TAHUN

TUGAS AKHIR

PRARANCANGAN PABRIK 1,3-BUTADIENA DARI DEHIDROGENASI N-BUTANA DENGAN PROSES HOUDRY KAPASITAS 60.000 TON / TAHUN

Oleh : ARUM WULANDHANIE

I 0502011

JURUSAN TEKNIK KIMIA FAKULTAS TEKNIK UNIVERSITAS SEBELAS MARET SURAKARTA 2007

DAFTAR ISI

Halaman Judul

i

Lembar Pengesahan

ii

Motto

iii

Persembahan

iv

Kata Pengantar

v

Daftar Isi

vii

Daftar Tabel

xiii

Daftar Gambar

xvi

Intisari

xvii

BAB I

PENDAHULUAN

1

1.1. Latar Belakang Pendirian Pabrik

1

1.2. Kapasitas Rancangan Pabrik

2

1.3. Pemilihan Lokasi Pabrik

5

1.4. Tinjauan Pustaka

6

1.4.1. Macam-macam Proses

6

1.4.2. Kegunaan Produk

8

1.4.3. Sifat Fisis dan Kimia Bahan baku dan Produk

9

1.4.4. Tinjauan Proses

14

vii

BAB II DESKRIPSI PROSES

15

2.1. Spesifikasi Bahan Baku dan Produk

15

2.2. Konsep Proses

16

2.2.1. Dasar Reaksi

16

2.2.2. Mekanisme Reaksi

17

2.2.3. Tinjauan Termodinamika

17

2.2.4. Tinjauan Kinetika

21

2.2.5. Kondisi Operasi

21

2.2.6. Katalis

22

2.3. Diagram Alir Proses

22

2.3.1. Diagram Alir Proses

22

2.3.2. Langkah proses

22

2.4. Neraca Massa dan Neraca Panas

27

2.4.1 Neraca Massa

27

2.4.2 Neraca Panas

31

2.5. Lay Out Pabrik dan Peralatan

37

2.5.1. Lay Out Pabrik

37

2.5.2. Lay Out Peralatan

38

BAB III SPESIFIKASI PERALATAN PROSES

46

3.1.

Reaktor

46

3.2. Menara Distilasi 1

48

3.3. Menara Distilasi 2

49

viii

3.4. Separator 1

50

3.5.

51

Tangki Penyimpan

3.6. Kondensator Parsial

52

3.7. Furnace

53

3.8. Heat Exchanger

54

3.9. Reboiler

59

3.10. Kondenser

60

3.11. Akumulator

62

3.12. Kompresor

63

3.13. Pompa

63

BAB IV UNIT PENDUKUNG PROSES DAN LABORATORIUM 4.1. Unit Pendukung Proses

67 67

4.1.1. Unit Pengadaan Air

68

4.1.2. Unit Pengadaan Steam

76

4.1.3. Unit Pengadaan Udara Tekan

78

4.1.4. Unit Pengadaan Listrik

78

4.1.5. Unit pengadaan Bahan Bakar

83

4.1.6. Unit Refrigerasi

85

4.2. Laboratorium

85

BAB V MANAJEMEN PERUSAHAAN

89

5.1. Bentuk Perusahaan

89

5.2. Struktur Organisasi

90

ix

5.3. Tugas dan Wewenang

93

5.3.1. Pemegang Saham

93

5.3.2. Dewan Komisaris

94

5.3.3. Dewan Direksi

94

5.3.4. Staf Ahli

95

5.3.5. Penelitian dan Pengembangan (Litbang)

96

5.3.6. Kepala Bagian

96

5.3.7. Kepala Seksi

100

5.4. Pembagian Jam Kerja Karyawan

100

5.4.1. Karyawan non Shift

100

5.4.2. Karyawan Shift

101

5.5. Status Karyawan dan Sistem Upah

103

5.5.1 Karyawan Tetap

103

5.5.2 Karyawan Harian

103

5.5.3 Karyawan Borongan

103

5.6. Penggolongan Jabatan, Jumlah Karyawan dan Gaji

103

5.6.1 Penggolongan Jabatan

103

5.6.2 Jumlah Karyawan dan Gaji

104

5.7. Kesejahteraan Sosial Karyawan

106

5.7.1 Gaji Pokok

106

5.7.2 Tunjangan

106

5.7.3 Cuti

107

x

5.7.4 Pakaian Kerja

107

5.7.5 Pengobatan

107

5.7.6 Asuransi Tenaga Kerja

107

5.8 Manajemen Perusahaan

107

5.8.1 Perencanaan Produksi

108

5.8.2 Pengendalian Produksi

109

BAB VI ANALISA EKONOMI

111

6.1. Penaksiran Harga Peralatan

99

6.2. Dasar Perhitungan

117

6.3. Penentuan Total Capital Investment (TCI)

118

6.4. Hasil Perhitungan

119

6.4.1 Fixed Capital Invesment

119

6.4.2 Working Capital Investment

119

6.4.3 Total Capital Invesment

119

6.4.4 Direct Manufacturing Cost

120

6.4.5 Indirect Manufacturing Cost

120

6.4.6 Fixed Manufacturing Cost

120

6.4.7 Total Manufacturing Cost

121

6.4.8 General Expense

121

6.4.9 Total Production Cost

121

6.4.10 Analisa Kelayakan

121

xi

DAFTAR PUSTAKA LAMPIRAN Lampiran A

: Data Sifat Fisis Bahan

Lampiran B

: Neraca Massa

Lampiran C

: Neraca Panas

Lampiran D

: Perancangan Reaktor

xii

DAFTAR GAMBAR

Gambar 1.1 Grafik Impor 1,3-Butadiena

4

Gambar 2.1 Diagram Alir Kualitatif

41

Gambar 2.2 Diagram Alir Kuantitatif

42

Gambar 2.3 Diagram Alir Proses

43

Gambar 2.4 Lay Out Pabrik

44

Gambar 2.5 Lay Out Peralatan Pabrik

45

Gambar 4.1 Diagram Alir Pengolahan Air Laut

71

Gambar 4.2 Diagram Alir Pengolahan Air Tanah

74

Gambar 4.3 Sistem Refrigerasi

85

Gambar 5.1 Struktur Organisasi Pabrik 1.3-butadiena

93

Gambar 6.1 Chemical Engineering Cost Index

116

Gambar 6.2 Grafik Analisa Kelayakan

123

xiv

INTISARI

Arum Wulandhanie, 2007, Prarancangan Pabrik 1,3-Butadiena dari Dehidrogenasi n-Butana dengan Kapasitas 60.000 ton/tahun, Jurusan Teknik Kimia, Fakultas Teknik, Universitas Sebelas Maret, Surakarta. Senyawa 1,3-butadiena banyak digunakan dalam industri kimia pada industri sintetik elastomer, chloroprene, polimer dan resin, adiponitril, ban mobil, dan plastik Untuk memenuhi kebutuhan dalam negeri dan adanya peluang ekspor yang masih terbuka, maka dirancang pabrik 1,3-butadiena dari dehidrogenasi nbutana proses Houdry kapasitas 60.000 ton / tahun. Bahan baku yang dibutuhkan adalah n-butana 98% berat sebanyak 68.700,532 ton/tahun dan katalis alumina chromia. Produk yang dihasilkan berupa 1,3-butadiena dengan kemurnian 99,5% berat. Pabrik direncanakan berdiri di kawasan industri Bontang, Kalimantan Timur pada tahun 2010. Pembuatan 1,3-butadiena merupakan proses dehidrogenasi n-butana dengan adanya katalis alumina chromia. Hasil reaksi adalah butena, 1,3-butadiena, dan hidrogen. Reaksi berlangsung dalam reaktor fixed bed multitube non isotermal, non adiabatik pada suhu operasi 500-600oC dan tekanan 1 atm. Reaksi yang terjadi bersifat endotermis. Tahapan proses meliputi penyiapan bahan baku n-butana, pembentukan 1,3-butadiena dalam reaktor, dan pemurnian produk. Pemurnian produk dilakukan melalui menara distilasi. Unit pendukung proses pabrik meliputi unit pengadaan air, steam, udara tekan, tenaga listrik, refrigerasi, dan bahan bakar. Pabrik juga didukung laboratorium yang mengontrol mutu bahan baku dan produk serta bahan buangan pabrik. Bentuk perusahaan yang dipilih adalah Perseroan Terbatas (PT), dengan struktur organisasi line and staff. Sistem kerja karyawan berdasarkan pembagian jam kerja yang terdiri dari karyawan shift dan non-shift. Dari hasil analisis ekonomi diperoleh, ROI (Return On Investment) sebelum dan sesudah pajak sebesar 36,23 % dan 30,79 %, POT (Pay Out Time) sebelum dan sesudah pajak selama 2,21 dan 2,51 tahun, BEP (Break Even Point) 48,87 %, dan SDP (Shut Down Point) 22,61 %. Sedangkan DCF (Discounted Cash Flow) sebesar 25,46%. Jadi dari segi ekonomi pabrik tersebut layak untuk didirikan.

xvii

Prarancangan Pabrik 1,3-Butadiena Dari n-Butana Dengan Proses Houdry Kapasitas Produksi 60.000 ton/tahun

1

BAB I PENDAHULUAN

1.1 Latar Belakang Pendirian Pabrik Pembangunan sektor industri di Indonesia tiap tahun mengalami perkembangan yang semakin pesat, khususnya pembangunan di subsektor industri kimia. Salah satu industri yang mempunyai prospek cukup menjanjikan dan mengalami peningkatan setiap tahunnya adalah industri karet sintetis. Penggunaan karet sintesis mulai menggeser karet alam karena karet sintesis lebih baik sifat fisisnya seperti lebih tahan cuaca, tahan asam, dan lebih kuat. Bahan baku karet sintesis adalah senyawa butadiena. Senyawa 1,3-Butadiena dengan rumus molekul CH2=CH-CH=CH2, senyawa ini mempunyai nama lain buta-1,3-diene, biethylene, erythrene, divynil, vinilethylene, sedangkan nama IUPAC dari senyawa ini adalah 1,3Butadiene. Pada kondisi lingkungan P = 1 atm, T = 30oC senyawa 1,3Butadiena adalah zat kimia berbentuk gas dengan sifat tidak berwarna, nonkorosif, mudah terbakar, dan reaktif. Penggunaan terbesar butadiena adalah pada industri sintetik elastomer, chloroprene, polimer dan resin, serta industri adiponitril. Penggunaan karet sintesis yang paling banyak pada industri styrene-butadiene rubber (SBR) untuk industri ban mobil. Selain itu pada industri acrylonitrile butadiene styrene (ABS) untuk industri plastik.

Bab I Pendahuluan***


2

Daftar produsen butadiena yang ada di dunia dan kapasitas produksinya dapat dilihat pada tabel 1.1 Tabel 1.1 Produsen butadiena dunia Nama produsen

Negara

Kapasitas(ton/tahun)

Shell Chemical LP

Amerika

145.000

Shell Nederland Chemie BV

Belanda

115.000

Amoco Chemicals Company

Amerika

91.000

Occidental Petrochemicals

Amerika

50.000

Exxon Chemicals Company

Amerika

156.700

Plaimex Chemicals Company

Plox, Polandia

60.000

ANIC

Revana, Italia

50.000

Palysar Chemicals Company

Canada

100.000

Dengan pendirian pabrik senyawa 1,3-butadiena yang direncanakan berdiri pada tahun 2010 diharapkan mampu untuk memenuhi kebutuhan bahan baku industri dalam negeri, mengurangi ketergantungan dari negara lain, menyerap tenaga kerja sehingga mengurangi angka pengangguran, dan menghasilkan devisa dengan adanya produk yang diekspor, serta mendorong berkembangnya industri-industri kimia yang menggunakan senyawa 1,3butadiena.

1.2 Kapasitas Perancangan Dalam menentukan kapasitas produksi, faktor-faktor yang harus dipertimbangkan adalah jumlah konsumsi produk dan pasokan bahan baku yang akan digunakan. 1.2.1 Kebutuhan butadiena Data impor butadiena dapat dilihat pada table 1.2 berikut ini : Bab I Pendahuluan***


3

Tabel 1.2 Data Impor 1,3-butadiena di Indonesia Tahun

Total impor (ton)

1998

17489,089

1999

43288,040

2000

40911,310

2001

28487,794

2002

28583,781

2003

35892,437 Sumber : Biro Pusat Statistik, 1998-2003

Berdasarkan data statistik perdagangan luar negeri Indonesia, kebutuhan butadiena di Indonesia cukup banyak. Dengan kapasitas produksi yang masih cukup rendah, menyebabkan ketergantungan Indonesia terhadap impor sangat tinggi. Pada tahun 2001, impor 1,3butadiena mengalami penurunan. Tetapi tahun 2002 mengalami kenaikan kembali. Dari data impor butadiena Indonesia di atas, dengan asumsi mengabaikan penurunan impor kebutuhan butadiena. Terlihat bahwa impor butadiena di Indonesia dari tahun ke tahun cenderung mengalami kenaikan sesuai dengan persamaan garis lurus y = 1022,3x –2E+6 dimana y adalah impor butadiena pada tahun tertentu dalam

ton,

sedangkan x adalah tahun.



4

Impor 1,3-Butadiena

T o ta l Im p o r (to n )

50000 40000 30000 20000 10000

y = 1022,3x - 2E+06

0 1997

1998

1999

2000

2001

2002

2003

2004

Tahun Gambar 1.1 Grafik Impor 1,3-butadiena

1.2.2 Ketersediaan Bahan Baku Bahan baku utama pembuatan butadiena adalah butana. Butana dapat dipasok dari PT Badak NGL, Bontang, Kalimantan Timur. Dari kedua hal tersebut di atas, maka dalam perencanaan pabrik butadiena ini dipilih kapasitas 60.000 ton / tahun dengan pertimbangan: 1. Dapat memenuhi kebutuhan butadiena dalam negeri dan mengurangi ketergantungan impor dari luar negeri. 2. Dapat memacu perkembangan industri dengan bahan baku butadiena di Indonesia. Bab I Pendahuluan***


5

3. Dapat memberikan keuntungan secara ekonomis karena kapasitas produksi masih berada dalam batas kapasitas yang menguntungkan.

1.3 Pemilihan Lokasi Pabrik Pemilihan lokasi pabrik merupakan hal yang penting dalam perancangan pabrik, karena berkaitan langsung dengan nilai ekonomi pabrik yang akan didirikan. Idealnya lokasi pabrik yang dipilih harus dapat memberikan kemungkinan memperluas atau memperbesar pabrik. Lokasi pabrik 1,3-butadiena yang dipilih adalah di Kalimantan Timur. Faktor-faktor yang mendukung pemilihan lokasi tersebut adalah: 1. Sumber bahan baku Bahan baku menjadi faktor utama dalam penentuan lokasi pabrik. Hal ini akan mempermudah penyediaan bahan baku dan dapat mengurangi pengeluaran untuk biaya transportasi. Sumber bahan baku yaitu n-butana diperoleh dari PT. Badak NGL, Bontang, Kalimantan Timur. 2. Pemasaran produk Untuk pemasaran produk perlu diperhatikan letak pabrik dengan pasar yang membutuhkan produk tersebut guna menekan biaya pendistribusian ke lokasi pasar dan waktu pengiriman. Lokasi di Kalimantan Timur stategis untuk pemasaran produk terutama bagi pabrik-pabrik berbahan baku 1,3-butadiena. 3. Sarana Transportasi Sarana transportasi diperlukan sebagai penunjang beroperasinya suatu pabrik terutama untuk penyediaan bahan baku dan pemasaran produk. Kalimantan Timur mempunyai jalur perhubungan darat, sungai, dan laut Bab I Pendahuluan***


6

sehingga akan memperlancar pemasaran produk baik di dalam negeri maupun luar negeri. 4. Utilitas Kalimantan Timur merupakan kawasan industri yang telah ditetapkan oleh pemerintah sehingga kebutuhan utilitas pabrik seperti listrik dan air dapat dipenuhi. 5. Tenaga kerja Tenaga kerja yang dibutuhkan dapat direkrut dari tenaga kerja ahli dan berpengalaman serta tenaga kerja yang berasal dari lingkungan masyarakat sekitar pabrik. 6. Kebijaksanaan pemerintah Pemerintah telah menetapkan Kalimantan Timur sebagai kawasan industri sehingga pemerintah sebagai fasilitator dengan memberikan kemudahan dalam perizinan, pajak dan hal-hal lain yang menyangkut teknis pelaksanaan pendirian suatu pabrik.

1.4 Tinjauan Pustaka 1.4.1 Macam – macam Proses Dalam pembuatan 1,3-butadiena ada beberapa macam proses diantaranya: 1. Proses Houdry Pembuatan butadiena dengan proses Houdry merupakan proses dehidrogenasi butana yang dijalankan pada reaktor fixed bed multi tube dengan tekanan 1 atm dan suhu 500-600 °C. Katalisator yang digunakan adalah katalis

alumina chromia. Bahan baku Bab I Pendahuluan***


7

n-butana dari umpan segar dan arus recycle dipanaskan dengan preheater sampai suhu 600oC, kemudian direaksikan pada reaktor berkatalis. Dari reaktor ini menghasilkan butadiena, butena, dan hidrogen.

Hasil reaksi dehidrogenasi didinginkan dalam heat

exchanger kemudian dimurnikan di unit pemurnian berupa menara destilasi. Konversi yang dicapai dengan proses ini adalah 80-90 %, dengan yield 60-65 wt%. (Othmer,1964) Reaksi utama : C4H10 → CH2=CH-CH=CH2 + 2H2

∆H = +260 kJ/mol (Faith, 1950)

2. Proses Pirolisis Hidrokarbon Umpan dari campuran etana, propana, butana, nafta, masuk pada reaktor furnace yang langsung dapat mengalami perengkahan. Perengkahan berlangsung pada suhu 790-830oC. Pada temperatur tersebut campuran umpan mengalami perengkahan menjadi hidrogen, propilen, etilen, butadiena, toluena, benzena. Keluar reaktor kemudian dilakukan pendinginan mendadak pada quench tower

agar

menggunakan

tidak

terbentuk

destilasi

karbon.

ekstraktif

Pemurnian

dengan

butadiena

acetonitril,

N-

metilpirolidone, atau dimetilformamid sebagai pelarutnya sehingga didapatkan butadiena dengan kemurnian tinggi. Yield yang didapat dari proses ini 3,5 %wt. (Othmer, 1964) 3. Dari etanol Pembuatan butadiena dari etanol melalui 2 tahap proses, yaitu : a. Dehirogenasi etanol menjadi asetaldehid Bab I Pendahuluan***


8

b. Reaksi antara etanol yang tidak bereaksi dengan asetaldehid. Reaksi 1 : CH3CH2OH → CH3CHO + H2 Reaksi 2 : CH3CH2OH + CH3CHO → CH2=CHCH=CH2 + 2H2O Umpan etanol dengan konsetrasi 92-95 % berat masuk vaporizer untuk mendapatkan uap etanol, kemudian masuk reaktor 1 dengan katalis copper dimana terjadi reaksi dehidrogenasi etanol menjadi asetaldehid. Yield reaksi dehidrogenasi sebesar 92 %. Asetaldehid yang dihasilkan direaksikan dengan etanol excess dari reaksi 1. Rasio etanol dan asetaldehid masuk reaktor 2 adalah 3 : 1. Reaktor 2 menggunakan tantala-silika sebagai katalis dengan 2 % tantalum pentoxide dalam silica gel. Reaktor beroperasi pada tekanan atmosferis dan temperatur 325-350oC. total yield adalah 28-30 %. Pemurnian produk butadiena dengan distilasi.(Faith and Keyes, 1950)

1.4.2 Kegunaan Produk Butadiena digunakan sebagai bahan intermediet atau setengah jadi dari industri karet sintesis seperti styrene butadiene rubber (SBR), polybutadiene, polycloroprene (neoprene), dan nitrile rubber. Selain itu digunakan juga pada industri polimer dan resin seperti acrylonitrile butadiene styrene (ABS), styrene butadiene copolymer (latex). Serta digunakan pada industri adiponitril. (Othmer, 1964)



9

1.4.3 Sifat fisis dan kimia bahan baku dan produk 1.4.3.1 Bahan baku n-butana • Sifat fisis : Rumus molekul

: C4H10

Berat Molekul

: 58,124 gr/gr mol

Fase

: gas pada P=1 atm,T=30oC

Titik beku

: -138,4 °C

Titik didih

: -0,5 °C

Specific gravity pada 20 °C

: 0,5788

Densitas

: 2,52 g/l

Temperatur kritis

: 152 °C

Tekanan kritis

: 550,07 psia

Volume kritis

: 0,0702 ft3/lb

Panas pembakaran

: 21,12 Btu/lb (pada 77 °F)

Panas laten (pada 25 °C)

: 86,63 kal/g

Panas spesifik

: 0,549 kal/g °C

• Data Termodinamika ∆Hfo 298 (gas) = -126,15 kJ/mol ∆Go 298 (gas) = -17,15 kJ/mol

ρ cair = 0,22827. (0,)

T ⎞ ⎛ −⎜ 1− ⎟ ⎝ 461 ⎠

0.2776

g/ml

Cpcair = 62,873 + 5,8913.10-1T -2,3588.10-3T2 + 4,2257.10-6T3 J/mol.K Cpgas = 20,056 + 2,8153.10-1T - 1,3143.10-5T2 - 9,4571.10-8T3 + 3,4149.10-11T4 J/mol.K Bab I Pendahuluan***


10

Logµcair=-6.859 + 6,7393.102T-1 + 2,9173.10-2T-3,0686.105T2 micropoise µgas = -4,946 + 2,9001.10-1 -6,9665.10-5 micropoise Log kcair = -1,8929 + 1,2885.(1-

T )2/7 W/m.K 425,18

k gas = -0,00182 + 1,9396.10-5 T + 1,3818.10-7 T2 W/m.K (Yaws, 1999) • Sifat kimia : * Dengan O2 berlebih mengalami reaksi pembakaran membentuk H2O dan CO2. Reaksi : C4H10 + 13/2 O2 → 4CO2 + 5H2O * Dengan halogen mengalami reaksi substitusi membentuk halida. Reaksi : C4H10 + X2 → C4H9X + HX * Pada

pemanasan

pada

suhu

tinggi

terjadi

reaksi

dehidrogenasi. Reaksi : C4H10 → C4H8 + H2 (Othmer, 1984) 1.4.3.2 Butena • Sifat fisis : Rumus molekul

: C4H8

Berat Molekul

: 56,107 gr/gr mol

Fase

: gas pada P=1 atm, T=30 °C

Titik beku

: -185,35 °C

Titik didih

: -6,25 °C

Specific gravity pada 20 °C

: 0,5788 Bab I Pendahuluan***


11

Densitas

: 2,52 g/l

Temperatur kritis

: 146,44 °C

Tekanan kritis

: 550,07 psia

Volume kritis

: 0,0702 ft3/lb

Panas pembakaran

: 21,12 Btu/lb (pada 77 °F)

