam turbine, sekaligus akan membuat compression ratio semakin besar. Steam utamanya dihasilkan oleh utilities, sehingga penambahan steam dari battery limit dapat menjadi solusi agar energi yang dihasilkan lebih efisien.


34

Tugas Khusus



Kemungkinan intercooler yang kerjanya kurang maksimal sehingga suhu keluarannya lebih tinggi dibandingkan designnya sehingga memungkinkan terjadinya fouling.



Pendinginan di 120-C pada suction resirculator 103 J kurang maksimal dikarenakan ada pengotor di dalamnya.



Selain penyebab yang telah disebutkan diatas, terdapat beberapa penyebab lain menurunnya efisiensi kompresor yaitu suhu udara masuk kompresor. Pada kompresor 101-J suhu udara masuk pada stage pertama merupakan udara ambeien yaitu 30oC. Pada suhu tersebut relative air delivery sekitar 94,1%. Dimana menyebabkan tidak ada daya yang dihemat tetapi menghabiskan 4% dari total daya sehingga menyebabkan efisiensi berkurang. Lebih rendah dibandingkan jika suhunya dibawah 10oC dimana relative air deliverynya 102%, sehingga daya yang dihemat sebesar 1,4% dari daya total yang dibutuhkan. (Konferensi Industri India). Sehingga bisa terlihat efisiensi untuk 101-J lebih kecil dibandingkan efisiensi

103-J yang suhu masuknya dibawah 10oC.


35

Tugas Khusus

BAB V KESIMPULAN DAN SARAN

V.1

Kesimpulan

Berdasarkan hasil pengamatan dan perhitungan, maka dapat diambil kesimpulan bahwa : 1.

Efisiensi politropik untuk 101 J pada stage 1 yaitu 53,63%, stage 2 71, 27%, stage 3 82,05%, dan stage 4 yaitu 57,56% dan untuk efisiensi turbin yaitu 48,5% sedangkan untuk 103 J/JT efisiensi politropiknya pada low pressure yaitu 71,127%, medium pressure 65,58%, high pressure 56,52%, dan recycle yaitu 100,87% sedangkan turbinnya memiliki efisiensi 59,86%.

2.

Daya yang dihasilkan oleh turbin 101 JT yaitu 12169 kW dan kebutuhan daya kompresor 101 J yaitu 9226 kW. Sedangkan daya yang dihasilkan 103 JT yaitu 27146 kW dan kebutuhan kompresor 103 J yaitu 22398,51 kW.

3.

Dibandingkan efisiensi kompresor turbin 101 J/JT pada first stage LPC, second stage LPC dan HPC, serta stage LP, MP, HP 103 J/JT pada design, efisiensi aktualnya mengalami penurunan. Hal ini disebabkan oleh : 

Untuk memenuhi kecepatan putar turbin 101 JT yang dibutuhkan, steam yang dibutuhkan lebih besar.



Pada 101 J, suhu udara masuk kompresor yang berada pada suhu ambeien.



Pada turbin 101 JT dan 103 JT diakibatkan adanya keausan pada labyrint seal, kotoran pada permukaan noozle dan blade, serta penurunan kinerja dari isolator.

V.2



Intercooler yang bekerja kurang maksimal



Pendinginan di 120-C kurang maksimal

Saran

Ada beberapa saran untuk pengamatan evaluasi kompresor turbin ini : 1. Adanya alat ukur untuk jumlah steam yang masuk turbin. Sehingga bisa diketahui power yang dihasilkan oleh turbin tersebut. Sehingga perhitungan yang dilakukan lebih akurat.


36

Tugas Khusus

2. Melakukan kalibrasi ulang untuk tekanan discharge resirkulator agar data yang didapat lebih akurat. 3. Jika memungkinkan overhaul pada kompresor untuk memeriksa kondisi internal seperti impeller dan overhaul pada turbin untuk memeriksa adanya keausan pada labyrint seal, kotoran pada permukaan noozle dan blade, serta penurunan kinerja dari isolator. 4. Dilakukan cleaning untuk membersihkan fouling pada saat TA untuk intercooling dan 120 C agar pendinginan maksimal.