Panas laten (pada 25 °C)

: 86,63 kal/g

Panas spesifik

: 0,549 kal/g °C

• Data Termodinamika ∆Hfo 298 (gas) = -0,13 kJ/mol ∆Go 298 (gas) = -71,3 kJ/mol

ρ cair = 0,23224. (0,26630)

T ⎞ ⎛ −⎜⎜ 1− ⎟⎟ ⎝ 419 , 59 ⎠

0 , 2853

g/ml

Cpcair = 74,597 + 3,3434.10-1T -1,3914.10-3T2 + 3,0241.10-6T3 J/mol.K Cpgas = 24,915 + 2,0648.10-1T -5,9828.10-5T2 -1,4166.10-7T3 + 4,7053.10-11 T4 J/mol.K Log µcair = -4,9218 + 4,9503.102T-1 + 1,439.10-2T -2,0853.105 2

T micropoise

µgas = -9,143 + 3,1562.10-1 -8,4164.10-5 micropoise Log kcair = -1,6512 + 0,9899.(1-

T )2/7 W/m.K 425,37

k gas = -0,00293 + 3,0205.10-6 T + 1,0192.10-7 T2 W/m.K (Yaws, 1999)



12

1.4.3.3 Produk 1,3-butadiena • Sifat fisis : Rumus molekul

: C4H6

Berat Molekul

: 54,092 gr/gr mol

Fase

: gas pada P=1 atm, T=30 C

Titik beku

: -108,902 °C

Titik didih

: -4,411 °C

Densitas cairan pada 25 °C

: 0,6194 g/mL

Temperatur kritis

: 152 °C

Tekanan kritis

: 42,7 atm

Volume kritis

: 221 cm3/mol

Panas pembakaran pada 25 °C : 11,055 kal/gr Panas pembentukan liquid

: 88,7 kJ/mol

Panas pembentukan gas

: 110,165 kJ/mol

Panas penguapan pada 25 °C

: 389 J/g

Kapasitas panas pada 25 °C

: 79,538 J/mol K

Kelarutan butadiena dalam air : 0,06 % berat • Data Termodinamika ∆Hfo 298 (gas) = -110,16 kJ/mol ∆Go 298 (gas) = -150,67 kJ/mol

ρ cair = 0,254597. (0,27227)

T ⎞ ⎛ ⎟⎟ −⎜⎜ 1− ⎝ 425, 37 ⎠

029074.

g/ml

Cp cair = 34,680 + 7,3205.10-1T -2,8426.10-3T2 + 4,6035.106 3

T J/mol.K



13

Cp gas = 18,835 + 2,0473.10-1T + 6,2485.10-5T2 – 1,7148.107 3

T +

6,0858.10-11 T4 J/mol.K

Log µcair = 0,3772 + 7,9658.101T-1 – 5,8889 .10-3T + 2,9221.10-6T2 micropoise µgas = 10,256 + 2,6833.10-1 -4,1148.10-5 micropoise Log kcair = -1,6539 + 0,9786.(1-

T )2/7 W/m.K 419,59

k gas = -0,00085 + 7,1537.10-6 T + 1,6202.10-7 T2 W/m.K (Yaws, 1999) • Sifat kimia : * Dengan O2 berlebih mengalami reaksi pembakaran membentuk H2O dan CO2. Reaksi : C4H6+ 11/2 O2 → 4CO2 + 3H2O * Monomer butadiena dan monomer lain dapat bereaksi membentuk

polimer.

Misalnya

butadiena

dengan

akrilonotril membentuk polimer acrylonitrile-butadiene copolymers

(nitrile-butadiene

rubber)

dengan

cara

polimerisasi emulsi. (Othmer, 1964) 1.4.3.4 Bahan Pembantu Katalisator Chromia Alumina Bentuk

: Pellet silinder

Fase

: Padat

Densitas

: 0,78 g/cm3

Komposisi

: 80 % Al2O3, 20 % Cr2O3 (Faith, Keyes, 1950) Bab I Pendahuluan***


14

1.4.4 Tinjauan Proses Proses

pembuatan

merupakan reaksi

1,3-butadiena

dengan

proses

Houdry

dehidrogenasi katalitik butana. Reaksi yang

terjadi: Reaksi 1 : C4H10 → CH2=CH-CH=CH2 + H2 Reaksi 2: C4H8 → CH2=CH-CH2-CH2 + H2 Reaksi dijalankan pada reaktor fixed bed multitube dengan menggunakan katalis Chromina Alumina. Kondisi operasi pada suhu 500-600°C dan tekanan 1 atm. Konversi yang dapat dicapai pada reaksi 1 adalah 94 %, sedangkan konversi reaksi 2 adalah 90 %.



15

BAB II DESKRIPSI PROSES

2.1 Spesifikasi Bahan Baku dan Produk 2.1.1 Bahan baku n-butana Rumus molekul

: C4H10

Berat Molekul

: 58,123 g/gmol

Wujud

: gas pada P=1 atm, T=298,15 K

Titik didih

: 272,65 K pada P=1 atm, T=298,15 K

Kemurnian

: 98 % C4H10

Impuritis

: 2 % i-C4H10 (Othmer, 1964)

2.1.2 Produk Butena Rumus molekul

: C4H8

Berat Molekul

: 56,107 g/gmol

Wujud

: gas pada P=1atm, T=298,15 K

Titik didih

: 266,9 K pada P=1 atm, T=298,15 K (Othmer, 1964)

2.1.3 1,3-Butadiena Rumus molekul

: C4H6

Berat Molekul

: 54,092 g/gmol

Wujud

: gas pada P=1 atm, T=298,15 K

Kemurnian

: 99,5 % C4H6

Impuritis

: 0,39 % n-C4H10 0,1 % C4H8 Bab II Deskripsi Proses ****


16

2.1.4 Katalisator Chromia Alumina Bentuk

= Pelet silinder

Fase

= Padat

Bulk density

= 0,78 g/cm3

Viskositas

= 0,81 cP

Komposisi

= 80 % Al2O3, 20 % Cr2O3

Spesific gravity

= 0,825 (Faith Keyes, 1975)

2.2 Konsep Proses 2.2.1 Dasar Reaksi Pembuatan 1,3-butadiena dengan dehidrogenasi butana dijalankan pada reaktor fixed bed multi tube dengan kondisi operasi 500-600°C dengan tekanan 1 atm. Suhu reaktor tersebut dipilih berdasarkan pertimbangan bahwa pada suhu tersebut dihasilkan konversi yang tinggi. Reaksi bersifat endotermis sehingga untuk mempertahankan suhu reaktor digunakan pemanas. Pemanas yang digunakan adalah superheated steam yang mengalir melalui shell, sedangkan reaktan mengalir melalui tube berisi katalis. Proses ini menggunakan katalis berupa campuran 80 % Al2O3 dan 20 % Cr2O3,

dimana

katalis

ini

berfungsi

untuk

mengarahkan

mempercepat reaksi, juga menurunkan energi aktifasi.

Bab II Deskripsi Proses ****

dan


17

2.2.2 Mekanisme Reaksi Dengan bantuan katalis : C4H10 + Al2O3Cr2O3 → C4H10Al2O3Cr2O3* → C4H8 + H2 + Al2O3Cr2O3

C4H10Al2O3Cr2O3*

C4H8 + Al2O3Cr2O3 → C4H8 *Al3Cr2O3 → C4H6 + H2 + Al2O3Cr2O3

C4H8 A2O3Cr2O3*

___________________________________________________________________+

→ C4H6 + 2H2

C4H10

2.2.3 Tinjauan Termodinamika Tinjauan secara termodinamika ditujukan untuk mengetahui sifat reaksi (endotermis/eksotermis) dan arah reaksi (reversible/irreversible). Penentuan panas reaksi berjalan secara eksotermis atau endotermis dapat dihitung dengan perhitungan panas pembentukan standart (∆Hfo) pada P = 1 atm dan T=298,15oK. Pada proses pembentukan 1,3-Butadiena terjadi reaksi sebagai berikut: Reaksi I : C4H10 (g)

C4H8(g) + H2 (g)

Harga ∆Hof masing-masing komponen pada suhu 298.15 K dapat dilihat pada tabel 2.1. Tabel 2.1 Harga ∆Hof masing-masing komponen Komponen

Harga ∆Hof (kJ/mol)

nC4H10

-126.15

C4H8

-0.13

H2

0 Bab II Deskripsi Proses ****


18

∆H298

= ∆H produk – ∆H reaktan

∆H298

= (-0,13+ 0) kJ/mol – (-126,15) kJ/mol = 126,02 kJ/mol

Karena harga ∆H298 positif, maka reaksi bersifat endotermis. Tabel 2.2 Harga ∆Gof masing-masing komponen Harga ∆Gof (kJ/mol)

Komponen nC4H10

-17.15

C4H8

-71.3

H2

0

(Yaws, 1999) ∆G° = - RT ln K ∆Gtotal

= ∆Gf produk – ∆Gf reaktan

∆Gtotal

= (∆Gf C4H8 + ∆Gf H2) – ∆Gf nC4H10 = (-71,3 + 0) kJ/mol – (-17,15) kJ/mol = -54.15 kJ/mol

ln Kp

Kp ln

=-

∆G RT

=-

− 54150 8.314.298.15

= 3.104 x 109

− ∆H 298.15 K K 298.15 = R K

⎡ 1 1⎤ − ⎥ ⎢ ⎢⎣ T298.15 K T ⎥⎦ (Smith & VanNess, 1987)



19

dengan :

K

= Konstanta kesetimbangan pada suhu tertentu

T

= Suhu tertentu

∆H 298.15 K

= Panas reaksi standar pada 298.15 K

Pada suhu 600oC (873.15 K) besarnya konstanta kesetimbangan dapat dihitung sebagai berikut : ⎡ 1 1 ⎤ − ⎢ ⎥ ⎣ T298.15 T873.15 ⎦

ln

K 289.15 − ∆H 298.15 K = K 873.15 R

ln

K 298.15 − 126000 ⎡ 1 1 ⎤ = − ⎢ 3.104.109 8.314 ⎣ 298.15 873.15 ⎥⎦

K = 1,07 x 1024 Karena harga konstanta kesetimbangan relatif besar, maka reaksi berlangsung searah ke arah kanan (irreversible).

Reaksi II : C4H8 (g)

→

C4H6(g) + H2 (g)

Harga ∆Hof masing-masing komponen pada suhu 298.15 K dapat dilihat pada tabel 2.3 sebagai berikut : Tabel 2.3 Harga ∆Hof masing-masing komponen Komponen

Harga ∆Hof (kJ/mol)

C4H8

-0.13

C4H6

110.16

H2

0 (Yaws,1999)



20

∆H298 = ∆H produk – ∆H reaktan ∆H298 = (110,16+ 0) kJ/mol – (-0,13) kJ/mol

= 110,29 kJ/mol Karena harga ∆H298 positif, maka reaksi bersifat endotermis. Tabel 2.4 Harga ∆Gof masing-masing komponen Harga ∆Gof (kJ/mol)

Komponen C4H8

-71.3

C4H6

-150.67

H2

0 (Yaws, 1999)

∆Gtotal = ∆Gf produk – ∆Gf reaktan

= (-150.67 + 0) kJ/mol – (-71.3) kJ/mol = -79.37 kJ/mol ln Kp = -

=Kp

∆G RT − 79370 8,314.298

= 8,178 x 1013

Pada suhu 600oC (873.15 K) besarnya konstanta kesetimbangan dapat dihitung sebagai berikut : − ∆H 298.15 K R

⎡ 1 1 ⎤ − ⎢ ⎥ ⎣ T298.15 T873.15 ⎦

ln

K 298.15 K 873.15

ln

K 298.15 − 110290 ⎡ 1 1 ⎤ − = 13 8.314 ⎢⎣ 873.15 298..15 ⎥⎦ 8.178.10

=

K = 4.3406 × 1026

Karena harga Kp besar, maka dapat dianggap reaksi searah (irreversible) Bab II Deskripsi Proses ****


21

2.2.4 Tinjauan Kinetika

Kecepatan reaksi n-Butana menjadi 1,3-Butadiena adalah reaksi orde satu, dengan konstanta kecepatan reaksi dapat dituliskan sebagai berikut : Reaksi 1 : C4H10 (g) Log k = Reaksi 2 : C4H8 (g) Log k =

→

C4H8(g) + H2 (g)

− 73900 + 16,43 4,575T →

C4H6(g) + H2 (g)

− 60000 + 15,27 4,575T

(Hougen, Watson, Ragantz, 1976)

2.2.5 Kondisi Operasi

Kondisi operasi sangat menentukan proses dan produk reaksi. Operasi komersial pada pembentukan 1,3-butadiena berlangsung pada suhu 500-600oC dan tekanan 1 atm (Kirk-Othmer, 1984). Pada prarancangan ini dipilih kondisi operasi pada suhu 500-600oC dan tekanan 1 atm. Hal yang menjadi pertimbangan bahwa pada persamaan kecepatan reaksi pembentukan 1,3-Butadiena, jika suhu reaksi tinggi maka kecepatan reaksi akan semakin besar sehingga konversi reaksi akan semakin besar pula, namun reaksi dehidrogenasi nButana menjadi 1,3-Butadiena merupakan reaksi katalitik sehingga kondisi operasi harus pada rentang suhu dimana katalis dalam keadaan aktif. Oleh karena itu dipilih suhu dimana kecepatan reaksi tinggi dan katalis masih dalam keadaan aktif. Bab II Deskripsi Proses ****


22

2.2.6 Katalis

Dalam reaksi heterogen katalitik, meskipun katalis tidak berubah pada akhir reaksi, tetapi katalis tetap ikut aktif dalam reaksi. Kecepatan reaksi dapat dipercepat karena energi aktifasi tiap langkah reaksi dengan menggunakan katalis akan lebih rendah jika dibandingkan dengan tidak menggunakan katalis. Konversi kesetimbangan tidak dipengaruhi katalis, tetapi selektifitas dapat ditingkatkan dengan adanya katalis. Umumnya penurunan tekanan akan semakin besar bila diameter katalis semakin kecil, tetapi permukaan yang luas lebih baik karena laju reaksi setara dengan luas permukaan yang ditempati. Katalis yang biasa digunakan dalam proses pembentukan 1,3butadiena adalah alumina kromia.

2.3 Diagram Alir Proses

2.3.1 Diagram Alir Proses Diagram alir ada tiga macam, yaitu : a. Diagram alir proses b. Diagram alir kualitatif (gambar 2.1) c. Diagram alir kuantitatif (gambar 2.2) 2.3.2 Langkah Proses Proses produksi 1,3-butadiena dapat dibagi dalam beberapa tahap, yaitu : a) Tahap persiapan bahan baku • Bahan baku n-butana dari tangki penyimpanan (T-01) pada fase

cair dengan suhu penyimpanan 30°C dan tekanan 5 atm. Setelah Bab II Deskripsi Proses ****


23

melewati expander valve terjadi penurunan tekanan menjadi 1 atm dan temperatur -0,89 oC yang mengakibatkan perubahan fase menjadi gas. • Kemudian dicampur dengan arus recycle hasil atas menara distilasi

01 (D-01). • Temperatur arus pencampuran adalah -1,79 oC. • Bahan baku campuran (mixed feed) masuk dipanaskan lebih dahulu

di penukar panas 01 (HE-01) dengan fluida pemanas adalah air. Gas umpan keluar dari penukar panas pada suhu 20 oC. • Gas umpan keluar HE-01 masuk ke HE-02 menggunakan media

pemanas dari hasil atas menara distilasi 01 (D-01). Gas umpan keluar HE-02 pada suhu 60 oC. • Gas umpan keluar HE-02 masuk ke HE-03 menggunakan media

pemanas dari produk keluar reaktor. Gas keluar HE-03 pada suhu 125 oC. • Gas umpan keluar HE-03 masuk ke HE-04 menggunakan media

pemanas dari gas keluar kompresor. Gas umpan keluar HE-04 pada suhu 140 oC. • Gas umpan keluar HE-04 masuk ke HE-05 menggunakan media

pemanas dari hasil bawah menara distilasi 02 (D-02). Gas umpan keluar HE-04 pada suhu 200 oC. • Gas umpan keluar HE-05 dipanaskan lebih lanjut dengan furnace

hingga mencapai suhu 600 °C.



24

b) Tahap Reaksi Di dalam reaktor terjadi reaksi pembentukan 1,3-butadiena. Reaktor beroperasi pada suhu 500-600oC dan tekanan 1 atm. Reaksinya sebagai berikut : C4H10 (g) → C4H8(g) + H2 (g) C4H8 (g) → C4H6(g) + H2 (g) Katalis yang digunakan adalah alumina kromia. Reaksi yang terjadi adalah endotermis sehingga untuk menjaga kondisi operasi reaktor dilengkapi dengan pemanas. Pemanas yang digunakan adalah superheated steam dengan suhu 726,85 °C.

c) Sistem pendinginan produk Produk yang keluar dari reaktor mempunyai suhu tinggi yaitu 551,76°C dan tekanan 0,9934 atm. Panas yang dibawa gas keluar reaktor dimanfaatkan sebagai fluida pemanas pada reboiler 1 (reb-01). Setelah digunakan sebagai fluida pemanas pada reboiler suhunya menjadi 182,2 oC. Kemudian digunakan kembali sebagai media pemanas pada HE-03. Setelah digunakan sebagai fluida pemanas pada HE-03 suhunya menjadi 134,3 oC. d) Sistem Kompresi Gas produk dikompresi melalui kompresor dua tahap hingga tekanan 5 atm dan suhunya mengalami kenaikan mencapai 257,19 o

C.



25

e) Sistem pemisahan Hidrogen •

Gas produk keluaran kompresor pada suhu 257,19

o

C

dimanfaatkan sebagai pemanas pada penukar panas 04 (HE-04) sehingga suhu 157 oC. •

Gas produk ini kemudian diembunkan pada konderser parsial (CP-01) pada suhu 11 oC. Sebagai fluida pendingin adalah child water, dimana gas produk selain Hidrogen akan

mengembun sedangkan Hidrogen tetap dalam fase gas. •

Hidrogen dan gas produk yang tercairkan dipisahkan dalam separator 01 (SP-01).

f) Sistem fraksinasi • Menara distilasi 1 9 Hidrokarbon cair keluaran SP-01 dipompa oleh pompa 1 (P-

01) masuk menara distilasi 1. Pada D-01 ditambahkan solven untuk merubah volatilitas campuran hidrokarbon agar mudah dipisahkan karena masing-masing memiliki titik didih yang berdekatan. Solven yang ditambahkan yaitu dimetilformamid. 9 Produk akan terpisah menjadi produk atas berupa n-butana, i-

butana, butena yang kemudian menjadi arus recycle. 9 Produk bawah berupa butadiena dan dimetilformamid

dipompa oleh P-04 ke menara distilasi 2 (D-02) untuk dipisahkan kembali. 9 Kondisi operasi atas pada P= 5,2 atm, T= 49,9 oC 9 Kondisi operasi bawah pada P= 5,4 atm, T= 173,3 oC



26

• Menara distilasi 2 9 Umpan dari menara distilasi 1 masuk ke menara distilasi 2

(D-02). 9 Produk akan terpisah menjadi produk atas berupa butadiena

yang kemudian digunakan sebagai media pemanas pada HE02. Kemudian masuk ke HE-07 (cooler) untuk diturunkan suhunya sebelum disimpan dalam tangki penyimpan produk (TP-02) pada suhu 40 oC. 9 Produk

bawah

berupa

solven

dimetilformamid

yang

kemudian dipompa ke menara distilasi 1 sebagai arus recycle solven. 9 Kondisi operasi atas pada P= 5,2 atm, T= 69,3 oC 9 Kondisi operasi bawah pada P= 5,4 atm, T= 222,22 oC



27

2.4 Neraca Massa dan Neraca Panas

Produk

: 1,3-butadiena 99,5 %

Kapasitas perancangan

: 60.000 ton/tahun

Waktu operasi selama 1 tahun

: 330 hari

Waktu operasi selama 1 hari

: 24 jam

2.4.1 Neraca Massa Diagram alir neraca massa sistem table. Basis perhitungan

: 1jam operasi

Satuan

: kg

2.4.1.1 Neraca Massa Overall Tabel 2.5 Komponen dalam tiap arus Komponen

Arus 1

2

3

4

5

6

7

8

9

nC4H10

v

v

v

v

v

v

v

v

v

iC4H10

v

v

v

v

v

v

v

v

C4H8

v

v

v

v

v

v

v

v

C4H6

v

v

v

v

v

v

v

v

v

v

v

H2O

v

v

v

v

v

v

v

C3H7NO

v

v

v

v

v

v

v

H2

10

11

12

v

13

14

v

v

v

v

v

v

v

v



28

Tabel 2.6 Neraca Massa Overall Komponen

Input Arus 1

Output

Arus 11

Arus 5

Arus 9

Arus 14

nC4H10

8.500,8235

_

0,5337

7,8336

131,3304

iC4H10

173,4862

_

0,6939

_

172,7923

C4H8

_

_

0,8700

30,030

209,7839

C4H6

_

_

7,5605

7.537,8790

3,7746

H2

_

_

571,2225

_

_

H2O

_

0,005

_

0,005

_

C3H7NO

_

0,01

_

0,01

_

8.674,3097

0,0150

580,8851

7.575,7576

517,6812

Total

8.674,3247

8674,3239

2.4.1.2 Neraca Massa Tiap Alat 2.4.1.2.1 Reaktor (R-01) Tabel 2.7 Neraca Massa Reaktor Komponen

Input

Output

Arus 3

Arus 4

nC4H10

8.894,8150

533,6889

iC4H10

693,9448

693,9448

C4H8

629,3517

870,0357

C4H6

11,3238

7560,5379

_

571,2225

10229,4353

10229,435

H2 Total



29

2.4.1.2.2 Separator 01 (SP-01) Tabel 2.8 Neraca Massa Separator Komponen

Input

Output

Arus 4

Arus 5

Arus 6

nC4H10

533,6889

0,5337

533,1552

iC4H10

693,9448

0,6939

693,2509

C4H8

870,0357

0,8700

869,1656

C4H6

7560,5379

7,5605

7552,9774

H2

571,2225

571,2225

_

Total

10229,435

580,8807

9648,5491

10229,435

10229,435

2.4.1.2.3 Menara Distilasi 01 (MD-01) Tabel 2.9 Neraca Massa Menara Distilasi 1 Input

Komponen

Output

Arus 6

Arus 12

Arus 7

Arus 8

nC4H10

533,1552

_

525,3216

7,8336

iC4H10

693,2509

_

693,2509

_

C4H8

869,1656

_

839,1356

30,0300

C4H6

7.552,9774

7,5454

15,0984

7.545,4244

H2

_

_

_

_

H2O

_

154,3770

_

154,3770

77.034,0159

_

77034,0159

77.195,9383

2.072,807

84.771,6809

C3H7NO Total

9.648,5491

86.844,4869

86.844,488



30

2.4.1.2.4 Menara Distilasi 02 (MD-02) Tabel 2.10 Neraca Massa Menara Distilasi 2 Komponen

Output

Output

Arus 8

Arus 9

Arus 10

nC4H10

7,8336

7,8336

_

C4H8

30,0303

30,0303

_

C4H6

7545,4244

7537,8790

7,5454

H2O

154,3770

0,01

154,3670

C3H7NO

77034,0159

0,005

77034,0110

Total

84771,6810

7575,7576

77195,916

84771,6810

84771,673

2.4.1.2.5 Arus Pencampuran 01 Tabel 2.11 Neraca Massa Arus Pencampuran Input

Komponen

Output

Arus 1

Arus 13

Arus 2

nC4H10

8.500,8235

393,9912

8894,8150

iC4H10

173,4862

520,4586

693,9448

C4H8

_

629,3517

629,3517

C4H6

_

11,3238

11,3238

8.674,3097

1.555,1253

10.229,4353

Total

10.229,4353

10.229,4353



31

2.4.2 Neraca Panas Basis perhitungan

: 1 jam operasi

Satuan

: kJ

2.4.2.1 Neraca Panas di Tee-01 Tabel 2.12 Neraca panas di Tee – 01 Arus

Input

Output

Q arus 13

-79.168,748

_

Q arus 1

-375.811,519

_

Q arus 2

_

-454.980,267

-454.980,267

-454.980,267

Total

2.4.2.2 Neraca panas di furnace 01 (F-01) Tabel 2.13 Neraca panas di Furnace – 01 Arus

Input

Output

Q masuk furnace

3.726.419,827

_

Q keluar furnace

_

16.342.752,342

Q pemanas

12.616.332,515

_

Total

16.342.752,342

16.342.752,342



32

2.4.2.3 Neraca panas di reaktor 01 (R-01) Tabel 2.14 Neraca panas di Reaktor 01 Arus

Input

Output

Q reaktan

20.632.227,682

_

Q reaksi

33.524.251,104

_

Q produk

_

16.586.933,187

Q pemanas

_

37.569.545,599

54.156.478,786

54.156.478,786

Total

2.4.2.4 Neraca panas di Menara Distilasi 01 (MD-01) Tabel 2.15 Neraca panas di Menara distilasi 01 Arus

Input

Output

-2.516.294,199

_

Q hasil atas (distilat)