5. Menurunkan tekanan keluaran dari turbin maka temperatur uap keluar juga akan turun sehingga selisih entalpi semakin besar.

6. Meningkatkan tekanan steam dari reboiler sehingga dapat memperoleh temperatur uap yang lebih tinggi, sehinggga selisih enthalpi juga akan semakin besar. Dan efisiensi turbin meningkat.


37

DAFTAR PUSTAKA

Smith, J. M. & H. C. Van Ness. 1996. Introduction to Chemical Engineer Thermodynamics, edisi-5. Singapura : Mc Graw Hill Companies. Perry, Robert H. 1998. Chemical Engineer’s Handbook. mcGraw Hill Company. Agus Suwasono.

2009.

Evaluasi Unjuk Kerja Kompresor Sentrifugal.

Agussuwasono.com (09 Agustus 2012)

v

APPENDIKS

1. Perhitungan kompresor turbin 101 J/JT Contoh perhitungan untuk kondisi design : Udara : Tc = 132,2 K A = 3,355

Pc = 3745 kPa

BM = 28,815

B = 0,575x10-3

D = -0,016x105 (Smith Vannes, 7th)



Stage 1 T in (Thi 30) = 30oC = 303 K

P in (PI 46) = 100 kPa

T out (Thi 28) = 162oC = 435 K

P out (PI 47) = 200 kPa

m = 85232 kg/hr 

Menghitung Cp (Heat Capacities) suction dan discharge menggunakan rumus Antoinne :

Untuk Cp suction : ,

=

+

= 3,355 + 0,575 10

+

+

303 + (−0,016 10 ) 303

Cps = 29,197 J/mol K Untuk Cp discharge : 8,314

= 3,355 + 0,575 10

435 + (−0,016 10 ) 435

Cpd = 29,903 J/mol K

=

Cp rata-rata = 

,

= 29,549 J/mol K

Menghitung konstanta adiabatic : =



,

−

=

29,549 = 1,392 29,549 − 8,314

Menghitung Pr dan Tr suction dan discharge : Tr =

Pr =

=

=

303 = 2,292 132,2

100 = 0,0267 3745

Tr =

Pr =

=

=

435 = 3,29 132,2

200 = 0,053 3745

Untuk mengetahui nilai z dilihat dari grafik :

Dari grafik didapatkan nilai z1 = 1 dan nilai z2 = 1. Sehingga rata-rata nilai z = 1 

Menghitung nilai konstanta politropik =

1−

1

ln

ln

=

1

435 ln 303 1 − 200 ln 100

= 2,091



Menghitung efisiensi politropik =



2,091 − 1 100% = 2,091 − 1 100% = 53,93% 1,392 1,392 − 1 −1

Menghitung head politropik =

1 8,314 303 −1 = 28,851 2,091 − 1 1000 2,091

−1

Hp = 75488,12 m 

3600000

,

−1

=

72912,877

0,5393

85232

/ℎ

3600000

= 3200,879

Menghitung Mechanical Loss ℎ.



,

Menghitung Break Power (Gp) =



200 100

= 0,75

,

= 0,75 3200,879

,

= 18,9308

Menghitung Brake Power (BHP) Bp = Gp + Mech. Loss Bp = 3200,879 + 18, 9308 Bp = 3219,809 kW

Perhitungan yang sama dilakukan untuk stage 2 sampai 4 dan perhitungan untuk data aktual. Hasil selengkapnya dapat dilihat di Tabel IV.3 

Perhitungan untuk efiiensi steam turbin 101 JT T in (TI-8110) = 390oC

exh.steam = PI-8113 = 76,2 mmHg

P in (PI-1310) = 4103 kPa

m = 41449 Ton/hr

Power = 12760 kW

Dari Smith Vannes 7th edition diperoleh data : H1 = 3199,696 kJ/kg S1 = 6,7383 kJ/kg K Untuk exh steam 76,2 mmHg = 10,13 kPa, diperoleh : S liq = 0,6518 kJ/kg K