_

127.600,578

Q bawah (bottom)

_

28.711.499,450

Q kondenser

_

2.145.436,540

Q reboiler

33.500.830,767

_

Total

30.984.536,566

30.984.536,566

Q umpan



33

2.4.2.5 Neraca panas di Menara Distilasi 02 (MD-02) Tabel 2.16 Neraca panas di Menara distilasi 02 Arus

Input

Q umpan

Output

28.624.832,062

_

Q hasil atas (distilat)

_

800.893,530

Q bawah (bottom)

_

35.054.447,765

Q kondenser

_

13.019.918.057,467

Q reboiler

13.027.148.566,700

_

Total

13.055.773.398,762 13.055.773.398,762

2.4.2.6 Neraca panas di kondenser parsial (CP-01) Tabel 2.17 Neraca panas di Kondenser Parsial Arus Q desuperheating Q vap Q kondensasi

Input -3.553.837,284

_

-68.591.907,489

_

-3.329,034

_

Q cairan yang terkondensasi

1.205,793

Q yang masih berwujud gas

719,894

Q kondenser Total

Output

_

_

-72.147.148,119

-72.147.148,119

-72.147.148,119



34

2.4.2.7 Neraca Panas di HE-01 Tabel 2.18 Neraca panas di HE – 01 Arus

Input

Output

Q masuk arus 2

-454.980,267

_

Q keluar HE-01

-87.346,612

Q pemanas

367.633,655

Total

-87.346,612

-87.346,612


Input

Output

Q masuk HE-02

-87.346,612

_

Q keluar HE-02

_

642.181,639

Q pemanas

729.528,251

_

Total

642.181,639

642.181,639


Input

Output

Q masuk HE-03

642.181,639

_

Q keluar HE-03

_

1.974.184,337

Q pemanas

1.332.002,698

_

Total

1.974.184,337

1.974.184,337



35


Input

Output

Q masuk HE-04

1.974.184,337

_

Q keluar HE-04

_

2.306.577,180

332.392,843

_

2.306.577,180

2.306.577,180

Q pemanas Total


Input

Output

Q masuk HE-05

2.306.577,180

_

Q keluar HE-05

_

3.726.419,827

Q pemanas

1.419.842,647

_

Total

3.726.419,827

3.726.419,827

2.4.2.12 Neraca panas di Cooler (HE-06) Tabel 2.22 Neraca panas di cooler Arus

Input

Output

Q aroclor masuk

35.054.281,618

_

Q aroclor keluar

_

22.993.864,227

Q pendingin

_

12.060.417,390

35.054.281,618

35.054.281,618

Total



36

2.4.2.13 Neraca panas di Cooler (HE-07) Tabel 2.23 Neraca panas di cooler Arus

Input

Output

Q masuk HE-07

9.130.389,335

_

Q keluar HE-07

_

2.701.889,570

Q pendingin

_

6.428.499,765

9.130.389,335

9.130.389,335

Total



37

2.5 Lay Out Pabrik dan Peralatan

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

1,3-butadiena

ini

merupakan

pabrik

baru

(bukan

pengembangan), sehingga penentuan lay out tidak dibatasi oleh bangunan yang ada. 2. Kemungkinan perluasan pabrik sebagai pengembangan pabrik di masa depan. 3. Faktor keamanan sangat diperlukan untuk bahaya kebakaran dan ledakan, maka perencanaan lay out selalu diusahakan jauh dari sumber api, bahan panas, dan dari bahan yang mudah meledak, juga jauh dari asap atau gas beracun. 4. Sistem kontruksi yang direncanakan adalah out door untuk menekan biaya bangunan dan gedung, dan juga karena iklim Indonesia memungkinkan konstruksi secara out door. 5. Harga tanah amat tinggi sehingga diperlukan efisiensi dalam pemakaian dan pengaturan ruangan / lahan. (Vilbrant, 1959) Secara garis besar lay out dibagi menjadi beberapa

bagian

utama, yaitu : Bab II Deskripsi Proses ****


38

a. Daerah administrasi / perkantoran, laboratorium dan ruang kontrol Merupakan pusat kegiatan administrasi pabrik yang mengatur kelancaran operasi. Laboratorium dan ruang kontrol sebagai pusat pengendalian proses, kualitas dan kuantitas bahan yang akan diproses serta produk yang dijual b. Daerah proses Merupakan daerah dimana alat proses diletakkan dan proses berlangsung. c. Daerah penyimpanan bahan baku dan produk. Merupakan daerah untuk tangki bahan baku dan produk. d. Daerah gudang, bengkel dan garasi. Merupakan daerah untuk menampung bahan-bahan yang diperlukan oleh pabrik dan untuk keperluan perawatan peralatan proses. e. Daerah utilitas Merupakan daerah dimana kegiatan penyediaan bahan pendukung proses berlangsung dipusatkan. (Vilbrant, 1959) 2.5.2 Lay out peralatan Beberapa hal yang harus diperhatikan dalam menentukan lay out peralatan proses pada pabrik 1,3-butadiena, antara lain : 1. Aliran bahan baku dan produk Pengaliran bahan baku dan produk yang tepat akan memberikan keuntungan ekonomi yang besar serta menunjang kelancaran dan keamanan produksi.



39

2. Aliran udara Aliran udara di dalam dan di sekitar area proses perlu diperhatikan kelancarannya. Hal ini bertujuan untuk menghindari terjadinya stagnasi udara pada suatu tempat sehingga mengakibatkan akumulasi bahan kimia yang dapat mengancam keselamatan pekerja. 3. Cahaya Penerangan seluruh pabrik harus memadai dan pada tempat-tempat proses yang berbahaya atau beresiko tinggi perlu adanya penerangan tambahan. 4. Lalu lintas manusia Dalam perancangan lay out pabrik perlu diperhatikan agar pekerja dapat mencapai seluruh alat proses dangan cepat dan mudah. Hal ini bertujuan apabila terjadi gangguan pada alat proses dapat segera diperbaiki. Keamanan pekerja selama menjalani tugasnya juga diprioritaskan. 5. Pertimbangan ekonomi Dalam menempatkan alat-alat proses diusahakan dapat menekan biaya operasi dan menjamin kelancaran dan keamanan produksi pabrik. 6. Jarak antar alat proses Untuk alat proses yang mempunyai suhu dan tekanan operasi tinggi sebaiknya dipisahkan dengan alat proses lainnya, sehingga apabila terjadi ledakan atau kebakaran pada alat tersebut maka kerusakan dapat diminimalkan. (Vilbrant, 1959)



40

Tata letak alat-alat proses harus dirancng sedemikian rupa sehingga : - Kelancaran proses produksi dapat terjamin - Dapat mengefektifkan luas lahan yang tersedia - Karyawan mendapat kepuasan kerja agar dapat meningkatkan produktifitas kerja disamping keamanan yang terjadi



41



42



43


Arus 13 nC4H10 iC4H10 C4H8 C4H6

393,33 520,46 629,35 11,32 1555,13

kg kg kg kg kg

F-01

8894,82 kg 693,94 kg 629,35 kg 11,32 kg 10229,44 kg

131,33 kg 172,79 kg 209,78 kg 3,77 kg 517,68 kg


Arus 1 nC4H10 8500,82 kg iC4H10 173,49 kg 8674,31 kg



Arus 5 nC4H10 0,53 kg iC4H10 0,69 kg C4H8 0,87 kg C4H6 7,56 kg H2 571,22 kg 580,88 kg

Arus 6 nC4H10 533,16 kg iC4H10 693,25 kg C4H8 869,17 kg C4H6 7552,98 kg 9648,55 kg

SP-01

Arus 12 C4H6 7,545 kg H2O 154,38 kg C3H7NO 77034,03 kg 77195,93 kg

Gambar 2.2 Diagram Alir Kuantitatif

CP-01

nC4H10 533,69 kg iC4H10 693,94 kg C4H8 870,04 kg C4H6 7560,54 kg H2 571,22 kg 10229,43 kg

Arus 4 nC4H10 533,69 kg iC4H10 693,94 kg C4H8 870,04 kg C4H6 7560,54 kg H2 571,22 kg 10229,43 kg

R-01

8894,82 kg 693,94 kg 629,35 kg 11,32 kg 10229,44 kg

Arus 11 H2O 0,005 kg C3H7NO 0,01 kg 0,015 kg

Arus 8 nC4H10 7,83 kg C4H8 30,03 kg C4H6 7545,42 kg H2O 154,38 kg C3H7NO 77034,02 kg 84771,68 kg

D-01

Arus 9 nC4H10 7,83 C4H8 30,03 C4H6 7537,88 H2O 0,005 C3H7NO 0,01 7575,7576

Arus 7 nC4H10 525,32 kg iC4H10 693,25 kg C4H8 839,14 kg C4H6 15,10 kg 2072,81 kg

kg kg kg kg kg kg

Arus 10 C4H6 7,55 kg H2O 154,38 kg C3H7NO 77034,01 kg 77195,93 kg

D-02


44


Separator 1

Heat Exchanger 1

Heat Exchanger 2

Heat Exchanger 3

Heat Exchanger 4

Heat Exchanger 5

Heat Exchanger 6

Heat Exchanger 7

Furnace

Reaktor

Kondenser Parsial

Menara distilasi 1

Menara distilasi 2

Tangki penyimpan butana

Tangki penyimpan butadiena

Tangki penyimpan DMF

SP-01

HE-01

HE-02

HE-03

HE-04

HE-05

HE-06

HE-07

F-01

R-01

CP-01

MD-01

MD-02

T-01

T-02

T-03

Keterangan Gambar :

TP-01

TP-01

HE-01

HE-02

HE-03

HE-04

HE-05

F-01

TP-01

TP-01

R-01

SP-01

Gambar 2.5 Lay out peralatan pabrik

CP-01

T-03

HE-06

MD-01

HE-07

MD-02

T-02

T-02

T-02

T-02


45



46



46

BAB III SPESIFIKASI PERALATAN PROSES

3.1 Reaktor Kode

: R-01

Fungsi

:Mereaksikan n-butana dengan katalis alumina chromia, sehingga menghasilkan 1,3-butadiena sebagai produk utama.

Tipe

: Reaktor fixed bed multitube

Jumlah

: 1 buah

Volume

: 3,7497 m3

Kondisi operasi

: T = 600oC P = 1 atm

Katalis

: Alumina Chromina

Pemanas

: Superheated steam

Suhu pemanas masuk

: 1000 K

Suhu pemanas keluar

: 882,79 K :

Tube ID

: 1,9 in (4,83 cm)

OD

: 2,4 in (6,10 cm)

BWG

: 11

Panjang

: 4,5 m

Jumlah

: 166 Bab III Spesifikasi Peralatan Proses****

Prarancangan Pabrik 1,3-Butadiena Dari n-Butana Dengan Proses Houdry Kapasitas Produksi 60.000 ton/tahun Susunan

: Triangular pitch

Pitch

: 0,0762 m

Clearance

: 0,01524 m

∆P

: 0,0066 atm :

Shell Material

: Low alloy steel SA 301 grade C

IDS

: 1,0312 m

Baffle spacing : 0,2062 m Tebal

: 0,5 in (1,27 cm)

∆P

: 0,5115 atm :

Head Jenis

: flanged and standard dished head

Material

: Low alloy steel SA 301 grade C

Tebal

: 0,75 in (1,9095 cm)

Tinggi

: 10,8386 in (27,53 cm)

Pipa gas OD

: 12,75 in

ID

: 11,376 in

Pipa pemanas OD

: 4,0 in ID

: 4,0 in

Bab III Spesifikasi Peralatan Proses****

47


3.2 Menara Distilasi 1 Kode

: D-01

Fungsi

: Memisahkan butana, butena dan butadiena

Tipe

: Sieve plate tower

Material

: Low Alloy Steel SA-204 grade C

P

: 5 atm

Kondisi operasi Puncak

: T = 50 oC

Bawah

: T = 173,4oC

Shell /Kolom Diameter

: 2,56 m

Tinggi total

: 23,36 m

Tebal shell

: 0,75 in

Tipe

: Torispherical head

Tebal head

: 0,1875 in

Tinggi head

: 0,21 m

Tipe

: Sieve tray

Jumlah plate

: 62 ( tanpa reboiler)

Plate spacing

: 0,6 m

Head

Plate


48


3.3 Menara Distilasi 2 Kode

: D-02

Fungsi

: Memisahkan butadiena dan solven

Tipe

: Sieve plate tower

Material


P

: 5 atm

Kondisi operasi Puncak

: T =69,3 oC

Bawah

: T = 222,22oC

Shell /Kolom Diameter

: 2,5 m

Tinggi total

: 18,69 m

Tebal shell

: 0,1875 in

Tipe

: Torispherical head

Tebal head

: 0,1875 in

Tinggi head

: 0,21 m

Tipe

: Sieve tray

Jumlah plate

: 27 ( tanpa reboiler)

Plate spacing

: 0,6 m

Head

Plate


49


50

3.4 Separator 1 Kode

: SP-01

Fungsi

: Memisahkan antara gas dengan kondensat keluar dari CD-03

Tipe

: Silinder vertikal, flanged and standard dished head

Material


Jumlah

: 1 buah

Kondisi operasi

: P = 5 atm T = 25 C

Waktu tinggal

: 1470,176 detik

Dimensi Separator :

Head

Diameter

: 0,9144 m

Tinggi cairan (HL)

: 0,4 m

Tinggi uap (Hv)

: 0,61 m

Tebal shell

:0,375 in

: Tebal head

: 0,5 in (1,27 cm)

Tinggi head

: 8,1 in (20,57 cm)

Tinggi total

: 40,20 in (1,02 m)



51

3.5 Tangki Penyimpan Tabel 3.1 Spesifikasi Tangki Penyimpan Kode

T-01

T-02

Fungsi

Menyimpan bahan baku

Menyimpan produk

n-butana selama 1 minggu butadiena Tipe

Jumlah Material

Silinder horizontal,

Silinder horizontal,

flanged and standart

flanged and standart

dished head

dished head

4

1

Low Alloy Steel SA-204 Carbon steel SA-283 A grade C

Kondisi penyimpanan : Suhu, oC

30

40

Tekanan, atm

5

5

Diameter, ft (m)

25 (7,62)

38 ft (11,62 m)

Panjang, ft (m)

50 (15,24)

76,27 (23,24)

Tebal shell, in (cm)

1,25 (3,175)

3 (7,62)

Tebal head, in (cm)

5 (12,7)

7 (17,78 )

Panjang head, ft (m)

6,883 (2,098)

11,23 (3,42 m)

Dimensi tangki :



52

Kode

T-03

Fungsi

Menyimpan larutan metanol (bahan baku) selama 1 minggu

Tipe

Silinder

vertikal,

torispherical head Jumlah

1

Kapasitas, bbl

2

Material

Carbon

steel

SA-283

grade C

Kondisi penyimpanan : Suhu, oC

30

Tekanan, atm

1

Dimensi tangki : Diameter, ft(m)

1 (0,3048)

Tinggi, ft(m)

2 (0,6096)

Tebal shell, in (cm):

0,1875 (0,48)

Tebal bottom, in (cm)

0,25 (0,0064)

Tinggi roof, ft (m)

0,0833 (0,0254)

Tinggi total,ft (m)

2,0833 (0,635)

3.6 Kondenser Parsial Kode

: CP-01

Fungsi

:Mendinginkan

gas

keluar

kompresor

sekaligus

mengkondensasikan gas Jenis

: Shell and tube

Jumlah

: 1 buah

Heat Duty, kJ/jam

: 62.002.336,57 Btu/jam Bab III Spesifikasi Peralatan Proses****


53

Tube side : Material

: low alloy steel SA 301 grade C

OD tube

: 1 in

ID tube

: 0,87 in

BWG

: 16

Susunan pitch

: Triangular pitch

Pitch

: 1,25 in

Panjang

: 16 ft

Jumlah tube

: 152 buah

Passes

:2

Shell Side : Material

: Carbon Steel

IDS

:19,25 in

Fluida dingin

: air dingin

Suhu air dingin masuk : 1oC Suhu air dingin keluar

: 8 oC

3.7 Furnace Kode

: F-01

Fungsi

:Memanaskan gas umpan agar sesuai dengan kondisi operasi reaktor dari 200oC sampai 600oC

Tipe

: Fired heater tipe vertical tube in cylindrical shell

Jumlah

:1 Bab III Spesifikasi Peralatan Proses****


54

Dimensi Seksi radiasi Panjang

: 30,7083 ft (9,3599 m)

Lebar

: 6,5729 ft (2,0035 m)

Tinggi

: 6,5729 ft (2,0035 m)

Seksi konveksi Panjang

: 30,7083 ft (9,3599 m)

Lebar

: 6,5729 ft (2,0035 m)

Tinggi

: 5,4687 ft (1,6669 m)

3.8 Heat Exchanger Tabel 3.2 Spesifikasi Heat Exchanger Kode

HE-01

HE-02

Fungsi

Memanaskan gas setelah

Memanaskan gas keluar

pencampuran

HE-01

Jenis

Shell and Tube

Shell and Tube

Jumlah

1

1

Heat Duty, kJ/jam

367.633,655

729.528,251

Low alloy steel SA 301


Tube side : Material Fluida

Gas setelah arus pencampuran

Gas keluar HE-01

OD tube, in (cm)

1,5 (3,81)

1,5 (3,81)

ID tube, in (cm)

1,4 (3,554)

1,4 (3,554)

BWG

8

8

Susunan pitch

Triangular pitch

Triangular pitch



55

Pitch, in (cm)

1,875 (4,763)

1,875 (4,763)

Panjang, ft (m)

12 (3,66)

12 (3,66)

Jumlah tube

522

522

Passes

2

2

∆P, psi (atm)

0,11 (0,007)

0,11 (0,007)

Material

Carbon Steel


Fluida

Air

Produk

ID shell, in (cm)

33 (83,82)

33 (83,84)

Baffle spacing, in

33

33

Passes

1

1

∆P, psi (atm)

0,0019 (0,00013)

0,000117 (7,99 E-06)

Uc (BTU/hr.ft2.F)

109,553

97,93

Ud (BTU/hr.ft2.F)

67,31

67,31

Rd

0,0052

0,0047

Rd Required

0,003

0,003

Kode

HE-03

HE-04

Fungsi



HE-02

HE-03

Jenis

Shell and Tube

Shell and Tube

Jumlah

1

1

Heat Duty, kJ/jam

1.332.002,698

332.392,843

Material



Fluida

Gas keluar HE-02

Gas keluar HE-03

OD tube, in (cm)

1,5 (3,81)

1,5 (3,81)

ID tube, in (cm)

1,4 (3,556)

1,4 (3,556)

BWG

8

8

Shell Side :

Tube side :



56

Susunan pitch

Triangular pitch

Triangular pitch

Pitch, in (cm)

1,875(4,763)

1,875

Panjang, ft (m)

12 (3,66)

12 (3,66)

Jumlah tube

522

522

Passes

2

2

∆P, psi (atm)

0,11 (0,007)

0,11 (0,007)



Shell Side : Material Fluida

Gas produk keluar reaktor

Gas keluar kompresor

ID shell, in (cm)

33 (83,82)

33 (83,82)

Baffle spacing, in

33

33

Passes

1

1

∆P, psi (atm)

0,00054 (3,67 E-05)

0,00045 (7,99 E-06)

Uc (BTU/hr.ft2.F)

81,099

108,4

Ud (BTU/hr.ft2.F)

67,31

67,31

Rd

0,0032

0,0041

Rd Required

0,003

0,003

Kode

HE-05

HE-07

Fungsi

Memanaskan gas keluar HE-04

Mendinginkan produk sesuai dengan kondisi penyimpanan

Jenis

Shell and Tube

Shell and Tube

Jumlah

1

1

Heat Duty, kJ/jam

1.419.842,647

6.428.499,765

Material



Fluida

Gas keluar HE-04

Produk

Tube side :



57

OD tube, in (cm)

1,5 (3,81)

1,5 (3,81)

ID tube, in (cm)

1,4 (3,556)

1,17 (2,97)

BWG

8

8

Susunan pitch

Triangular pitch

Triangular pitch

Pitch, in (cm)