H liq = 191,832 kJ/kg

S vap = 8,1495 kJ/kg K

H vap = 2584,8 kJ/kg ′ =

Diperoleh : x’2 = 0,8118

′

(

=

Diperoleh H2 = 2624,16 kJ/kg ′ =

Diperoleh H’2 = 2134,41 kJ/kg

+

+

′

− −

)

−

Sehingga diperoleh efisiensi : =

− ′ −

100% =

2624,16 − 3199,696 100% = 54,03% 2134,41 − 3199,696

Perhitungan efisiensi steam untuk data aktual menggunakan perhitungan yang sama dan hasilnya dapat dilihat di tabel IV.3.

2. Perhitungan kompresor turbin 103 J/JT Contoh perhitungan untuk kondisi design : Komponen gas masuk : Komposisi %mol CH4 0,9 CO 0 CO2 0 Ar 0,32 H2 74,08 N2 24,7 NH3 0 Total 100

Pc (kPa) 4600 3500 7380 4870 1300 3390 0

Tc (K) 190,6 132,9 304,2 150,8 33,2 126,2 0

BM 16,042 28,01 44,01 39,948 2,016 28,013 0

BM mix Pc mix Tc mix (g/mol) (kPa) (K) 14,4378 4140 171,54 0 0 0 0 0 0 12,78336 1558,4 48,256 149,34528 96304 2459,456 691,9211 83733 3117,14 0 0 0 8,6848754 1857,354 57,96392 (Smith Vannes, 7th)

BM mix = BM x % mol Pc mix = Pc x % mol Tc mix = Tc x % mol Untuk nilai A, B, C, dan D dari setiap komponen diperoleh dari Smith Vannes, 7th 

Stage 1 (Low Pressure) T in (Thi 54) = 4,4oC = 277,4 K

P in (PI 141) = 2700 kPa

T out (Thi 55) = 92oC = 365 K

P out (PI 62) = 5330 kPa

m = 69515 kg/hr 

Menghitung Cp (Heat Capacities) suction dan discharge menggunakan rumus Antoinne : =

+

+

Untuk Cp suction misal untuk metana: ,

= 1,702 + 9,081 10

Cps = 33,709 J/mol K

+

277,4 + (−2,164 10 ) 277,4

Untuk Cp discharge : 8,314

= 1,702 + 9,081 10

Cpd = 39,31 J/mol K

Cp rata-rata = 28,936 J/mol K

365 + (−2,164 10 ) 365



Menghitung konstanta adiabatic : =



−

=

28,936 = 1,403 28,936 − 8,314

Menghitung Pr dan Tr suction dan discharge : Tr =

Pr =

=

=

277,4 = 4,786 57,963

Tr =

2700 = 1,454 1857,354

=

Pr =

=

365 = 6,297 57,963

5330 = 2,869 1857,354

Untuk mengetahui nilai z dilihat dari grafik seperti 101 JT : Dari grafik didapatkan nilai z1 = 1,01 dan nilai z2 = 1,02. Sehingga rata-rata nilai z = 1,015 

Menghitung nilai konstanta politropik =



ln

ln

=

1−

1

365 ln 277,4 5330 ln 2700

= 1,677

Menghitung efisiensi politropik =



1−

1

1,677 − 1 100% = 1,677 − 1 100% = 71,269% 1,403 1,403 − 1 −1

Menghitung head politropik =

Hp = 725467,9 m

−1

−1

1,015 8,314 277,4 = 8,684 1,677 − 1 1000 1,677

5330 2700

,

,

−1



Menghitung Break Power (Gp) =



3600000

0,7127

69515

3600000

/ℎ

= 5715,022

Menghitung Mechanical Loss ℎ.



=

210934

= 0,75

,

= 0,75 5715,022

,

= 23,871

Menghitung Brake Power (BHP) Bp = Gp + Mech. Loss Bp = 5715,022 + 23,871 Bp = 5738,892 kW

Perhitungan yang sama dilakukan untuk stage 2 sampai 4. Hasil selengkapnya dapat dilihat di Tabel IV.6 

Perhitungan untuk efisiensi steam turbin 103 JT High Pressure : T in (TI-1300) = 510oC

exh.steam = PI-273 = 76,2 mmHg

P in (PI-27) = 9947 kPa

m = 320564 ton/hr

Power = 26216 kW Dari Smith Vannes 7th edition diperoleh data : H1 = 3400,455 kJ/kg S1 = 6,634 kJ/kg K Pada saat ekstraksi uap secara isentropis, tekanannya menjadi P2 = 42 kg/cm2G = 43 atm. S1=S’2 = 6,634 kJ/kg K Menggunakan Steam Table diperoleh data : T’2 = 369,13oC

H’2 = 3132,97 kJ/kg

ΔH isentropik = H’2-H1 = -263,24 kJ/kg

Pada ekstraksi uap secara aktual : T’2 = 396oC

P2 = 43 atm

Dri steam table diperoleh : H2 = 3198,49 kJ/kg S2 = 6,7103 kJ/kg K ΔH actual = H2-H1 = -197,72 kJ/kg Efisiensi HP section = ∆ ∆

100% =

−197,72 100% = 75,11% −263,24

Throttle Valve Sebagian uap yang keluar dari HP section diekstraksikan dan sebagian lagi dialirkan ke LP section dikalikan nilai efisiensi valve sehingga terjadi penurunan tekanan sebesar 0,9 P2 pada throttle valve. (Text Book Steam Turbin, vol. 5) P2 = 43 atm

H2 = 3198,49 kJ/kg

T2 = 369oC

S2 = 6,7103 kJ/kg K

Saat steam mengalami ekspansi isentropis, tekanannya menjadi P3 = 38,7 atm dan H3 = H2 = 3198, 49 kJ/kg. Dari steam table diperoleh : T3 = 392,69oC S3 = 6,756 kJ/kg K

Low Pressure Inlet : P3 = 38,7 atm o

T3 = 392,69 C

S3 = 6,756 kJ/kg K H3 = 3198, 49 kJ/kg.

Keluaran turbin bertekanan P4 = 76,2 mmHg dengan suhu keluar 46,2oC. Sehingga diperoleh data dari steam table : H’4liq = 192,86 kJ/kg

S’4liq = 0,6525 kJ/kg K

H’4vap = 2584,33 kJ/kg

S’4vap = 8,144 kJ/kg K

Dari data diatas diperoleh fraksinya melaui rumus :

M = x.ML + y.Mv Saat S’4 = S3 = 6,756 kJ/kg K Maka diperoleh nilai x = 0,8147 Kemudian diperoleh nilai H’4 = 2141,188 kJ/kg ΔH isentropik = H’4-H3 = -1057,31 kJ/kg Aliran steam yang keluar dari exhaust secara aktual : P4 = 76,2 mmHg T4 = 46,2oC Diperoleh data : H4 = 2584,6 kJ/kg S4 = 8,145 kJ/kg K ΔH actual = H4-H3 = -1057,31 kJ/kg Efisiensi LP section : =

− ′ −

100% =

−613,89 100% = 58,1% −1057,302

Efisiensi Total : Η=

∆

∆

∆

=

∆

−197,72 274154,712 + (−613,89 36991,712) = 69.11% −263,24 274154,712 + (−1057,302 36991,712)

Daya Total Daya Actual : Wtotal = (Δhac HP x Flow inlet) +(Δhac LP x Flow exhaust) = (-197,72 x 274154,71) + (- 613,89 x 36991,712) = -76914570,96 kJ/h = -21365,1586 kJ/s

Perhitungan efisiensi steam untuk data aktual menggunakan perhitungan yang sama dan hasilnya dapat dilihat di tabel IV.6

LAPORAN KERJA PRAKTEK KALTIM-2 PT. PUPUK KALIMANTAN TIMUR BONTANG

Recommend Documents