1,875(4,763)

1,875(4,763)

Panjang, ft (m)

12 (3,66)

12 (3,66)

Jumlah tube

522

380

Passes

2

2

∆P, psi (atm)

0,11 (0,007)

0,108 (7,34 E-03)


Carbon steel

Shell Side : Material Fluida

Hasil bawah menara distilasi 2

Air

ID shell, in (cm)

33 (83,82)

33 (83,82)

Baffle spacing, in

33

27

Passes

1

1

∆P, psi (atm)

0,00087 (5,918 E-05)

0,00087 (5,918 E-05)

Uc (BTU/hr.ft2.F)

110,94

145,31

Ud (BTU/hr.ft2.F)

67,31

100

Rd

0,0043

0,0043

Rd Required

0,003

0,003

Kode

HE-06

Fungsi

Mendinginkan solven untuk arus recycle solven

Jenis

Double pipe

Jumlah

1

Heat Duty, kJ/jam

6.428.499,765 Bab III Spesifikasi Peralatan Proses****

Prarancangan Pabrik 1,3-Butadiena Dari n-Butana Dengan Proses Houdry Kapasitas Produksi 60.000 ton/tahun Pipa dalam Fluida


Material

Solven dimetilformamid

Suhu T masuk, oC

215

T keluar, oC

160

IPS

2

Diameter luar, in

2,38

SN

40

Diameter dalam,in

2,067

Panjang hairpin, ft

12

Jumlah hairpin

2

∆P, psi

0,0656

Pipa luar Fluida

Titanium

Material

Air

Suhu T masuk, C

30

T keluar,

80

IPS

3

Diameter luar, in

3,5

SN

40

Diameter dalam, in

3,068

∆P, psi

0,7221

Uc (BTU/hr.ft2.F)

403,4

Ud (BTU/hr.ft2.F)

313,69

Rd

0,0037

Rd required

0,003


58


59

3.9 Reboiler Tabel 3.3 Spesifikasi Reboiler Kode

REB-01

REB-02

Fungsi

Menguapkan sebagian

Menguapkan sebagian

hasil bawah menara

hasil bawah menara

distilasi 1

distilasi 2

Jenis

Kettle Reboiler

Kettle Reboiler

Jumlah

1

1

Heat Duty, kJ/jam

33.500.830,77

18.797.829,23

2

4155,27 ft2

Luas transfer panas

777,15 ft

Material



Gas produk reaktor

Steam

T masuk, oC (K)

552 (825,15)

350 (623,15)

T keluar, oC (K)

182 (455,15)

350 (623,15)

OD tube, in (cm)

1,5 (3,81)

0,75 (1,905)

ID tube, in (cm)

1,4 (3,556)

0,65 (1,905)

BWG

18

18

Susunan pitch

Triangular pitch

Triangular pitch

Pitch, in (cm)

1,875(4,763)

1 (2,54)

Panjang, ft (m)

18 (5,45)

18

Jumlah tube

110

1176

Passes

2

2

∆P, psi (atm)

0,0268 (1,823 E-03)

0,0094 (6,39 E-04)

Material



Fluida

Hasil bawah D-01

Hasil bawah D-02

Tube side : Fluida Suhu :

Shell Side :

Suhu : Bab III Spesifikasi Peralatan Proses****


60

T masuk, oC (K)

173,4 (446,55)

222,2 (495,37)

T keluar, oC (K)

173,4 (446,55)

222,2 (495,37)

ID shell, in (cm)

25 (63,5)

39 (99,06)

Baffle spacing, in

18,75

29,25

∆P, psi (atm)

Diabaikan

Diabaikan

Uc (BTU/hr.ft2.F)

92

126

Ud (BTU/hr.ft2.F)

68,91

83,6

Rd

0,0036

0,0041

Rd Required

0,002

0,002

3.10 Kondensor Tabel 3.4 Spesifikasi Kondenser Kode

CD-01

CD-02

Fungsi

Mengembunkan hasil atas

Mengembunkan hasil atas

D-01

D-02

Jenis

Shell and Tube Exchanger Shell and Tube Exchanger

Jumlah

1

1

Heat Duty, kJ/jam

2.145.436,54

11.567.320,00

Material

Titanium

Titanium

Fluida

Air

Air

T masuk, oC

30

30

T keluar, oC

45

45

OD tube, in (cm)

1 (2,54)

1 (2,54)

ID tube, in (cm)

0,902 (2,29)

0,902 (2,29)

BWG

18

18

Susunan pitch

Triangular pitch

Triangular pitch

Pitch, in (cm)

1,25 (3,175)

1,25 (3,175)

Tube side :

Suhu :



61

Panjang, ft (m)

12 (3,66)

12 (3,66)

Jumlah tube

208

518

Passes

2

2

∆P, psi (atm)

0,319 (0,0217)

0,3027

Material



Fluida

Hasil atas D-01

Hasil atas D-01

ID shell, in (cm)

25 (63,5)

25 (63,5)

Baffle spacing, in

21

21

Passes

1

1

∆P, psi (atm)

0,0482 (3,28 E-03)

0,6443 (0,044)

Uc (BTU/hr.ft2.F)

193,01

193,015

Ud (BTU/hr.ft2.F)

120

120

Rd

0,00315

0,00321

Rd Required

0,003

0,003

Shell Side :



62

3.11 Akumulator Tabel 3.5 Spesifikasi Akumulator Kode

ACC-01

ACC-02

Fungsi

Menampung hasil atas

Menampung hasil atas

menara distilasi D-01

menara distilasi D-02

Horisontal drum dengan

Horisontal drum dengan

torispherical head

torispherical head

Jumlah

1

1

Kapasitas, m3

0,32

6,29

Tipe

Material

Low Alloy Steel SA-204 Low Alloy Steel SA-204 grade C

grade C

Suhu, oC

50

69,3

Tekanan, atm

5,2

5,2

Diameter, in (m)

20,87 (0,53)

56,69 (1,44)

Panjang, in (m)

62,992 (1,6)

170,47 (4,33)

Tebal shell, in (cm)

0,25 (0,635)

0,375 (0,953)

Tebal head, in (cm)

0,25 (0,635)

0,1875 (0,476)

IPS, in

1,5

1,5

OD, in

1,5

6,63

ID, in

1,66

5,76

SN, in

40

80

Kondisi operasi :

Dimensi tangki :

Pipa pengeluaran :



63

3.12 Kompressor Kode

: K-01

Fungsi

:Menaikkan

tekanan

gas

produk

agar

dapat

dikondensasi dari 1 atm menjadi 5 atm. Tipe

: Centrifugal compressor

Debit gas

: 104,44 m3/j

Suhu masuk

: 32,9oC

Suhu keluar

: 123oC

Kerja kompressor

: 746,26 KW

Penggerak

: Single stage turbin

3.13 Pompa Tabel 3.6 Spesifikasi Pompa Kode

P-01

P-02

Fungsi

Mengalirkan cairan

Mengalirkan solven

terkondensasi ke menara

dimetilformamid ke

distilasi 1

menara distilasi 1

Jenis

Sentrifugal 1 stage

Sentrifugal 1 stage

Jumlah

2

2

Kapasitas, gpm (m3/jam)

87,07

8,04 E-05

Tenaga pompa, HP

87,07

3,03 E-06

Tenaga motor, HP

4

0,5

NPSH required, ft (m)

9,84

9,84

NPSH available, ft (m)

9,98

86,51 Bab III Spesifikasi Peralatan Proses****


64

Pipa : IPS

3

0,125

SN

40

80

ID, in (cm)

3,07

0,215

OD, in (cm)

3,5

0,405

P-03

P-04

Kode Fungsi

Mengalirkan kondensat ke menara distilasi sebagai refluks dan distilat sebagai arus recycle

Mengalirkan hasil bawah menara distilasi 1 sebagai umpan menara distilasi 2

Jenis

Sentrifugal 1 stage

Sentrifugal 1 stage

Jumlah

2

2


111,64

556,3

Tenaga pompa, HP

1,04

2,73

Tenaga motor, HP

2

5


19,68

19,84


83,95

381,2

IPS

3

8

SN

40

80

ID, in (cm)

3,07

7,625

OD, in (cm)

3,5

8,625

Pipa :



65

Kode

P-05

P-06

Fungsi

Mengalirkan hasil

Mengalirkan hasil atas

bawah menara distilasi 2

menara distilasi 2

sebagai sebagai arus

sebagai umpan

recycle solven ke

menara distilasi 2

menara distilasi 1 Jenis

Sentrifugal 1 stage

Sentrifugal 1 stage

Jumlah

2

2


442,72

70,58

Tenaga pompa, HP

1,67

0,83

Tenaga motor, HP

4

2


19,84

9,84


153

10,3

IPS

8

3

SN

80

40

ID, in (cm)

7,63

3,5

OD, in (cm)

8,63

3,07

Pipa :


Prarancangan Pabrik 1,3-Butadiena Dari n-Butana Dengan Proses Houdry Kapasitas Produksi 60.000 ton/tahun Kode

P-07

Fungsi

Mengalirkan produk dari HE-07 ke tangki penyimpan produk (T02)

Jenis

Sentrifugal 1 stage

Jumlah

2


70,58

Tenaga pompa, HP

1,83

Tenaga motor, HP

5


19,84


126,3

Pipa : IPS

3

SN

40

ID, in (cm)

3,5

OD, in (cm)

3,07


66



67


67

BAB IV UNIT PENDUKUNG PROSES DAN LABORATORIUM

4.1

Unit Pendukung Proses Unit pendukung proses atau yang lebih dikenal dengan sebutan utilitas merupakan bagian penting untuk penunjang proses produksi dalam pabrik. Utilitas di pabrik 1,3-butadiena yang dirancang antara lain meliputi unit pengadaan air, unit pengadaan steam, unit pengadaan udara tekan, unit pengadaan listrik, dan unit pengadaan bahan bakar. 1. Unit Pengadaan Air Unit ini bertugas menyediakan dan mengolah air untuk memenuhi kebutuhan air sebagai berikut : a. Air pendingin b. Air untuk pemadam kebakaran c. Air umpan boiler d. Air konsumsi umum dan sanitasi Sumber air berasal dari air laut dan air tanah. 2. Unit Pengadaan Steam Unit ini bertugas untuk menyediakan kebutuhan steam sebagai media pemanas reaktor. 3. Unit Pengadaan Udara Tekan Unit ini bertugas untuk menyediakan udara tekan untuk kebutuhan instrumentasi pneumatic, untuk penyediaan udara tekan di bengkel dan untuk kebutuhan umum yang lain. Bab IV Unit Pendukung Proses dan Laboratorium****


68

4. Unit Pengadaan Listrik Unit ini bertugas menyediakan listrik sebagai tenaga penggerak untuk peralatan proses, keperluan pengolahan air, peralatan - peralatan elektronik atau listrik AC, maupun untuk penerangan. Listrik disupplay dari PLN dan dari generator sebagai cadangan bila listrik dari PLN mengalami gangguan. 5. Unit Pengadaan Bahan Bakar Unit ini bertugas menyediakan bahan bakar untuk kebutuhan boiler dan generator. 6. Unit Refrigerasi Unit ini bertugas menyediakan media pendingin untuk digunakan pada kondensor parsial.

4.1.1 Unit Pengadaan Air 4.1.1.1 Air Pendingin dan Pemadam Kebakaran Air pendingin yang digunakan berasal dari air laut yang tidak jauh dari lokasi pabrik. Air pendingin dari air laut digunakan pada kondenser dan heat exchanger. Selain sebagai media pendingin, air laut juga digunakan sebagai air pemadam kebakaran. Alasan digunakannya air laut sebagai media pendingin dan pemadam kebakaran adalah karena faktor - faktor sebagai berikut : a. Air laut dapat diperoleh dalam jumlah yang besar dengan biaya murah b. Mudah dalam pengolahannya c. Tidak terdekomposisi Bab IV Unit Pendukung Proses dan Laboratorium****


69

d. Tidak dibutuhkan cooling tower, karena langsung dibuang lagi ke laut Tabel 4.1 Kebutuhan air pendingin dari air laut No.

Nama Alat

Kebutuhan air pendingin, kg/jam

1.

HE-01

17529,44

2.

Child water

1632035,04

3.

HE-07

16357,25

4.

HE-08

211420,20

5.

CD-01

51081,82

6.

CD-02

134347,50

7.

Pemadam kebakaran

67173,75

Total

2129945,00

Hal - hal yang perlu diperhatikan dalam pengolahan air laut sebagai pendingin adalah : a. Partikel - partikel besar / mikroba (organisme laut dan konstituen lain) b. Partikel – partikel kecil / mikroba laut (ganggang dan mikroorganisme laut) yang dapat menyebabkan fouling pada alat heat exchanger Untuk menghindari fouling yang terjadi pada alat – alat penukar panas maka perlu diadakan pengolahan air laut. Pengolahan dilakukan secara fisis (screening) dan kimia (penambahan Chlorine).

Bab IV Unit Pendukung Proses dan Laboratorium****


70

Tahapan pengolahan air laut adalah : Air laut dihisap dari bak suction / basin yang langsung berada di pinggir laut dengan menggunakan pompa menuju strainer. Dalam pengoperasian digunakan 2 buah pompa (1 service dan 1 stand by) untuk air pendingin sedangkan untuk air pemadam digunakan 2 buah pompa yang dalam keadaan stand by semua. Sebelum masuk pompa, air dilewatkan pada traveling screen untuk menyaring partikel dengan ukuran besar. Di dalam basin diinjeksikan sodium hipoklorit NaOCl secara kontinyu untuk menjaga kandungan klorin minimum 1 ppm. Klorin berguna untuk mencegah pertumbuhan ganggang, kerang laut dan binatang (organisme) air laut lainnya. Injeksi klorin dilakukan dengan 2 cara yaitu injeksi kontinyu di basin dan intermitten di pipa pengaliran yang menuju area proses. Strainer yang digunakan mempunyai saringan stainless steel 0,4 mm. Dari strainer, air langsung mengalir menuju area proses. Diagram pengolahan air pendingin dan pemadam dari air laut sebagai berikut :



71

Gambar 4.1 Diagram alir pengolahan air laut Sodium hipoklorit dihasilkan dari proses elektrolisa air laut. Sistim pembuatan hipoklorit (Chloropac) terdiri dari dua buah komponen utama yaitu sel - sel pembangkit dan penyedia tegangan. Sel - sel pembangkit terdiri dari pipa - pipa yang dialiri air laut dan sel - sel penyedia tegangan menghasilkan arus DC sehingga proses elektrolisa dapat terjadi. Dalam perancangan ini diinjeksikan klorin sebanyak 1,7 ppm. Untuk kondisi normal jika digunakan klorin 1 ppm maka residual klorin sebanyak 0,05 ppm, kandungan klorin sebesar ini tidak menyebabkan korosi pada pipa (Powell, hal. 508). Untuk memompakan air laut dan mengatasi penurunan tekanan pada perpipaan dan di peralatan, digunakan jenis pompa centrifugal 1 stage dengan daya motor tiap pompa 20 HP dengan kapasitas masing - masing 11.301,99 gpm.



72

4.1.1.2 Air Umpan Boiler Untuk kebutuhan umpan boiler, sumber air yang digunakan yaitu air tanah. Beberapa hal yang perlu diperhatikan dalam penanganan air umpan boiler adalah sebagai berikut : a. Kandungan yang dapat menyebabkan korosi Korosi yang terjadi di dalam boiler disebabkan karena air mengandung larutan - larutan asam dan gas - gas yang terlarut. b. Kandungan yang dapat menyebabkan kerak (scale forming) Pembentukan kerak disebabkan karena adanya kesadahan dan suhu tinggi, yang biasanya berupa garam - garam karbonat dan silikat. c. Kandungan yang dapat menyebabkan pembusaan (foaming) Air yang diambil dari proses pemanasan bisa menyebabkan foaming pada boiler karena adanya zat - zat organik, anorganik, dan zat - zat yang tidak larut dalam jumlah besar. Efek pembusaan terjadi pada alkalinitas tinggi. (Everett, 1998) Jumlah air umpan boiler yang diperlukan sebesar 19.697,115 kg/jam. Jumlah air ini hanya diperlukan pada awal start up pabrik. Untuk selanjutnya hanya air make up saja yang diperlukan yaitu sebesar 3939,423 kg/jam, sedangkan sisanya berasal dari kondensat. Tahapan pengolahan air tanah menjadi air umpan boiler meliputi :



73

1. Aerasi Merupakan proses mekanis penghembusan air dengan udara. Proses ini bertujuan untuk menghilangkan gas - gas terlarut dan ion - ion besi yang terlarut dalam air. Proses aerasi dilakukan dalam suatu unit yang disebut aerator. Di dalam aerator terjadi proses oksidasi yang menjadikan besi terlarut (ferro carbonat) menjadi besi oksida yang tidak larut dalam air (ferri hidroksida) sehingga bisa diendapkan.. Untuk menaikkan pH air ditambahkan NaOH encer sehingga air pada keadaan netral. 2. Iron Removal Filter Merupakan

suatu

unit

saringan

bertekanan

yang

mengandung Manganese dioxide untuk menyaring endapan besi yang tidak sempat mengendap di aerator. 3. Demineralisasi Merupakan unit penukar ion untuk menghilangkan mineral terlarut dalam air, seperti Ca2+, Mg2+, Na+, HCO3-, SO4-, Cl-. 4. Deaerasi Merupakan proses penghilangan gas - gas terlarut, terutama oksigen dan karbon dioksida dengan cara pemanasan menggunakan steam. Oksigen terlarut dapat merusak baja. Gas – gas ini kemudian dibuang ke atmosfer.



74

Gambar 4.2 Diagram alir pengolahan air tanah

4.1.1.3 Air Konsumsi Umum dan Sanitasi Sumber air untuk keperluan konsumsi dan sanitasi juga berasal dari air tanah. Air ini digunakan untuk memenuhi kebutuhan air minum, laboratorium, kantor, perumahan, dan pertamanan. Air konsumsi dan sanitasi harus memenuhi beberapa syarat, yang meliputi syarat fisik, syarat kimia, dan syarat bakteriologis. Syarat fisik : a. Suhu di bawah suhu udara luar b. Warna jernih c. Tidak mempunyai rasa dan tidak berbau Syarat kimia : a. Tidak mengandung zat organik Bab IV Unit Pendukung Proses dan Laboratorium****


75

b. Tidak beracun Syarat bakteriologis : Tidak mengandung bakteri – bakteri, terutama bakteri yang pathogen. (Raymond D, 1999) Jumlah air tanah untuk air konsumsi dan sanitasi = 667,969 kg/jam =0,67 m3/jam Tahap pengolahan air konsumsi umum dan sanitasi : Rangkaian proses pengolahan air konsumsi umum dan sanitasi menjadi 1 bagian dengan proses pengolahan air umpan boiler, hanya saja setelah melalui proses penyaringan di Iron Removal Filter, air untuk konsumsi umum selanjutnya diinjeksi larutan calsium hipoklorit untuk mematikan kandungan biologis air. Konsentrasi calsium hipoklorit dijaga sekitar 0,2 – 0,5 ppm. Untuk menjaga pH air minum, ditambah larutan Ca(OH)2 sehingga pH-nya sekitar 6,8 – 7,0. Skema pengolahan dapat dilihat di gambar 4.2.

Tabel 4.2 Total Kebutuhan Air Tanah Jumlah kebutuhan Jenis air kg/jam

m3/jam

Make up air umpan boiler

3939,423

3,956

Air konsumsi dan sanitasi

667,96985

0,673

4607,393

4,627

Total



76

Untuk keamanan dipakai 10 % berlebih, maka : Total kebutuhan

= 5.068,132 kg/jam = 5,089 m3/jam

Untuk memompakan air tanah dengan jumlah di atas dan untuk mengatasi perbedaan tekanan karena beda elevasi dan penurunan tekanan pada perpipaan, digunakan pompa jenis Single Stage Centrifugal dengan daya motor 12 HP.

4.1.2 Unit Pengadaan Steam 4.1.2.1 Steam reaktor Steam yang diproduksi pada pabrik 1,3-butadiena ini digunakan sebagai media pemanas pada reaktor. Untuk memenuhi kebutuhan steam digunakan boiler. Steam yang dihasilkan dari boiler ini mempunyai suhu 800oC dan tekanan 14,7 psi. Jumlah steam yang dibutuhkan sebesar 12.364,1477 kg/jam. Untuk menjaga kemungkinan kebocoran steam pada saat distribusi, jumlah steam dilebihkan sebanyak 20 %. Jadi jumlah steam yang dibutuhkan adalah 14.836,98 kg/jam. Spesifikasi Boiler yang dibutuhkan : Kode

: B-01

Fungsi

: Memenuhi kebutuhan steam

Jenis

: Water tube boiler

Jumlah

: 1 buah

Heating surface

: 13.015,8859 ft2

Rate of steam

: 32.709,6 lb/jam

Tekanan steam

: 14,7 psi Bab IV Unit Pendukung Proses dan Laboratorium****


Suhu steam

: 800oC

Efisiensi

: 80 %

Bahan bakar

: solar

Kebutuhan bahan bakar

77

: 1.573,174 L/jam

4.1.2.2 Steam reboiler Steam yang diproduksi pada pabrik 1,3-butadiena ini digunakan sebagai media pemanas pada reboiler. Untuk memenuhi kebutuhan steam digunakan boiler. Steam yang dihasilkan dari boiler ini mempunyai suhu 350oC dan tekanan 73,3 psi. Jumlah steam yang dibutuhkan sebesar 7.334,96 kg/jam. Untuk menjaga kemungkinan kebocoran steam pada saat distribusi, jumlah steam dilebihkan sebanyak 20 %. Jadi jumlah steam yang dibutuhkan adalah 8.799,56 kg/jam. Spesifikasi Boiler yang dibutuhkan : Kode

: B-02

Fungsi

: Memenuhi kebutuhan steam

Jenis

: Water tube boiler

Jumlah

: 1 buah

Heating surface

: 2.883,147 ft2

Rate of steam

: 8.829,443 lb/jam

Tekanan steam

: 73,5 psi

Suhu steam

: 350oC

Efisiensi

: 80 %

Bahan bakar

: solar

Kebutuhan bahan bakar

: 191,41 L/jam



78

4.1.3 Unit Pengadaan Udara Tekan Kebutuhan udara tekan untuk prarancangan pabrik 1,3-butadiena ini diperkirakan sebesar 100 m3/jam, tekanan 100 psi dan suhu 35oC. Alat untuk menyediakan udara tekan berupa kompresor yang dilengkapi dengan dryer yang berisi silica gel untuk menyerap kandungan air sampai maksimal 84 ppm. Spesifikasi Kompresor yang dibutuhkan : Kode

: KU-01

Fungsi

: Memenuhi kebutuhan udara tekan

Jenis

: Single Stage Reciprocating Compressor

Jumlah

: 1 buah

Kapasitas

: 100 m3/jam

Tekanan suction

: 1 atm (14,7 psi)

Tekanan discharge

: 100 psi (6,8027 atm)

Suhu udara

: 35 oC

Efisiensi

: 80 %

Daya kompresor

: 11 HP

4.1.4 Unit Pengadaan Listrik Kebutuhan tenaga listrik di pabrik 1,3-butadiena ini dipenuhi oleh PLN dan generator pabrik. Hal ini bertujuan agar pasokan tenaga listrik dapat berlangsung kontinyu meskipun ada gangguan pasokan dari PLN. Generator yang digunakan adalah generator arus bolak – balik karena : a. Tenaga listrik yang dihasilkan cukup besar b. Tegangan dapat dinaikkan atau diturunkan sesuai kebutuhan Bab IV Unit Pendukung Proses dan Laboratorium****


79

Kebutuhan listrik di pabrik ini antara lain terdiri dari : 1. Listrik untuk keperluan proses dan utilitas 2. Listrik untuk penerangan 3. Listrik untuk AC 4. Listrik untuk laboratorium dan instrumentasi Besarnya kebutuhan listrik masing – masing keperluan di atas dapat diperkirakan sebagai berikut : 4.1.4.1 Listrik untuk Keperluan Proses dan Utilitas Kebutuhan listrik untuk keperluan proses dan keperluan pengolahan air diperkirakan sebagai berikut : Tabel 4.3 Kebutuhan Listrik untuk Keperluan Proses dan Utilitas Nama Alat

service

HP

Total HP

P-01

1

4

4

P-02

1

0,5

0,5

P-03

1

7

7

P-04

1

5

5

P-05

1

4

4

P-06

1

2

2

P-07

1

5

5

PU-01 (Pompa air pendingin dari laut)

1

20

20

PU-02 (Pompa air tanah)

2

12

24

K-01

1

1000,75

1000,75

KU-01

1

11

11

Jumlah

1071,251



80

Jadi jumlah listrik yang dikonsumsi untuk keperluan proses dan utilitas sebesar 1.071,251HP. Diperkirakan kebutuhan listrik untuk alat yang tidak terdiskripsikan sebesar ± 10 % dari total kebutuhan. Maka total kebutuhan listrik adalah 1.178,376 HP atau sebesar 878,715 kW. 4.1.4.2 Listrik untuk Penerangan Untuk menentukan besarnya tenaga listrik digunakan persamaan :

L=

a.F U .D

dengan : L a

: Lumen per outlet : Luas area, ft2

F

: foot candle yang diperlukan (tabel 13 Perry 3th ed)

U

: Koefisien utilitas (tabel 16 Perry 3th ed)

D

: efisiensi lampu (tabel 16 Perry 3th ed)

Tabel 4.4 Jumlah Lumen Berdasarkan Luas Bangunan Luas, m2

Luas, ft2

Pos keamanan

30

322.90946

20

0.42

0.75

63.49206 20502.188

Parkir

300

3229.0946

10

0.49

0.75

27.21088

Musholla

50

538.18243

20

0.55

0.75

48.48485 26093.694

Kantin

50

538.18243

20

0.51

0.75

52.28758 28140.258

Kantor

1000

10763.649

35

0.6

0.75

77.77778 837172.67

Klinik

50

538.18243

20

0.56

0.75

47.61905 25627.735

Ruang kontrol

200

2152.7297

40

0.56

0.75

95.2381 205021.88

Laboratorium

200

2152.7297

40

0.56

0.75

95.2381 205021.88

Proses

4000

43054.595

30

0.59

0.75

67.79661 2918955.6

Bangunan

F

U

D

F/U.D


Lumen

87866.52


81

Utilitas

1500

16145.473

10

0.59

0.75

22.59887 364869.45

Bengkel

100

1076.3649

40

0.51

0.75 104.57516 112561.03

Gudang

200

2152.7297

5

0.51

0.75 13.071895 28140.258

Ruang generator

200

2152.7297

10

0.51

0.75

Safety

100

1076.3649

20

0.51

0.75 52.287582 56280.516

Jalan dan taman

500

5381.8243

5

0.55

0.75 12.121212 65234.234

Area perluasan

2000

21527.297

5

0.57

0.75 11.695906 251781.25

Jumlah

10480

112803.04

26.14379 56280.516

5289549.6

Jumlah lumen : ∗ untuk penerangan dalam bangunan

= 4.972.534,153 lumen

∗ untuk penerangan bagian luar ruangan

= 317.015,4889 lumen

Untuk semua area dalam bangunan direncanakan menggunakan lampu fluorescent 40 Watt dimana satu buah lampu instant starting daylight 40 W mempunyai 1.920 lumen (Tabel 18 Perry 3th ed.). Jadi jumlah lampu dalam ruangan

=

4972534,153 1920

= 2590 buah Untuk penerangan bagian luar ruangan digunakan lampu mercury 100 Watt, dimana lumen output tiap lampu adalah 3.000 lumen (Perry 3th ed.). Jadi jumlah lampu luar ruangan

=

317015,4889 3000

= 106 buah Total daya penerangan

= ( 40 W x 2590 + 100 W x 106 ) = 114161,64 W = 114,16164 kW Bab IV Unit Pendukung Proses dan Laboratorium****


82

4.1.4.3 Listrik untuk AC Diperkirakan menggunakan tenaga listrik sebesar 15.000 Watt atau 15 kW 4.1.4.4 Listrik untuk Laboratorium dan Instrumentasi Diperkirakan menggunakan tenaga listrik sebesar 10.000 Watt atau 10 kW. Tabel 4.5 Total Kebutuhan Listrik Pabrik No.

Kebutuhan Listrik

Tenaga listrik, kW

1.

Listrik untuk keperluan proses dan utilitas

2.

Listrik untuk keperluan penerangan

3.

Listrik untuk AC

15

4.

Listrik untuk laboratoriun dan instrumentasi

10

878,715 114,16164

Total

1017,877

Generator yang digunakan sebagai cadangan sumber listrik mempunyai efisiensi 75 %, sehingga generator yang disiapkan harus mempunyai output sebesar 763,408 kW. Dipilih menggunakan generator dengan daya 800 kW, sehingga masih tersedia cadangan daya sebesar 36,922 kW. Spesifikasi Generator yang diperlukan : Kode

: GU-01

Fungsi

: Memenuhi kebutuhan listrik

Jenis

: AC generator

Jumlah

: 1 buah

Kapasitas

: 800 kW Bab IV Unit Pendukung Proses dan Laboratorium****


83

Tegangan

: 220/360 Volt

Efisiensi

: 80 %

Bahan bakar

: solar

4.1.5 Unit Pengadaan Bahan Bakar

Unit pengadaan bahan bakar mempunyai tugas untuk memenuhi kebutuhan bahan bakar boiler dan generator. Jenis bahan bakar yang digunakan

adalah

solar.

Solar

diperoleh

dari

Pertamina

dan

distributornya. Pemilihan solar sebagai bahan bakar didasarkan pada alasan: 1. Mudah didapat 2. Kesetimbangan terjamin 3. Mudah dalam penyimpanan Bahan bakar solar yang digunakan mempunyai spesifikasi sebagai berikut :

Heating value

: 18.800 Btu/lb

Efisiensi bahan bakar

: 80 %

Specific gravity

: 0,8691

Densitas

: 54,31875 lb/ft3

Kebutuhan bahan bakar dapat diperkirakan sebagai berikut : Bahan bakar = a.

Kapasitas alat eff . ρ . h

Kebutuhan bahan bakar untuk boiler Kebutuhan bahan bakar

b.

= 2338.819 L/jam

Kebutuhan bahan bakar untuk generator Bab IV Unit Pendukung Proses dan Laboratorium****


Kapasitas generator

84

= 800 kW = 2763844,8 Btu/jam

Kebutuhan bahan bakar = 94,617 L/jam

c.

Kebutuhan bahan bakar untuk furnace Kebutuhan bahan bakar

= 6845,379 L/jam

Untuk menyimpan kebutuhan bahan bakar solar selama 1 bulan, dirancang tangki penyimpan bahan bakar dengan spesifikasi sebagai berikut : Kode

: TU-01

Fungsi

: Menyimpan bahan bakar solar selama 1 bulan

Tipe tangki

: Silinder tegak dengan flat bottom dan conical roof

Kapasitas

: 246.680 bbl

Jumlah

:2

Kondisi penyimpanan

:P

= 1 atm

T

= 30oC

Bahan konstruksi

: Carbon steel SA-283 grade C

Dimensi

:D

= 70 ft (21,336 m)

H

= 36 ft (10,973 m)

Tebal shell

Tebal roof

= course 1

= 1,5 in (3,81 cm)

course 2

= 1,5 in (3,81 cm)

course 3

= 1,1875 in (3,016cm)

course 4

= 1,1875 in (3,016cm)

course 5

= 1 in (2,54 cm)

course 6

= 1 in (2,54 cm)

= 0,625 in (1,5875 cm) Bab IV Unit Pendukung Proses dan Laboratorium****


85

4.1.6 Unit Refrigerasi

Sistem refrigerasi digunakan untuk mensuplai air pendingin pada kondenser parsial pada suhu 1 oC sebanyak 1.632.035,04 kg/j. Sistem refrigerasi yang digunakan adalah Vapor Compression Refrigeration cycle dan jenis refrigerant yang digunakan adalah ammonia dengan kebutuhan sebesar 1870,61 kg/j.

Gambar 4.3

Gambar Sistem Refrigerasi

4.2 Laboratorium

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



86

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



87

kelompok shift, kelompok ini melaksanakan tugasnya di laboratorium utama dengan tugas antara lain : a. Menyediakan reagen kimia untuk analisa laboratorium b. Melakukan analisa bahan pembuangan penyebab polusi c. Melakukan penelitian atau percobaan untuk membantu kelancaran produksi Dalam menjalankan tugasnya, bagian laboratorium dibagi menjadi : 1. Laboratorium fisik 2. Laboratorium analitik 3. Laboratorium penelitian dan pengembangan

4.2.1

Laboratorium Fisik

Bagian

ini

bertugas

mengadakan

pemeriksaan

atau

pengamatan terhadap sifat – sifat bahan baku dan produk. Pengamatan yang dilakukan yaitu antara lain :

4.2.2

∗

Specific gravity

∗

Viskositas

∗

Kandungan air

Laboratorium Analitik

Bagian ini mengadakan pemeriksaan terhadap bahan baku dan produk mengenai sifat – sifat kimianya. Analisa yang dilakukan antara lain : »

Analisa komposisi produk utama

»

Analisa komposisi produk samping

»

Analisa komposisi bahan baku Bab IV Unit Pendukung Proses dan Laboratorium****


88

4.2.3 Laboratorium Penelitian dan Pengembangan

Bagian ini bertujuan untuk mengadakan penelitian, misalnya : Diversifikasi produk Perlindungan terhadap lingkunngan

Disamping mengadakan penelitian rutin, laboratorium ini juga mengadakan penelitian yang sifatnya non rutin, misalnya penelitian terhadap produk di unit tertentu yang tidak biasanya dilakukan penelitian guna mendapatkan alternatif lain terhadap penggunaan bahan baku. Alat analisa penting yang digunakan antara lain : 1. Atomic Absorption Spectrofotometer (AAS), untuk menganalisa senyawa organik. 2. Water content tester, untuk menganalisa kadar air. 3. Hidrometer, untuk mengukur specific gravity. 4. Viscometer, untuk mengukur viskositas produk.



89

BAB V MANAJEMEN PERUSAHAAN

5.1 Bentuk Perusahaan Bentuk perusahaan yang direncanakan pada Prarancangan Pabrik 1,3-Butadiena adalah : » Bentuk perusahaan

: Perseroan Terbatas (PT)

» Lapangan Usaha

: Industri Butadiena

» Lokasi Perusahaan

: Bontang, Kalimantan Timur

Perseroan

Terbatas

merupakan

bentuk

perusahaan

yang

mendapatkan modalnya dari penjualan saham, dimana tiap sekutu turut mengambil bagian sebanyak satu saham atau lebih. Saham adalah surat berharga yang dikeluarkan dari perusahaan atau perseroan terbatas tersebut dan orang yang memiliki saham berarti telah menyetorkan modal ke perusahaan, yang berarti pula ikut memiliki perusahaan. Dalam perseroan terbatas, pemegang saham hanya bertanggung jawab menyetor penuh jumlah yang disebutkan dalam tiap saham. Alasan dipilihnya bentuk perusahaan ini didasarkan atas beberapa faktor, antara lain: 1. Mudah mendapatkan modal dengan cara menjual saham di pasar modal atau perjanjian tertutup dan meminta pinjaman dari pihak yang berkepentingan seperti badan usaha atau perseorangan. 2. Tanggung jawab pemegang saham bersifat terbatas, artinya kelancaran produksi hanya akan ditangani oleh direksi beserta karyawan sehingga gangguan dari luar dapat dibatasi.

Bab V Manajemen Perusahaan****


90

3. Kelangsungan hidup perusahaan lebih terjamin karena tidak terpengaruh dengan berhentinya pemegang saham, direksi berserta stafnya, dan karyawan perusahaan. 4. Efisiensi dari manajemen Para pemegang saham dapat memilih orang yang ahli sebagai dewan komisaris dan direktur utama yang cukup cakap dan berpengalaman. 5. Lapangan usaha lebih luas Suatu Perseroan Terbatas dapat menarik modal yang sangat besar dari masyarakat, sehingga dengan modal ini PT dapat memperluas usahanya. 6. Pemilik dan pengurus perusahaan terpisah satu sama lain, pemilik perusahaan adalah para pemegang saham dan pengurus perusahaan adalah direksi beserta stafnya yang diawasi oleh dewan komisaris. (Djoko, 2003) 5.2 Struktur Organisasi Struktur organisasi merupakan salah satu faktor penting yang dapat menunjang kelangsungan dan kemajuan perusahaan, karena berhubungan dengan komunikasi yang terjadi dalam perusahaan demi tercapainya kerjasama yang baik antar karyawan. Untuk mendapatkan sistem organisasi yang baik maka perlu diperhatikan beberapa azas yang dapat dijadikan pedoman, antara lain: Pendelegasian wewenang Perumusan tujuan perusahaan dengan jelas Pembagian tugas kerja yang jelas Kesatuan perintah dan tanggung jawab Sistem kontrol atas kerja yang telah dilaksanakan



91

Organisasi perusahaan yang fleksibel (Djoko, 2003) Dengan berpedoman terhadap asas - asas tersebut, maka dipilih organisasi kerja berdasarkan Sistem Line and Staff. Pada sistem ini, garis wewenang lebih sederhana, praktis dan tegas. Demikian pula dalam pembagian tugas kerja seperti yang terdapat dalam sistem organisasi fungsional, sehingga seorang karyawan hanya akan bertanggung jawab pada seorang atasan saja. Untuk kelancaran produksi, perlu dibentuk staf ahli yang terdiri dari orang-orang yang ahli di bidangnya. Bantuan pikiran dan nasehat akan diberikan oleh staf ahli kepada tingkat pengawas demi tercapainya tujuan perusahaan. Ada 2 kelompok orang yang berpengaruh dalam menjalankan organisasi garis dan staff ini, yaitu: 1.

Sebagai garis atau lini, yaitu orang-orang yang melaksanakan tugas pokok organisasi dalam rangka mencapai tujuan.

2.

Sebagai staff, yaitu orang - orang yang melakukan tugas sesuai dengan keahliannya, dalam hal ini berfungsi untuk memberi saran - saran kepada unit operasional. Pemegang saham sebagai pemilik perusahaan, sedangkan dalam pelaksanaan tugas sehari - harinya diwakili oleh Dewan Komisaris, sementara itu tugas untuk menjalankan perusahaan dilaksanakan oleh seorang Direktur Utama yang dibantu oleh Direktur Produksi dan Direktur Keuangan-Umum. Direktur Produksi membawahi bidang produksi dan teknik, sedangkan direktur keuangan dan umum membawahi bidang pemasaran, keuangan, dan administrasi. Kedua direktur ini membawahi



92

beberapa kepala bagian yang akan bertanggung jawab atas bagian dalam perusahaan, sebagai bagian dari pendelegasian wewenang dan tanggung jawab. Masing-masing kepala bagian akan membawahi beberapa seksi dan masing-masing seksi akan membawahi dan mengawasi para karyawan perusahaan pada masing-masing bidangnya. Karyawan perusahaan akan dibagi dalam beberapa kelompok regu yang dipimpin oleh seorang kepala regu dimana setiap kepala regu akan bertanggung jawab kepada pengawas masing - masing seksi. (Gunawan, 2003) Manfaat adanya struktur organisasi adalah sebagai berikut : a. Menjelaskan, membagi, dan membatasi pelaksanaan tugas dan tanggung jawab setiap orang yang terlibat di dalamnya b. Penempatan tenaga kerja yang tepat c. Pengawasan, evaluasi dan pengembangan perusahaan serta manajemen perusahaan yang lebih efisien. Struktur organisasi pabrik butadiena sebagai berikut :



93

Gambar 5.1 Struktur organisasi pabrik 1,3-butadiena

5.3 Tugas dan Wewenang 5.3.1 Pemegang Saham Pemegang Saham adalah beberapa orang yang mengumpulkan modal

untuk

kepentingan

pendirian

dan

berjalannya

operasi

perusahaan tersebut. Para pemilik saham adalah pemilik perusahaan. Kekuasaan tertinggi pada perusahaan yang mempunyai bentuk perseroan terbatas adalah Rapat Umum Pemegang Saham (RUPS). Pada RUPS tersebut para pemegang saham berwenang : 1. Mengangkat dan memberhentikan Dewan Komisaris 2. Mengangkat dan memberhentikan Direksi 3. Mengesahkan hasil-hasil usaha serta laba rugi tahunan perusahaan



94

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

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

∗

Mengawasi tugas - tugas direksi

∗

Membantu direksi dalam tugas - tugas penting (Gunawan, 2003)

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

kebijakan

perusahaan

dan

mempertanggung

jawabkan pekerjaannya secara berkala atau pada masa akhir pekerjaannya pada pemegang saham.



2. Menjaga

kestabilan

95

organisasi

perusahaan

dan

membuat

kelangsungan hubungan yang baik antara pemilik saham, pimpinan, karyawan, dan konsumen. 3. Mengangkat

dan

memberhentikan

kepala

bagian

dengan

persetujuan rapat pemegang saham. 4. Mengkoordinir kerja sama antara bagian produksi (direktur produksi) dan bagian keuangan dan umum (direktur keuangan dan umum). Tugas dari direktur produksi antara lain : 1. Bertanggung jawab kepada direktur utama dalam bidang produksi, teknik, dan rekayasa produksi. 2. Mengkoordinir, mengatur, serta mengawasi pelaksanaan pekerjaan kepala - kepala bagian yang menjadi bawahannya. Tugas dari direktur keuangan antara lain: 1. Bertanggung jawab kepada direktur utama dalam bidang pemasaran, keuangan, dan pelayanan umum. 2. Mengkoordinir, mengatur, dan mengawasi pelaksanaan pekerjaan kepala - kepala bagian yang menjadi bawahannya. (Djoko, 2003) 5.3.4 Staf Ahli Staf ahli terdiri dari tenaga - tenaga ahli yang bertugas membantu direktur dalam menjalankan tugasnya, baik yang berhubungan dengan teknik maupun administrasi. Staf ahli bertanggung jawab kepada direktur utama sesuai dengan bidang keahlian masing - masing. Tugas dan wewenang staf ahli meliputi :



96

1. Mengadakan evaluasi bidang teknik dan ekonomi perusahaan. 2. Memberi

masukan

-

masukan

dalam

perencanaan

dan

pengembangan perusahaan. 3. Memberi saran - saran dalam bidang hukum. 5.3.5 Penelitian dan Pengembangan (Litbang) Litbang terdiri dari tenaga - tenaga ahli sebagai pembantu direksi dan bertanggung jawab kepada direksi. Litbang membawahi 2 departemen, yaitu : -

Departemen Penelitian

-

Departemen Pengembangan Tugas dan wewenangnya meliputi :

1. Memperbaiki mutu produksi 2. Memperbaiki dan melakukan inovasi terhadap proses produksi 3. Meningkatkan efisiensi perusahaan di berbagai bidang 5.3.6 Kepala Bagian Secara umum tugas kepala bagian adalah mengkoordinir, mengatur, dan mengawasi pelaksanaan pekerjaan dalam lingkungan bagiannya sesuai dengan garis wewenang yang diberikan oleh pimpinan perusahaan. Kepala Bagian dapat juga bertindak sebagai staf direktur. Kepala Bagian bertanggung jawab kepada Direktur Utama. Kepala bagian terdiri dari: 1. Kepala Bagian Produksi Bertanggung jawab kepada direktur produksi dalam bidang mutu dan kelancaran produksi. Kepala bagian produksi membawahi seksi proses, seksi pengendalian, dan seksi laboratorium.



97

Tugas seksi proses antara lain : a. Mengawasi jalannya proses produksi b. Menjalankan tindakan seperlunya terhadap kejadian-kejadian yang tidak diharapkan sebelum diambil oleh seksi yang berwenang. Tugas seksi pengendalian : Menangani hal - hal yang dapat mengancam keselamatan pekerja dan mengurangi potensi bahaya yang ada. Tugas seksi laboratorium, antara lain: a. Mengawasi dan menganalisa mutu bahan baku dan bahan pembantu b. Mengawasi dan menganalisa mutu produksi c. Mengawasi hal - hal yang berhubungan dengan buangan pabrik 2. Kepala Bagian Teknik Tugas kepala bagian teknik, antara lain: a. Bertanggung jawab kepada direktur produksi dalam bidang peralatan dan utilitas b. Mengkoordinir kepala - kepala seksi yang menjadi bawahannya Kepala Bagian Teknik membawahi seksi pemeliharaan, seksi utilitas, dan seksi keselamatan kerja-penanggulangan kebakaran. Tugas seksi pemeliharaan, antara lain : a. Melaksanakan pemeliharaan fasilitas gedung dan peralatan pabrik b. Memperbaiki kerusakan peralatan pabrik



98

Tugas seksi utilitas, antara lain : Melaksanakan

dan

mengatur

sarana

utilitas

untuk

memenuhi kebutuhan proses, air, steam, dan tenaga listrik. Tugas seksi keselamatan kerja antara lain : a. Mengatur, menyediakan, dan mengawasi hal - hal yang berhubungan dengan keselamatan kerja b. Melindungi pabrik dari bahaya kebakaran 3. Kepala Bagian Keuangan Kepala bagian keuangan ini bertanggung jawab kepada direktur keuangan dan umum dalam bidang administrasi dan keuangan dan membawahi 2 seksi, yaitu seksi administrasi dan seksi keuangan. Tugas seksi administrasi : Menyelenggarakan pencatatan utang piutang, administrasi persediaan kantor dan pembukuan, serta masalah perpajakan. Tugas seksi keuangan antara lain : a. Menghitung penggunaan uang perusahaan, mengamankan uang, dan membuat ramalan tentang keuangan masa depan b. Mengadakan perhitungan tentang gaji dan insentif karyawan (Djoko, 2003) 4. Kepala Bagian Pemasaran Bertanggung jawab kepada direktur keuangan dan umum dalam bidang bahan baku dan pemasaran hasil produksi, serta membawahi 2 seksi yaitu seksi pembelian dan seksi pemasaran.



99

Tugas seksi pembelian, antara lain : a. Melaksanakan pembelian barang dan peralatan yang dibutuhkan perusahaan dalam kaitannya dengan proses produksi b. Mengetahui harga pasar dan mutu bahan baku serta mengatur keluar masuknya bahan dan alat dari gudang. Tugas seksi pemasaran : a. Merencanakan strategi penjualan hasil produksi b. Mengatur distribusi hasil produksi 5. Kepala Bagian Umum Bertanggung jawab kepada direktur keuangan dan umum dalam bidang personalia, hubungan masyarakat, dan keamanan. Membawahi 3 seksi, yaitu seksi personalia, seksi humas, dan seksi keamanan. Seksi personalia bertugas : a. Membina tenaga kerja dan menciptakan suasana kerja yang sebaik mungkin antara pekerja, pekerjaan, dan lingkungannya supaya tidak terjadi pemborosan waktu dan biaya. b. Mengusahakan disiplin kerja yang tinggi dalam menciptakan kondisi kerja yang tenang dan dinamis. c. Melaksanakan hal - hal yang berhubungan dengan kesejahteraan karyawan. Seksi humas bertugas : Mengatur hubungan antar perusahaan dengan masyarakat di luar lingkungan perusahaan.



100

Seksi Keamanan bertugas : a. Mengawasi keluar masuknya orang - orang baik karyawan maupun bukan karyawan di lingkungan pabrik. b. Menjaga semua bangunan pabrik dan fasilitas perusahaan c. Menjaga dan memelihara kerahasiaan yang berhubungan dengan intern perusahaan. (Masud, 1989) 5.3.7 Kepala Seksi Kepala seksi adalah pelaksana pekerjaan dalam lingkungan bagiannya sesuai dengan rencana yang telah diatur oleh kepala bagian masingmasing agar diperoleh hasil yang maksimum dan efektif selama berlangsungnya proses produksi. Setiap kepala seksi bertanggung jawab kepada kepala bagian masing - masing sesuai dengan seksinya.

5.4 Pembagian Jam Kerja Karyawan Pabrik 1,3-butadiena direncanakan beroperasi 330 hari dalam satu tahun dan proses produksi berlangsung 24 jam per hari. Sisa hari yang bukan hari libur digunakan untuk perawatan, perbaikan, shutdown. Sedangkan pembagian jam kerja karyawan digolongkan dalam dua golongan yaitu : 5.4.1 Karyawan non shift Karyawan non shift adalah karyawan yang tidak menangani proses produksi secara langsung. Yang termasuk karyawan harian adalah direktur, staf ahli, kepala bagian, kepala seksi serta karyawan yang berada di kantor.



101

Karyawan harian dalam satu minggu akan bekerja selama 5 hari dengan pembagian kerja sebagai berikut : Jam kerja : •

Hari Senin – Kamis

: Jam 07.00 – 16.00

•

Hari Jum’at

: Jam 07.00 – 17.00

Jam Istirahat : •

Hari Senin – Kamis

: Jam 12.00 – 13.00

•

Hari Jum’at

: Jam 11.00 – 13.00

5.4.2 Karyawan Shift Karyawan shift adalah karyawan yang secara langsung menangani proses produksi atau mengatur bagian - bagian tertentu dari pabrik yang mempunyai hubungan dengan masalah keamanan dan kelancaran produksi. Yang termasuk karyawan shift ini adalah operator produksi, sebagian dari bagian teknik, bagian gedung dan bagian bagian yang harus selalu siaga untuk menjaga keselamatan serta keamanan pabrik. Para karyawan shift akan bekerja secara bergantian selama 24 jam dengan pengaturan sebagai berikut : Shift Pagi

: Jam 07.00 – 15.00

Shift Sore

: Jam 15.00 – 23.00

Shift Malam

: Jam 23.00 – 07.00

Untuk karyawan shift ini dibagi menjadi 4 regu (A/B/C/D) dimana tiga regu bekerja dan satu regu istirahat serta dikenakan secara bergantian. Untuk hari libur atau hari besar yang ditetapkan pemerintah, regu yang masuk tetap harus masuk.



102

Tabel 5.1 Jadwal pembagian kelompok shift Tgl

1

2

3

4

Pagi

D

D

A

A

B

B

C

C

C

D

Sore

C

C

D

D

A

A

B

B

B

C

Malam B

B

C

C

D

D

A

A

A

B

Off

A

A

B

B

C

C

D

D

D

A

Tgl

11 12 13 14 15 16 17 18 19 20

Pagi

D

A

A

B

B

B

C

C

D

D

Sore

C

D

D

A

A

A

B

B

C

C

Malam B

C

C

D

D

D

A

A

B

B

Off

A

B

B

C

C

C

D

D

A

A

Tgl

21 22 23 24 25 26 27 28

Pagi

A

A

A

B

B

C

C

D

Sore

D

D

D

A

A

B

B

C

Malam C

C

C

D

D

A

A

B

B

B

B

C

C

D

D

A

Off

5

6

7

8

9 10

Jadwal untuk tanggal selanjutnya berulang ke susunan awal. Kelancaran produksi dari suatu pabrik sangat dipengaruhi oleh faktor kedisiplinan

para

karyawannya

dan

akan

secara

langsung

mempengaruhi kelangsungan dan kemajuan perusahaan. Untuk itu kepada seluruh karyawan perusahaan dikenakan absensi. Disamping itu masalah absensi digunakan oleh pimpinan perusahaan sebagai salah satu dasar dalam mengembangkan karier para karyawan di dalam perusahaan. (Djoko, 2003)



103

5.5 Status Karyawan dan Sistem Upah Pada pabrik ini sistem upah karyawan berbeda - beda tergantung pada status, kedudukan, tanggung jawab, dan keahlian. Menurut status karyawan dapat dibagi menjadi tiga golongan, yaitu : 5.5.1

Karyawan Tetap Yaitu karyawan yang diangkat dan diberhentikan dengan surat keputusan (SK) direksi dan mendapat gaji bulanan sesuai dengan kedudukan, keahlian, dan masa kerjanya.

5.5.2

Karyawan Harian Yaitu karyawan yang diangkat dan diberhentikan direksi tanpa SK direksi dan mendapat upah harian yang dibayar tiap akhir pekan.

5.5.3

Karyawan Borongan Yaitu karyawan yang digunakan oleh pabrik bila diperlukan saja. Menerima upah borongan untuk suatu pekerjaan.

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

: Sarjana Ekonomi / Teknik / Hukum

2. Direktur produksi

: Sarjana Teknik Kimia

3. Direktur Keuangan Dan Umum : Sarjana Ekonomi 4. Kepala Bagian Produksi

: Sarjana Teknik Kimia

5. Kepala Bagian Teknik

: Sarjana Teknik Kimia / Mesin / Elektro

6. Kepala Bagian Pemasaran

: Sarjana Ekonomi / Teknik Kimia

7. Kepala Bagian Keuangan

: Sarjana Ekonomi



104

8. Kepala Bagian Umum

: Sarjana Ekonomi/Hukum

9. Kepala Seksi

: Sarjana Muda

10. Operator

: D3 atau STM

11. Sekretaris

: Sarjana atau D3 Sekretaris

12. Tenaga Kesehatan

: Dokter atau Perawat

13. Sopir, Keamanan, Pesuruh

: SLTA / Sederajat

5.6.2

Jumlah Karyawan dan Gaji Jumlah Karyawan harus ditentukan dengan tepat, sehingga semua pekerjaan dapat diselenggarakan dengan baik dan efektif. Tabel 5.2 Jumlah Karyawan Menurut Jabatan

No.

Jabatan

Jumlah

1

Direktur Utama

1

2

Direktur Produksi dan Teknik

1

3

Direktur Keuangan dan Umum

1

4

Staff Ahli

4

5

Litbang

2

6

Sekretaris

3

7

Kepala Bagian Produksi

1

8

Kepala Bagian Teknik

1

9

Kepala Bagian Pemasaran

1

10

Kepala Bagian Umum

1

11

Kepala Bagian Keuangan

1

12

Kepala Seksi Proses&Pengendalian

1



105

13

Kepala Seksi Laboratorium

1

14

Kepala Seksi Pemasaran

1

15

Kepala Seksi Pembelian

1

16

Kepala Seksi Pemeliharaan

1

17

Kepala Seksi Utilitas

1

18

Kepala Seksi Administrasi

1

19

Kepala Seksi Keuangan

1

20

Kepala Seksi Personalia

1

21

Kepala Seksi Keamanan dan K3

1

22

Karyawan Proses

23

Karyawan Pengendalian

8

24

Karyawan Laboratorium

4

25

Karyawan Pemasaran

2

26

Karyawan Pembelian

2

27

Karyawan Pemeliharaan

3

28

Karyawan Utilitas

8

29

Karyawan K3

4

30

Karyawan Keuangan

4

31

Karyawan Personalia

4

32

Karyawan Keamanan

8

33

Karyawan Hubungan Masyarakat

3

34

Dokter

1

35

Perawat

2

36

Sopir

4

32



37

106

Pesuruh

4

Total

120

Perincian Golongan dan Gaji Karyawan Gol.

Jabatan

Gaji/Bulan

Kualifikasi

I.

Direktur Utama

Rp. 30.000.000,00

S1/S2/S3

II.

Direktur

Rp. 20.000.000,00

S1/S2

III.

Staff Ahli

Rp. 9.000.000,00

S1/S2

IV.

Kepala Bagian

Rp. 8.000.000,00

S1

V.

Kepala Seksi

Rp. 7.000.000,00

S1

VI.

Sekretaris

Rp. 3.500.000,00

S1/D3

Rp. 1.000.000-2.000.000

SLTA/D1/D3

VII. Karyawan Biasa

5.7 Kesejahteraan Sosial Karyawan Kesejahteraan sosial yang diberikan oleh perusahaan pada para karyawan, antara lain: 5.7.1

Gaji Pokok Diberikan berdasarkan golongan karyawan yang bersangkutan.

5.7.2

Tunjangan Berupa tunjangan jabatan yang diberikan berdasarkan jabatan yang dipegang oleh karyawan dan tunjangan lembur yang diberikan kepada karyawan yang bekerja di luar jam kerja berdasarkan jam lembur.



5.7.3

107

Cuti Cuti tahunan yang diberikan kepada karyawan selama 12 hari dalam 1 tahun. Cuti sakit diberikan kepada karyawan yang menderita sakit berdasarkan keterangan dokter.

5.7.4

Pakaian Kerja Diberikan kepada setiap karyawan setiap tahun sejumlah tiga pasang.

5.7.5

Pengobatan Bagi karyawan yang menderita sakit yang diakibatkan oleh kecelakaan kerja ditanggung perusahaan sesuai dengan undang undang yang berlaku. Bagi karyawan yang menderita sakit tidak diakibatkan oleh kecelakaan kerja diatur berdasarkan kebijakan perusahaan.

5.7.6

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

5.8 Manajemen Perusahaan Manajemen produksi merupakan salah satu bagian dari manajemen perusahaan yang fungsi utamanya adalah menyelenggarakan semua kegiatan untuk memproses bahan baku menjadi produk dengan mengatur penggunaan faktor - faktor produksi sedemikian rupa sehingga proses produksi berjalan sesuai dengan yang direncanakan.



108

Manajemen produksi meliputi manajemen perancangan dan pengendalian produksi. Tujuan perencanaan dan pengendalian produksi mengusahakan perolehan kualitas produk sesuai target dalam jangka waktu tertentu. Dengan meningkatnya kegiatan produksi maka selayaknya diikuti dengan kegiatan perencanaan dan pengendalian agar penyimpangan produksi dapat dihindari. Perencanaan sangat erat kaitannya dengan pengendalian dimana perencanaan merupakan tolak ukur bagi kegiatan operasional sehingga penyimpangan yang terjadi dapat diketahui dan selanjutnya dikembalikan pada arah yang sesuai. 5.8.1 Perencanaan Produksi Dalam menyusun rencana produksi secara garis besar ada direktur keuangan dan umum. Hal yang perlu dipertimbangkan yaitu faktor internal dan faktor eksternal. Faktor internal adalah kemampuan pabrik sedangkan

faktor

eksternal

adalah

faktor

yang

menyangkut

kemampuan pasar terhadap jumlah produk yang dihasilkan. 1. Kemampuan Pabrik Pada umumnya kemampuan pabrik ditentukan oleh beberapa faktor, antara lain : » Bahan Baku Dengan pemakaian yang memenuhi kualitas dan kuantitas, maka akan mencapai jumlah produk yang diinginkan.



109

» Tenaga kerja Kurang terampilnya tenaga kerja akan menimbulkan kerugian, sehingga diperlukan pelatihan agar kemampuan kerja sesuai dengan yang diinginkan. » Peralatan Dipengaruhi oleh keandalan dan kemampuan mesin yaitu jam kerja efektif dan beban yang diterima. 2. Kemampuan Pasar Dapat dibagi menjadi 2 kemungkinan, yaitu : ∗ Kemampuan pasar lebih besar dibandingkan kemampuan pabrik, maka rencana produksi disusun secara maksimal. ∗ Kemampuan pasar lebih kecil dari kemampuan pabrik. 5.8.2

Pengendalian Produksi Setelah perencanaan produksi disusun dan proses produksi dijalankan, perlu adanya pengawasan dan pengendalian produksi agar proses berjalan baik. Kegiatan proses produksi diharapkan menghasilkan produk dengan mutu sesuai dengan standar dan jumlah produk sesuai dengan rencana dalam jangka waktu sesuai jadwal. a. Pengendalian Kualitas Penyimpangan kualitas terjadi karena mutu bahan baku tidak baik, kerusakan alat, dan penyimpangan operasi. Hal - hal tersebut dapat diketahui dari monitor atau hasil analisis laboratorium.



110

b. Pengendalian Kuantitas Penyimpangan kuantitas terjadi karena kesalahan operator, kerusakan mesin, keterlambatan bahan baku serta perbaikan alat yang terlalu lama. Penyimpangan perlu diketahui penyebabnya, baru dilakukan evaluasi. Kemudian dari evaluasi tersebut diambil tindakan seperlunya dan diadakan perencanaan kembali dengan keadaan yang ada. c. Pengendalian Waktu Untuk mencapai kuantitas tertentu perlu adanya waktu tertentu pula. d. Pengendalian Bahan Proses Bila ingin dicapai kapasitas produksi yang diinginkan maka bahan

proses

harus

mencukupi

sehingga

diperlukan

pengendalian bahan proses agar tidak terjadi kekurangan.



111

BAB VI ANALISA EKONOMI

Pada perancangan pabrik 1,3-butadiena ini dilakukan evaluasi atau penilaian investasi dengan maksud untuk mengetahui apakah pabrik yang dirancang ini dapat menguntungkan atau tidak. Yang terpenting dari perancangan ini adalah estimasi harga dari alat - alat, karena harga ini dipakai sebagai dasar untuk estimasi analisa ekonomi, dimana analisa ekonomi dipakai untuk mendapatkan perkiraan / estimasi tentang kelayakan investasi modal dalam suatu kegiatan produksi suatu pabrik dengan meninjau kebutuhan modal investasi, besarnya laba yang diperoleh, lamanya modal investasi dapat dikembalikan, dan terjadinya titik impas. Selain itu analisa ekonomi dimaksudkan untuk mengetahui apakah pabrik yang akan didirikan dapat menguntungkan atau tidak jika didirikan. Untuk itu pada perancangan pabrik 1,3-butadiena ini, kelayakan investasi modal dalam sebuah pabrik dapat diperkirakan dan dianalisa yaitu : 1. Profitability adalah selisih antara total penjualan produk dengan total biaya produksi yang dikeluarkan. Profitability = Total penjualan produk - Total biaya produksi 2. Percent Profit on Sales (% POS) adalah rasio keuntungan dengan harga penjualan produk yang digunakan untuk mengetahui besarnya tingkat keuntungan yang diperoleh. POS =

Profit x 100% Harga jual produk (Donald, 1989) Bab VI Analisa Ekonomi ****


112

3. Percent Return 0n Investment (% ROI) adalah rasio keuntungan tahunan dengan mengukur kemampuan perusahaan dalam mengembalikan modal investasi. ROI membandingkan laba rata - rata terhadap Fixed Capital Investment. Prb

=

Pb ra IF

Pra

=

Pa ra IF

Prb = % ROI sebelum pajak Pra = % ROI setelah pajak Pb

= Keuntungan sebelum pajak

Pa

= Keuntungan setelah pajak

ra

= Annual production rate

IF

= Fixed Capital Investment (Aries-Newton, 1955)

4. Pay Out Time (POT) adalah jumlah tahun yang diperlukan untuk mengembalikan Fixed Capital Investment berdasarkan profit yang diperoleh.

D D

=

IF Pb ra + 0,1 I F

= Pay Out time, tahun

Pb = Keuntungan sebelum pajak ra


IF

= Fixed Capital Investment (Aries-Newton, 1955)

Bab VI Analisa Ekonomi ****


113

5. Break Even Point (BEP) adalah titik impas, suatu keadaan dimana besarnya kapasitas produksi dapat menutupi biaya keseluruhan. Suatu keadaan dimana pabrik tidak mendapatkan keuntungan namun tidak menderita kerugian.

ra

=

(Fa + 0,3 R a ) Z Sa - Va - 0,7 R a

ra


Fa

= Annual fixed expense at max production

Ra

= Annual regulated expense at max production

Sa

= Annual sales value at max production

Va

= Annual variable expense at max production

Z

= Annual max production (Peters & Timmerhaus, 2003)

6. Shut Down Point (SDP) adalah suatu titik dimana pabrik mengalami kerugian sebesar Fixed Cost yang menyebabkan pabrik harus tutup.

ra

=

0,3 R a Z Sa - Va - 0,7 R a (Peters & Timmerhaus, 2003)

7. Discounted Cash Flow (DCF) Discounted Cash Flow adalah interest rate yang diperoleh ketika seluruh modal

yang ada digunakan semuanya untuk proses produksi. DCF dari suatu pabrik dinilai menguntungkan jika melebihi satu setengah kali bunga pinjaman bank. DCF (i) dapat dihitung dengan metode Present Value Analysis dan Future Value Analysis. Bab VI Analisa Ekonomi ****


114

Present Value Analysis :

(FC + WC) =

C C C C WC SV + + + ….+ + + 2 3 n n (1 + i ) (1 + i ) (1 + i ) (1 + i ) (1 + i ) (1 + i ) n

Future Value Analysis :

[

]

(FC + WC) (1 + i)n = (WC + SV) + (1 + i ) n −1 + (1 + i ) n − 2 + ... + 1 × C dengan trial solution diperoleh nilai i = % (Peters & Timmerhaus, 2003)

Untuk meninjau faktor - faktor di atas perlu dilakukan penafsiran terhadap beberapa faktor yaitu : 1. Penafsiran modal industri (Total Capital Investment) Capital Investment adalah banyaknya pengeluaran - pengeluaran yang diperlukan untuk fasilitas - fasilitas produktif dan untuk menjalankannya. Capital Investment meliputi : •

Fixed Capital Investment (Modal tetap) adalah investasi yang digunakan untuk mendirikan fasilitas produksi dan pembantunya.

•

Working Capital (Modal Kerja) adalah bagian yang diperlukan untuk menjalankan usaha atau modal dalam operasi dari suatu pabrik selama waktu tertentu dalam harga lancar.

2. Penentuan biaya produksi total (Production Costs), yang terdiri dari : a. Biaya pengeluaran (Manufacturing Costs) Manufacturing Cost merupakan jumlah direct, indirect, dan fixed manufacturing cost yang bersangkutan dengan produk.


Prarancangan Pabrik 1,3-Butadiena Dari n-Butana Dengan Proses Houdry Kapasitas Produksi 60.000 ton/tahun •

115

Direct Manufacturing Cost Direct Manufacturing Cost merupakan pengeluaran yang bersangkutan langsung dalam pembuatan produk.

•

Indirect Manufacturing Cost Indirect Manufacturing Cost adalah pengeluaran sabagai akibat tidak langsung dan bukan langsung dari operasi pabrik.

•

Fixed Manufacturing Cost Fixed Manufacturing Cost merupakan harga yang berkenaan dengan fixed capital dan pengeluaran yang bersangkutan dimana harganya tetap, tidak tergantung waktu maupun tingkat produksi

b. Biaya pengeluaran Umum (General Expense) General Expense adalah pengeluaran yang tidak berkaitan dengan produksi tetapi berhubungan dengan operasional perusahaan secara umum 3. Total Pendapatan penjualan produk 1,3-butadiena Yaitu keuntungan yang didapat selama satu periode produksi.

6.1

Penafsiran Harga Peralatan

Harga peralatan proses tiap alat tergantung pada kondisi ekonomi yang sedang terjadi. Untuk mengetahui harga peralatan yang pasti setiap tahun sangat sulit sehingga diperlukan suatu metoda atau cara untuk memperkirakan harga suatu alat dari data peralatan serupa tahun-tahun sebelumnya. Penentuan harga peralatan dilakukan dengan menggunakan data indeks harga.



116

Tabel 6.1 Indeks Harga Alat

Cost Indeks tahun

Chemical Engineering Plant Index

1991

361,3

1992

358,2

1993

359,2

1994

368,1

1995

381,1

1996

381,7

1997

386,5

1998

389,5

1999

390,6

2000

394,1

2001

394,3

2002

390,4 Sumber : Tabel 6-2 Peters & Timmerhaus, ed.5, 2003

405 400

y = 3.6077x - 6823.2

395 390

indeks

385 380 375 370 365 360 355 1990

1992

1994

1996

1998

2000

2002

2004

tahun

Gambar 6.1 Chemical Engineering Cost Index Bab VI Analisa Ekonomi ****


117

Dengan asumsi kenaikan indeks linear, maka dapat diturunkan persamaan least square sehingga didapatkan persamaan berikut: Y = 3,6077 X - 6823,2 Tahun 2010 adalah tahun ke 20, sehingga indeks tahun 2010 adalah 428,277. Harga alat dan yang lainnya diperkirakan pada tahun evaluasi (2010) dan dilihat dari grafik pada referensi. Untuk mengestimasi harga alat tersebut pada masa sekarang digunakan persamaan : Ex

= Ey .

Nx Ny

Ex

= Harga pembelian pada tahun 2010

Ey

= Harga pembelian pada tahun 2002

Nx

= Indeks harga pada tahun 2010

Ny

= Indeks harga pada tahun 2002 (Peters & Timmerhaus, 2003)

6.2

Dasar Perhitungan

Kapasitas produksi

: 60.000 ton/tahun

Satu tahun operasi

: 330 hari

Pabrik didirikan

: 2010

Harga bahan baku butana

: US $ 0.064 / kg

Harga katalis alumina chromia

: US $ 0.0447 / kg

Harga produk butadiena

: US $ 0.948/kg



6.3

118

Penentuan Total Capital Investment (TCI)

Asumsi - asumsi dan ketentuan yang digunakan dalam analisa ekonomi : 1. Pengoperasian pabrik dimulai tahun 2010. Proses yang dijalankan adalah proses kontinyu 2. Kapasitas produksi adalah 60.000 ton/tahun 3. Jumlah hari kerja adalah 330 hari per tahun 4. Shut down pabrik dilaksanakan selama 30 hari dalam satu tahun untuk perbaikan alat-alat pabrik 5. Modal kerja yang diperhitungkan selama 1 bulan 6. Umur alat - alat pabrik diperkirakan 8 tahun kecuali alat - alat tertentu (umur pompa dan tangki adalah 5 tahun) 7. Nilai rongsokan (Salvage Value) adalah nol 8. Situasi pasar, biaya dan lain - lain diperkirakan stabil selama pabrik beroperasi 9. Upah buruh asing US $ 20 per manhour 10. Upah buruh lokal Rp. 30.000,00 per manhour 11. Satu manhour asing = 3 manhour Indonesia 12. Kurs rupiah yang dipakai Rp. 9.500,00



6.4

119

Hasil Perhitungan

6.4.1 Fixed Capital Invesment (FCI) Tabel 6.2 Fixed Capital Invesment No

Jenis

US $

1.

Harga pembelian peralatan

2.

Instalasi alat-alat

3.

Pemipaan

4.

3.001.943

Rp.

Total Rp.

-

28.518.459.703

378.245

4.106.658.197

7.699.984.120

1.470.952

4.998.235.306

18.972.280.561

Instrumentasi

729.472

769.998.412

7.699.984.120

5.

Isolasi

337.538

337.718.602

3.544.334.211

6.

Listrik

300.194

450.291.469

3.302.137.439

7.

Bangunan

900.583

8.

Tanah & Perbaikan lahan

300.194

9.

Utilitas

16263182

Physical Plant Cost

24.899.592

17.998.901.986

254.545.024.616

4.979.918

3.599.780.397

50.909.004.923

29.879.510

21.598.682.383

305.454.029.539

10.

Engineering & Construction

Direct Plant Cost

-

8.555.537.911

7.336.000.000 -

10.187.845.970 154500225171

11.

Contractor’s fee

1.195.180

863.947.295

12.218.161.182

12.

Contingency

4.481.927

3.239.802.357

45.818.104.431

35.556.617

25.702.432.036

363.490.295.151

Fixed Capital Invesment (FCI)

6.4.2 Working Capital Investment (WCI) Tabel 6.3 Working Capital Investment No.

Jenis

US $

Rp.

Total Rp.

1.

Persediaan Bahan baku

434.548

501.903

4.768.081.625

2.

Persediaan Bahan dalam proses

621.689

1.641.608.133

7.547.653.641

3.

Persediaan Produk

2.486.756

6.566.432.532

30.190.614.563

4.

Extended Credit

9.479.718

-

90.057.319.224

5.

Available Cash

2.486.756

6.566.432.532

30.190.614.563

15.576.822

14.774.473.197

162.754.283.617

Working Capital Investment (WCI)

6.4.3 Total Capital Investment (TCI) TCI

= FCI + WCI = Rp 526.244.578.768,00



120

6.4.4 Direct Manufacturing Cost (DMC) Tabel 6.4 Direct Manufacturing Cost No.

Jenis

US $

Rp.

Total Rp.

4.663.330

4.919.813

46738225340

1.

Harga Bahan Baku

2.

Gaji Pegawai

-

2.370.000.000

2.370.000.000

3.

Supervisi

-

1.200.000.000

1.200.000.000

4.

Maintenance

2.133.397

1.542.145.922

21.809.417.709

5.

Plant Supplies

320.010

231.321.888

3.271.412.656

6.

Royalty & Patent

7.

Utilitas

1.137.566

-

Direct Manufacturing Cost

8.510.786

-

10.806.878.307

68.236.430.728

68.236.430.728

73.579.898.538

154.432.364.740

6.4.5 Indirect Manufacturing Cost (IMC) Tabel 6.5 Indirect Manufacturing Cost No.

Jenis

US $

Rp.

Total Rp.

1.

Payroll Overhead

-

355.500.000

355.500.000

2.

Laboratory

-

355.500.000

355.500.000

3.

Plant Overhead

-

1.422.000.000

1.422.000.000

4.

Packaging & Shipping

17.063.492

Indirect Manufacturing Cost

17.063.492

-

162.103.174.603

2.133.000.000

164.236.174.603

6.4.6 Fixed Manufacturing Cost (FMC) Tabel 6.6 Fixed Manufacturing Cost No.

Jenis

1.

Depresiasi

2. 3.

US $

Rp.

Total Rp.

3.200.096

2.313.218.883

32.714.126.564

Property Tax

711.132

514.048.641

7.269.805.903

Asuransi

355.566

257.024.320

3.634.902.952

4.266.794

3.084.291.844

43.618.835.418

Fixed Manufacturing Cost



121

6.4.7 Total Manufacturing Cost (TMC) TMC = DMC + IMC + FMC = Rp. 362.287.374.761,00 6.4.8 General Expense (GE) Tabel 6.7 General Expense No.

Jenis

1.

Administrasi

2.

Sales

3. 4.

US $ -

Rp.

Total Rp.

2.061.400.000

2.061.400.000

4.476.161

11.819.578.557

54.343.106.214

Research

1.044.438

2.757.901.663

12.680.058.117

Finance

2.446.598

2.120.008.121

25.362.685.740

7.967.196

18.758.888.341

94.447.250.071

General Expense (GE)

6.4.9 Total Production Cost (TPC) TPC

= TMC + GE = Rp. 456.734.624.833,00

6.4.10 Analisa Kelayakan Tabel 6.8 Analisa Kelayakan No. Keterangan 1.

2.

Perhitungan

Batasan

ROI sebelum pajak

36,23 %

min.16 %

ROI setelah pajak

30,79 %

Percent Return On Investment (% ROI)

Pay Out Time (POT), tahun POT sebelum pajak

2,21

POT setelah pajak

2,51

3.

Break Even Point (BEP)

48,87 %

4.

Shut Down Point (SDP)

22,61 %

5.

Discounted Cash Flow (DCF)

25,46 %

max 4 tahun

40 - 60 %



122

KESIMPULAN Dari analisa ekonomi yang dilakukan dapat dihitung : 1. Percent Return On Investment (ROI) sebelum pajak sebesar 36,23 % 2. Pay Out Time (POT) sebelum pajak selama 2,21 tahun 3. Break Event Point (BEP) sebesar 48,87 % 4. Shut Down Point (SDP) sebesar 22,61 % 5. Discounted Cash Flow (DCF) sebesar 25,46 % Jadi, pabrik 1,3-butadiena dari butana dengan kapasitas 60.000 ton / tahun layak untuk didirikan.



123

Grafik hasil analisa ekonomi dapat digambarkan sebagai berikut :

700 650

nilai x Rp 1.000.000.000

600 550 500 450

Ra

400 350 300

Sa

250 200

Va

150 100

BEP

SDP

50 0 0.0

0.1

0.2

0.3

0.4

0.5

0.6

0.7

0.8

0.9

1.0

Fa

kapasitas Sales

Fixed Cost

Regulated Cost

Variable cost

Gambar 6.2 Grafik Analisa Kelayakan



LAMPIRAN A DATA SIFAT FISIS BAHAN

1. Critical properties Komponen BM (g/gmol)

Tf (K)

Tb (K) Tc (K)

nC4H10

58,123

134,86

272,65 425,18

37,97 0,274

iC4H10

58,123

113,54

261,43 408,14

35,48 0,282

C4H8

56,107

87,80

266,90 419,59

40,20 0,276

C4H6

54,092

164,25

268,74 425,37

43.30 0,270

H2

2,0155

13,95

20,39

33,18

13,13 0,305

C3H7NO

73,095

212,72

426,15

647

44,2 0,219

18.02

273,15

373,15 647,13

220,55 0,229

H2O

Pc (bar)

Zc

2. Heat capacity of gas Cp = A+ BT + CT2 + DT3 + ET4 Komponen

A

( cp = J/mol.K dan T=K)

B

C

D

E

nC4H10

20,056

0,2815

-1,314E-05 -9,457E-08

3,415E-11

iC4H10

6,772

0,3145

-1,027E-04 -3,685E-08

2,043E-11

C4H8

24,915

0,2065

5,983E-05 -1,417E-07

4,705E-11

C4H6

18,835

0,2047

6,249E-05 -1,715E-07

6,086E-11

H2

25,399

0,020178

29,31

0,20837

1,0912E-04 -2,150E-07

7,218E-11

33,933

-0,008419

2,9906E-05 -1,783E-08

3,693E-12

C3H7NO H2O

-3,8549E-05

3,188E-08 -8,759E-12

Lampiran A Data Sifat Fisis Bahan ****


3. Heat capacity of liquid cp = A+ BT + CT2 + DT3 Komponen

( cp = J/mol.K dan T = K)

A

B

C

D

nC4H10

62,873

0,5891

-2,359E-03

4,226E-06

iC4H10

71,791

0,4847

-2,052E-03

4,063E-06

C4H8

74,597

0,3343

-1,391E-03

3,024E-06

C4H6

34,680

0,7321

-2,843E-03

4,604E-06

H2

50,607

-6,1136

3,093E-01

-4,148E-03

C3H7NO

63,727

0,60708 -1,6163E-03

1,856E-06

H2O

92,053

-0,039953 -2,1103E-04

5,347E-07

4. Entalphy of vaporization Hvap = A(1-(T/Tc))n komponen

(Hvap =KJ/mol.K dan T = K) A

Tc

n

nC4H10

33,020

425,18

0,377

iC4H10

31,954

408,14

0,392

C4H8

33,39

419,59

0,393

C4H6

35,17

425,37

0,448

H2

0,659

33,18

0,380

C3H7NO

59,355

647

0,381

H2O

52,053

647,13

0,321

5. Vapor Pressure Log P = A + B/T + C Log T + DT + ET2 komponen

A

B

( P=mmHg dan T=K)

C

D

E

nC4H10

27,044

-1905

-7,1805

-6,685E-11

4,219E-06

iC4H10

31,254

-1953,2

-8,8060

8,9246E-11

5,7501E-06

C4H8

27,3116

-1923,5

-7,2064

7,4852E-12

3,6481E-06

C4H6

30,0572

-1989,5

-8,2922

2,5664E-10

5,1334E-06

3,4132

-4,1316

1,0947

-6,689E-10

1,4589E-04

-47,9857

-2385

2,88

-5,859E-02

3,1386E-05

29,8605

-3152,2

-7,3037

2,425E-09

1,8090E-06

H2 C3H7NO H2O



6. Density of liquid ρ = A.B -(1-(T/Tc))^n Komponen

(ρ=g/ml dan T=K) A

B

n

Tc

nC4H10

0,2283

0,2724

0,2863

425,18

iC4H10

0,2228

0,2729

0,2730

408,14

C4H8

0,2322

0,2663

0,2853

419,59

C4H6

0,2460

0,2723

0,2907

425,37

H2

0,0313

0,3473

0,02756

33,18

C3H7NO

0,2738

0,2301

0,2763

647

H2O

0,3471

0,2740

0,2857

647,13

7. Surface tension σ = A ( 1- (T/Tc))n Komponen

(σ =dyne/cm dan T=K)

A

Tc

n

nC4H10

52,660

425,18

1,2330

iC4H10

52,165

408,14

1,2723

C4H8

56

419,59

1,2341

C4H6

47,682

425,37

1,0507

5,336

33,18

1,0622

67,1

647

1,08

132,674

647,13

0,955

H2 C3H7NO H2O

8. Entrophy formation of gas Komponen

S 298 K (J/mol.K)

Sf 298 K (J/mol.K)

nC4H10

309,91

-365,588

iC4H10

295,39

-381,150

C4H8

307,83

-239,577

C4H6

278,74

-135,871

H2

130,57

0

C3H7NO

326,03

-346,436

H2O

188,72

-44,72



9. Entalphy of formation Hf = A + BT + CT2 Komponen

A

B

C

Hf 298 K

nC4H10

-98,186 -1,097E-01

5,2254E-05

-126,15

iC4H10

-106,746 -1,093E-01

5,2693E-05

-134,52

C4H8

21,822 -8,546E-02

3,8902E-05

-0,13

C4H6

123,286 -5,123E-02

2,3192E-05

110,16

0

0

0

-170,316 -8,591E-02

4,6677E-05

-191,7

0

-241.8

H2 C3H7NO

0

H2O

0

0

10. Gibbs formation ∆Gf = A + BT + CT2 Komponen

(Gf =KJ/mol dan T=K)

A

B

C

Gf 298 K

nC4H10

-128,375

0,36047

3,8258E-05

-17,15

iC4H10

-136,801

0,37641

3,7497E-05

-20,88

C4H8

-1,692

-0,2344

3,1582E-05

-71,30

C4H6

-109,172

-0,13296

1,9003E-05

-150,67

0

0

0

0

-193,997

0,346

2,405E-05

-88,41

0

0

0

-228.6

H2 C3H7NO H2O

11. Viscosity of gas µgas = A + BT + CT2

(µ gas = micropise dan T=K)

Komponen

A

B

C

nC4H10

-4,946

0,29001

-6,9665E-05

iC4H10

-4,731

0,2131

-8,0995E-05

C4H8

-9,143

0,31562

-8,4164E-05

C4H6

10,256

0,26833

-4,1148E-05

H2

27,758

0,212

-3,28E-05

C3H7NO

-17,828

0,27374

-3,5679E-05

H2O

-36,826

0,429

-1,62E-05 Lampiran A Data Sifat Fisis Bahan ****


12. Viscosity of liquid Log µ = A + B/T + CT + DT2

(µ liquid=centipoise dan T=K)

Komponen

A

B

nC4H10

-6,859

673,93

0,021973

-3,0686E-05

iC4H10

-13,4207

1313,1

0,044329

-5,5793E-05

C4H8

-4,9218

495,03

0,01439

-2,0853E-05

C4H6

0,3772

7,9658

-0,005889

2,9221E-06

H2

-7,0154

4,0791

0,23714

-4,0830E-03

C3H7NO

-5,3292

895,47

0,010559

-1,0088E-05

-10,2158

1792,5

0,01773

-1,263E-05

H2O

C

D

13. Thermal conductivity of gas k gas = A + BT + CT2 Komponen

(kgas =W/m.K dan T=K)

A

B

nC4H10

-0,00182

1,9396E-05

1,3818E-07

iC4H10

-0,00115

1,4943E-05

1,4921E-07

C4H8

-0,00293

3,0205E-05

1,0192E-07

C4H6

-0,00085

7,1537E-06

1,6202E-07

0,03951

4,5918E-04

-6,4933E-08

-0,00906

5,4289E-05

1,9961E-08

0,00053

4,709E-05

4,9551E-08

H2 C3H7NO H2O

C

14. Thermal conductivity of liquid Log k liquid = A + B ( 1-(T/C))2/7 (k=W/m.K dan T=K) Komponen

A

B

C

nC4H10

-1,8929

1,2885

425,18

iC4H10

-1,6862

0,9802

408,14

C4H8

-1,6512

0,9899

425,37

C4H6

-1,6539

0,9786

419,59

H2

-0,1433

C3H7NO

-1,4326

0,8321

647

H2O

-0,2758

0,004612

-5,53

0,023627 -5,148E-04





LAMPIRAN B PERHITUNGAN NERACA MASSA

Satuan

: kg/jam

Basis

: 1 jam operasi

Data bahan Komponen

Rumus

BM (kg/kmol)

n-Butana

C4H10

58,123

i-Butana

C4H10

58,123

Butena

C4H8

56,107

Butadiena

C4H6

54,092

Hidrogen

H2

2,0155

Dimetilformamid C3H7NO

73,095

Air

18,015

1.

H2O

Kapasitas Produksi Kapasitas produksi

= 60.000 ton/tahun

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

= 24 jam = 60000

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

= 7575,7576 kg/jam 2.

Spesifikasi Produk

1,3-Butadiena 99,5 %

= 0,995 × 7575,7576 kg/jam = 7537,8788 kg/jam = 139,3529 kmol/jam

Lampiran B Neraca Massa ****


3.

Neraca Massa di Tee 01

Arus 13

Arus 1

Kemurnian

Arus 2

nC4H10 98 % berat iC4H10 2% berat

nC4H10 arus 1

= 146,256 kmol/jam = 8500,824 kg/jam

iC4H10 arus 1

=

2 x nC4H10 arus 1 98

= 2,985 kmol/jam = 173,486 kg/jam nC4H10 arus 13

= 6,779 kmol/jam = 393,991 kg/jam

iC4H10 arus 13

= 8,954 kmol/jam = 520,439 kg/jam

C4H8 arus 13

= 11,217 kmol/jam = 629,352 kg/jam

C4H6 arus 13

= 0,209 kmol/jam = 11,324 kg/jam

nC4H10 arus 2

= nC4H10 arus 1 + nC4H10 arus 13 = 8894,815 kg/jam

iC4H10 arus 2

= iC4H10 arus 1 + iC4H10 arus 13 = 693,945 kg/jam

C4H8 arus 2

= C4H8 arus 13 = 629,352 kg/jam

C4H6 arus 2

= C4H6 arus 13 = 11,324 kg/jam



Rekap Neraca Massa di Tee 01 input Komponen

arus 1

arus 13

arus 2

nC4H10

8500,824

393,991

8894,815

iC4H10

173,486

520,439

693,945

C4H8

-

629,352

629,352

C4H6

-

11,324

11,324

8674,310 1555,125

10229,435

Total

4.

output

10229,435

10229,435

Neraca massa di Reaktor 01

Reaktor

Arus 2

Arus 3

R-01

Reaksi : nC4H10

C4H8 + H2 ……………….(1)

C4H8

C4H6 + H2 ……………….(2)

Konversi reaksi 1 = 94 % Konversi reaksi 2 = 90 % C4H6 recycle(arus 13)

= 0,209 kmol/jam

C4H6 yang dibutuhkan

= 139,77183 kmol/jam

C4H6 hasil reaksi 2

= (139,77183 - 0,209) kmol/jam = 139,562 kmol/jam

C4H8 terkonversi

=

100 x mol butadiena hasil reaksi 90

=

100 x 139,562 kmol/jam 90

= 155,069 kmol /jam Lampiran B Neraca Massa ****


C4H8 recycle (arus 13)

= 11,217 kmol/jam

C4H8 hasil reaksi 1

= C4H8 terkonversi C4H6 - C4H8 recycle = (155,069 - 11,217) kmol/jam = 143,852 kmol/jam

nC4H10 terkonversi

=

100 x mol butena hasil reaksi 1 94

=

100 x 143,852 kmol/jam 94

= 153,034 kmol/jam nC4H10 umpan reaktor

= 153,034 kmol = 8894,815 kg

Reaksi 1

nC4H10

C4H8

Mula

153,034

11,217

+

H2 -

Reaksi 143,852 143,852 143,852 _________________________________________________________ Sisa

9,182

155,069

Reaksi 2

C4H8

C4H6

Mula

155,069

0,209

143,852

+

H2 143,852

Reaksi 139,562 139,562 139,562 _________________________________________________________ Sisa

9,182

139,771

283,414

Rekap Neraca Massa di Reaktor

Komponen

input

output

arus 3

arus 4

nC4H10

8894,815

533,689

iC4H10

693,945

693,945

C4H8

629,352

870,036

C4H6

11,324

7560,538

H2

Total

10229,435

571,223 10229,435 Lampiran B Neraca Massa ****


5.

Neraca Massa di Separator

Arus 5

Arus 4

SP-01

Arus 6

nC4H10 arus 5

= 0,1 % arus 4 =

0,1 x 533,689 kg/jam 100

= 0,534 kg/jam iC4H10 arus 5

= 0,1 % arus 4 =

0,1 x 693,945 kg/jam 100

= 0,694 kg/jam C4H8 arus 5

= 0,1 % arus 4 =

0,1 x 870,036 kg/jam 100

= 0,8700 kg/jam C4H6 arus 5

= 0,1 % arus 4 =

0,1 x 7560,538 kg/jam 100

= 7,561 kg/jam H2 arus 5

= H2 arus 4 = 571,223 kg/jam



Rekap Neraca Massa di Separator input komponen

arus 4

output arus 5

nC4H10

533,689

0,534

533,155

iC4H10

693,945

0,694

693,251

C4H8

870,036

0,870

869,166

C4H6

7560,538

7,561

7552,977

571,223

571,223

10229,435

580,881

H2

Total

6.

arus 6

9648,549

10229,435

Neraca Massa di Tee 02 Arus 10

Arus 11

C3H7NO arus 11

Arus 12

= C3H7NO arus 9 = 0,005 kg/jam

H2O arus 11

= H2O arus 9 = 0,01 kg/jam

C3H7NO arus 10

= 77034,011 kg/jam

H2O arus 10

= 154,367 kg/jam

C3H7NO arus 12

= C3H7NO arus 11 + C3H7NO arus 10 = 77034,021 kg/jam

H2O arus 12

= H2O arus 11 + H2O arus 10 = 154,372 kg/jam



Rekap Neraca Massa di Tee 01 input Komponen

arus 11 -

H2O

0,005

arus 12

7,545

7,545

154,367

154,372

0,01 77034,011

77034,021

0,015 77195,916

77195,931

C3H7NO

7.

arus 10

C4H6

Total

output

77195,931

77195,931

Neraca Massa di Menara Distilasi 01

Arus 7

Arus 12 Arus 6

D-01

Arus 8

Light Key Component (LK) adalah 96,5 % butena Heavy Key Component (HK) adalah 99,8% butadiena Solven yang ditambahkan = C3H7NO 99,5 % berat Hasil atas menara distilasi 1 : nC4H10 arus 7

= (nC4H10 arus 6 + nC4H10 arus 12) – nC4H10 arus 9 = (533,155 – 7,834) kg/jam = 525,322 kg/jam

iC4H10 arus 7

= iC4H10 arus 6 = 693,251 kg/jam

C4H8 arus 7

= 96,54 % (C4H8 arus 6 + C4H8 arus 12)



=

96,54 x 869,166 kg/jam 100

= 839,136 kg/jam C4H6 arus 7

= 0,2 % (C4H6 arus 6 + C4H6 arus 12) =

0,2 x 7560,520 kg/jam 100

= 15,098 kg/jam

Hasil bawah menara distilasi 1 : nC4H10 arus 8

= (nC4H10 arus 6 + nC4H10 arus 12) – nC4H10 arus 7 = (533,155 – 525,322) kg/jam = 7,834 kg/jam

C4H8 arus 8

= (C4H8 arus 6 + C4H8 arus 12) – C4H8 arus 7 = (869,166 – 839,136) kg/jam = 30,303 kg/jam

C4H6 arus 8

= (C4H6 arus 6 + C4H6 arus 12) – C4H6 arus 7 = 7560,523 - 15,098 kg/jam = 7545,424 kg/jam

H2O arus 8

= H2O arus 6 + H2O arus 12 = 154,377 kg/jam

C3H7NO arus 8

= C3H7NO arus 6 + C3H7NO arus 12 = 77034,0159 kg/jam



Rekap Neraca Massa di Menara distilasi 1 input komponen

output

arus 6

Arus 12

arus 8

nC4H10

533,155

_

525,322

iC4H10

693,251

_

693,251

_

C4H8

869,166

_

839,136

30,030

C4H6

7552,977

15,098

7545,424

7,545

7,834

H2O

_

154,377

_

154,377

C3H7NO

_

77034,0159

_

77034,0159

9648,549 Total

8.

arus 7

77295,938

2072,807

86844,488

84771,681

86844,488

Neraca Massa di Menara Distilasi 02

Arus 9

Arus 8

D-01

Arus 10

Light Key Component (LK) adalah 99,9 % butadiena Heavy Key Component (HK) adalah 99,99% air Hasil atas menara distilasi 1 : nC4H10 arus 9

= nC4H10 arus 8 = 7,834 kg/jam

C4H8 arus 9

= C4H8 arus 8 = 30,030 kg/jam



C4H6 arus 9

= 99,9 % arus 8 =

99,9 x 7545,424kg/jam 100

= 7537,879 kg/jam H2O arus 9

= 0,001 % arus 8 =

0,001 x 154,377 kg/jam 100

= 0,01 kg/jam C3H7NO arus 9

= 0,005 kg/jam

Hasil bawah menara distilasi 2 : C4H6 arus 10

= C4H6 arus 8 – C4H6 arus 9 = (7545,424 -7537,879) kg/jam = 7,545 kg/jam

H2O arus 11

= C4H6 arus 8 – C4H6 arus 9 = (154,377 – 0,01) kg/jam = 154,367 kg/jam

C3H7NO arus 11

= C3H7NO arus 8 – C3H7NO arus 9 = (77034,0159 – 0,005) kg/jam = 77034,011 kg/jam

Rekap Neraca Massa di Menara distilasi 2 input komponen nC4H10

arus 8

output arus 9

arus 10

7,834

7,834

-

C4H8

30,030

30,030

-

C4H6

7545,424

7537,879

7,545

H2O

154,377

0,01

154,367

77034,016

0,005

77034,011

84771,681

7575,576

77195,916

C3H7NO

Total

84771,681

84771,673





LAMPIRAN C PERHITUNGAN NERACA PANAS

Satuan

= KJoule

T referensi

= 25oC = 298,15 K

Basis

= 1 jam operasi

1. Neraca panas Tee 01 Panas masuk Umpan dari T-01 T masuk komponen

=-0,89oC kg

= 272,86 K n (kmol)

nC4H10

8500,824

146,256

iC4H10

173,486

2,985

Total

8674,310

149,241

Panas masuk dari T-01

∫ Cp dT

Q

-2519,313 -368464,068 -2461,613

-7347,451 -375811,519

= -375811,519 KJ/jam

Recycle menara distilasi D-01 T masuk komponen

= -7,075oC kg

= 266,075 K n (kmol)

∫ Cp dT

Q

nC4H10

393,991

6,779

-3.095,878

-20.985,648

iC4H10

520,459

8,954

-3.022,184

-27.061,953

C4H 8

629,352

11,217

-2.727,715

-30.596,757

C4H 6

11,324

0,209

-2.504,931

-524,391

Total

1555,125

Panas masuk dari recycle D-01 Total panas masuk Tee 01

-79.168,748 = -79.168,748 KJ/jam = -454.980,268 KJ/jam

Lampiran C Neraca Panas ****

Prarancangan Pabrik 1,3-Butadiena Dari n-Butana Dengan Proses Houdry Kapasitas Produksi 60.000 ton/tahun Panas keluar T keluar komponen

= -1,788oC kg

= 271,362 K n (kmol)

∫ Cp dT

Q

nC4H10

8894,815

153,034

-2.603,654

-398.448,543

iC4H10

693,945

11,939

-2.543,687

-30.369,701

C4H 8

629,352

11,217

-2.293,042

-25.721,031

C4H 6

11,324

0,209

-2.106,553

-440,993

Total

10229,435

-454.980,268

Total panas keluar Tee 01

= -454.980,268 KJ/jam

2. Neraca panas reaktor 01 Panas masuk Umpan dari output furnace T masuk komponen

= 600oC kg

= 873,15 K n (kmol)

∫ Cp dT

Q

nC4H10

8894,815

153,034

iC4H10

693,945

11,939

93.782,394

1.119.691,087

C4H 8

629,352

11,217

81.053,960

909.181,539

C4H 6

11,324

0,209

74.655,244

15.628,580

H2 Total

10229,435

Panas masuk dari furnace

-

121.461,146 18.587.726,481

0

0 20.632.227,682

= 20.632.227,682 KJ/jam


Prarancangan Pabrik 1,3-Butadiena Dari n-Butana Dengan Proses Houdry Kapasitas Produksi 60.000 ton/tahun Panas reaksi Produk komponen

kmol

Hf 298.15 K

Hf 298,15K (KJ)

nC4H10

9,182

-126.259,944

-1.159.326,443

iC4H10

11,939

-134.646,752

-1.607.580,714

C4H 8

15,507

199,171

-3.088,486

C4H 6

134,771

110.074,883

15.385.367,990

H2

281,415

0

0

total

12.615.372,35

Reaktan komponen

kmol

Hf 298.15 K

Hf 298.15 K

Hf 298,15K (KJ)

nC4H10

153,034

-126,2599

-126.259,944

-19.322.107,39

iC4H10

11,939

-134,647

-134.646,752

-1.607.580,714

C4H 8

11,217

-0,199

-199,171

-2.234,097

C4H 6

0,209

110,075

110.074,883

23.043,446

H2

-

-

-

total

-20.908.878,76

Hf 298,15 K produk = 12.615.372,35 KJ/jam Hf 298,15 K reaktan = -20.908.878,76 KJ/jam Hf 298,15 K

= Hf 298,15 K produk – Hf 298,15 K reaktan = 33.524.251,104 KJ/jam

Total panas masuk reaktor 01

= panas masuk dari furnace + panas reaksi = (20.632.227,682 + 33.524.251,104) KJ/jam = 54.156.478,786 KJ/jam


Prarancangan Pabrik 1,3-Butadiena Dari n-Butana Dengan Proses Houdry Kapasitas Produksi 60.000 ton/tahun Panas keluar reaktor 01 T keluar komponen

= 551,765oC = 824,915 K kg

n (kmol)

∫ Cp dT

Q

nC4H10

533,689

9,182 83.328,640

765.128,611

iC4H10

693,945

11,939 83.619,574

998.354,674

C4H 8

870,036

15,507 72.319,478

1.121.438,048

C4H 6

7560,538

139,771 66.727,749

9.326.659,750

571,222

283,415 15.437,982

4.375.352,104

H2 Total

10229,435

16.586.933,187

Total panas produk

= 16.586.933,187 KJ/jam

Panas yang disuplai pemanas

= total panas masuk – total panas produk = (54.156.478,786 - 16.586.933,187) KJ/jam = 37.569.545,599 KJ/jam

Total panas keluar reaktor 01

= panas disuplai pemanas + panas produk = 37.569.545,599 + 16.586.933,187 KJ/jam = 54.156.478,786 KJ/jam

3. Neraca panas menara distilasi 01 Panas yang dibawa umpan (hF) T umpan komponen

= 11 oC n (kmol)

= 284,15 K ∫ Cp dT

Q

iC4H10

11,927

-1.950,081

-23.259,211

nC4H10

9,173

-1.942,640

-17.819,597

C4H 8

15,491

-1.801,094

-27.901,130

C4H 6

139,771

-1.686,845

-235.772,923

H 2O

8,569

-1.060,255

-9.085,709 Lampiran C Neraca Panas ****

Prarancangan Pabrik 1,3-Butadiena Dari n-Butana Dengan Proses Houdry Kapasitas Produksi 60.000 ton/tahun C3H7NO

1053,889

Total

1238,821

Panas yang dibawa umpan

-2.089,836

-2.202.455,628 -2.516.294,199

= -2.516.294,199 KJ/jam

Panas hasil atas (hD) T top komponen

= 50 oC

= 323,15 K

n (kmol)

∫ Cp dT

Q

iC4H10

11,927

3.653,556

43.577,078

nC4H10

9,173

3.622,528

32.740,774

C4H 8

14,956

3.370,236

50.405,211

C4H 6

0,279

3.143,809

877,514

H 2O

0

0

C3H7NO

0

0

Total

1238,821

Panas yang dibawa hasil atas

127.600,578 = 127.600,578 KJ/jam

Panas hasil bawah (hB) T bottom komponen

= 173,4oC n (kmol)

= 446,55 K ∫ Cp dT

Q

iC4H10

0

27.027,547

0

nC4H10

0,135

26.368,231

3.553,811

C4H 8

0,535 24.625,7163

13.180,356

C4H 6

139,492

23.005,090

3.209.035,828

H 2O

8,569

11.312,559

96.941,377

C3H7NO

1053,889

24.090,568

25.388.784,77

Total

1202,621


28.711.499,450 = 28.711.499,450KJ/jam


Prarancangan Pabrik 1,3-Butadiena Dari n-Butana Dengan Proses Houdry Kapasitas Produksi 60.000 ton/tahun Panas Refluk (ho) T top komponen

= 50oC

= 323,15 K

n (kmol)

∫ Cp dT

Q

iC4H10

53,673

3.653,556

196.096,852

nC4H10

40,671

3.622,528

147.333,483

C4H 8

67,302

3.370,236

226.823,451

C4H 6

1,256

3.143,809

3.948,814

H 2O

0

0

0

C3H7NO

0

0

0

Total

574.202,600


= 574.202,600 KJ/jam

Panas Vapour (Hi) T top komponen

= 50oC

= 323,15 K

n (kmol)

∫ Cp dT

Q

iC4H10

0

0

0

nC4H10

49,710

2.591,009

128.797,945

C4H 8

82,258

2.273,694

187.029,357

C4H 6

1,535

2.095,496

3.216,974

H 2O

0

0

0

C3H7NO

0

0

0

Total

133,503

Panas yang dibawa vapour

319.044,276 = 319.044,276 KJ/jam

Panas penguapan (λ) T top komponen iC4H10 nC4H10

= 50oC

= 323,15 K

n (kmol) 0

Hvap

Q 0

0

49,710 19.280,877

958.443,932 Lampiran C Neraca Panas ****

Prarancangan Pabrik 1,3-Butadiena Dari n-Butana Dengan Proses Houdry Kapasitas Produksi 60.000 ton/tahun C4H 8

82,258 18.736,725 1.541.244,309

C4H 6

1,535 18.569,233

28.507,201

H 2O

0

0

0

C3H7NO

0

0

0

Total

133,503

Panas penguapan

2.528.195,442

= 2.528.195,442 KJ/jam

Total panas yang dibawa vapour (Hv)

= panas vapour + panas penguapan = 319.044,276 + 2.528.195,442 = 2.847.239,718 KJ/jam

Menghitung beban kondenser (Qc) Qc = Vi.Hv- (Lo.hD + D.hD) = 2.145.436,540 Kj/jam Menghitung beban reboiler (Qr) F.hF - Qc + Qr = D.hD + B.hB Qr

= D.hD + B.hB + Qc – F.hF = 33.500.830,767 KJ/jam

4. Neraca panas menara distilasi 02 Panas yang dibawa umpan (hF) T feed komponen

= 173oC n (kmol)

= 446,15 K ∫ Cp dT

Q

nC4H10

0,135

26.275,566

3.541,322

C4H 8

0,535

24.539,499

13.134,211

C4H 6

139,492

22.923,301

3.197.626,856

H 2O

8,569

11.280,669

96.668,096

C3H7NO

1053,889

24.019,476 25.313.861,582

Total

1202,621

28.624.832,062

Panas yang dibawa umpan

= 28.624.832,062 KJ/jam Lampiran C Neraca Panas ****

Prarancangan Pabrik 1,3-Butadiena Dari n-Butana Dengan Proses Houdry Kapasitas Produksi 60.000 ton/tahun Panas hasil atas (hD) T top komponen

= 69,3oC

= 342,45 K

n (kmol)

∫ Cp dT

Q

nC4H10

0,135

6.587,984

887,904

C4H 8

0,535

6.138,200

3.285,332

C4H 6

139,353

5.717,271

796.718,440

H 2O

0,00028

3.332,492

0,925

C3H7NO

0,00014

6.794,339

0,930

Total

140,023

800.893,530


= 800.893,530 KJ/jam

Panas hasil bawah (hB) T bottom komponen

= 222,22oC

= 495,37 K

n (kmol)

∫ Cp dT

Q

nC4H10

0

39.026,086

0

C4H 8

0

36.338,214

0

C4H 6

0,139

34.260,993

4.779,149

H 2O

8,569

15.334,921

131.406,180

C3H7NO

1053,889

33.132,773 34.918.262,440

Total

1062,597

3.505.444,765


= 3.505.444,765 KJ/jam

Panas Refluk (ho) T top komponen

= 69,3oC n (kmol)

= 342,45 K ∫ Cp dT

Q

nC4H10

0,606

6.587,984

3.995,567

C4H 8

2,409

6.138,200

14.783,995

C4H 6

627,088

5.717,271 3.585.232,978

H 2O

0,00125

3.332,494

4,162 Lampiran C Neraca Panas ****

Prarancangan Pabrik 1,3-Butadiena Dari n-Butana Dengan Proses Houdry Kapasitas Produksi 60.000 ton/tahun C3H7NO Total

0,00061

6.794,339

6300,105


4,183 3.604.020,885

= 3.604.020,885 KJ/ja,

Panas Vapour (Hi) T top komponen

= 69,3oC n (kmol)

= 342,45 K ∫ Cp dT

Q

nC4H10

0,741

4.701,112

3.484,791

C4H 8

2,944

4.120,828

12.130,688

C4H 6

766,441

3.801,629 2.913.724,794

H 2O

0,00153

1.495,579

2,283

C3H7NO

0,00075 28.599.742,09

21.519,746

Total

2.950.862,302

Panas yang dibawa vapour

= 2.950.862,302 KJ/jam

Panas penguapan (λ) T top komponen

= 69,3oC n (kmol)

= 342,45 K Hvap

Q

nC4H10

0,741 17.814.107,68

13.205.052,5

C4H 8

2,944 17.161.175,78

50.518.216,92

C4H 6

766,441 16.906.129,05 12.957.552.932,061

H 2O C3H7NO

0,0015 40.872.517,57

62.392,131

0,000752 44.542.717,21

33.515,965

Total Panas penguapan

770,128

13.021.372.109,581

= 13.021.372.109,581 KJ/jam

Total panas yang dibawa vapour (Hv)= panas vapour + panas penguapan =(2.950.862,302+13.021.372.109,581) KJ/jam = 13.024.322.971,882 KJ/jam


Prarancangan Pabrik 1,3-Butadiena Dari n-Butana Dengan Proses Houdry Kapasitas Produksi 60.000 ton/tahun Menghitung beban condenser (Qc) Qc = Vi.Hv- (Lo.hD + D.hD) = 13.019.918.057,467 Kj/jam Menghitung beban reboiler (Qr) F.hF - Qc + Qr = D.hD + B.hB Qr

= D.hD + B.hB + Qc – F.hF = 13.027.148.566,700 KJ/jam

5. Neraca panas condenser parsial Desuperheating Tmasuk

= 152,56 oC

= 425,71 K

T kondensasi

= 11 oC

= 284,15 K

komponen kg

n (kmol)

∫ Cp dT

Q

nC4H10

533,69

9,182

-16.207,512

-148.818,353

iC4H10

693,94

11,939

-16.066,817

-191.825,679

C4H 8

870,04

15,507

-14.164,463

-219.644,388

C4H 6

7560,54

139,772

-13.101,084

-1.831.162,520

571,22

283,415

-4.101,361

-1.162.386,343

10229,430

459,815

H2 Total

Panas desuperheating

-3.553.837,284

= -3.553.837,284 KJ/jam

Heat load : Interval

Q (KJ)

Interval 1

-68.593.474,712

Interval 2

-1.761,811

Total

-68.595,236,522


Prarancangan Pabrik 1,3-Butadiena Dari n-Butana Dengan Proses Houdry Kapasitas Produksi 60.000 ton/tahun Panas sensible sampai T keluar : Cairan gas kondensabel : komponen kg

n (kmol)

∫ Cp dT

Q

nC4H10

533,16

9,173

20,274

186,153

iC4H10

693,25

11,927

20,318

242,579

C4H 8

869,17

15,491

18,776

291,161

C4H 6

7552,98

139,632

26,688

3.730,279

Total

9648,55

719,894

Gas non kondensabel komponen kg H2

n (kmol) 571,364

283,415

∫ Cp dT 4,255

Total

Q 1.205,793 1.205,793

Total beban panas kondenser = -72.147.148,119 KJ/jam 6. Neraca panas furnace Umpan masuk dari heat exchanger 05 (HE-05) Panas masuk T masuk komponen

= 200 oC kg

= 388,15 K n (kmol)

∫ Cp dT

Q

nC4H10

8894,815

153,034

iC4H10

693,945

11,939

21.209,731

253.228,201

C4H 8

629,352

11,217

18.584,969

208.467,430

C4H 6

11,324

0,209

17.217,451

3.604,359

Total

10229,435

176,400

Panas masuk dari HE-01

21.309,726 3.261.119,836

3.726.419,827

= 3.726.419,827 KJ/jam


Prarancangan Pabrik 1,3-Butadiena Dari n-Butana Dengan Proses Houdry Kapasitas Produksi 60.000 ton/tahun Pemanas Pemanas

= bahan bakar

Q bahan bakar

= 12.616.332,515 KJ/jam

Total panas masuk HE 05 = Q pemanas + panas masuk = (12.616.332,515 +3.726.419,827) KJ/jam = 16.342.752,342 KJ/jam Panas keluar T keluar komponen

= 600 oC kg

= 873,15 K n (kmol)

∫ Cp dT

Q

nC4H10

8894,815

153,034 93.431,651

1.429.851,14

iC4H10

693,945

11,939 93.782,394

1.119.691,087

C4H 8

629,352

11,217 81.053,960

909.181,539

C4H 6

11,324

0,209 74.655,244

15.628,580

Total

10229,435

Panas keluar

176,400

16.342.752,342

= 16.342.752,342 KJ/jam

7. Neraca panas heat exchanger 01 (HE-01) Umpan masuk dari arus pencampuran 01 Panas masuk T masuk komponen

= -1,79 oC kg

= 271,36 K n (kmol)

∫ Cp dT

Q

nC4H10

8894,815

153,034

-2.603,654

-398.448,543

iC4H10

693,945

11,939

-2.543,687

-30.369,701

C4H 8

629,352

11,217

-2.293,042

-25.721,031

C4H 6

11,324

0,209

-2.106,553

-440,993

Total

10229,435

176,400

Panas masuk

-454.980,268

= -454.980,268 KJ/jam Lampiran C Neraca Panas ****

Prarancangan Pabrik 1,3-Butadiena Dari n-Butana Dengan Proses Houdry Kapasitas Produksi 60.000 ton/tahun Pemanas Fluida

= air

Q gas keluar kompresor = 367.633,655 KJ/jam Total panas masuk HE 01 = Q pemanas + panas masuk = (367.633,655 - 454.980,268) KJ/jam = -87.346,612 KJ/jam Panas keluar T keluar komponen

= 20 oC kg

= 293,15 K n (kmol)

∫ Cp dT

Q

nC4H10

8894,815

153,034

-499,792

-76.485,284

iC4H10

693,945

11,939

-489,767

-5.847,448

C4H 8

629,352

11,217

-439,444

-4.929,244

C4H 6

11,324

0,209

-404,293

-84,636

Total

10229,435

176,400

Total panas keluar HE-01

-87.346,612

= -87.346,612 KJ/jam

8. Neraca panas HE-02 Umpan masuk dari HE 01 Panas masuk T masuk komponen

= 20 oC kg

= 293,15 K n (kmol)

∫ Cp dT

Q

nC4H10

8894,815

153,034

-499,792

-76.485,284

iC4H10

693,945

11,939

-489,767

-5.847,448

C4H 8

629,352

11,217

-439,444

-4.929,244

C4H 6

11,324

0,209

-404,293

-84,636

Total

10229,435

176,400

-87.346,612



= produk atas menara distilasi 2

Q produk atas D-01

= 729.528,251 KJ/jam

Total panas masuk HE 02 = Q pemanas + panas masuk = (729.528,251 -87.346,612) KJ/jam = 642.181,639 KJ/jam Panas keluar T keluar komponen

= 60 oC kg

= 333,15 K n (kmol)

∫ Cp dT

Q

nC4H10

8894,815

153,034

3.673,873

562.228,785

iC4H10

693,945

11,939

3.617,411

43.189,165

C4H 8

629,352

11,217

3.222,050

36.141,711

C4H 6

11,324

0,209

2.971,093

621,979

Total

10229,435

176,400


642.181,639

= 642.181,639KJ/jam


= 60 oC kg

= 333,15 K n (kmol)

∫ Cp dT

Q

nC4H10

8894,815

153,034

3.673,873

562.228,785

iC4H10

693,945

11,939

3.617,411

43.189,165

C4H 8

629,352

11,217

3.222,050

36.141,711

C4H 6

11,324

0,209

2.971,093

621,979

Total

10229,435

176,400

642.181,639



= gas keluar reaktor

Q gas keluar reaktor

= 1.332.002,698 KJ/jam

Total panas masuk HE 03 = Q pemanas + panas masuk = (1.332.002,698 + 642.181,639) KJ/jam = 1.974.184,337KJ/jam Panas keluar T keluar komponen

= 125 oC kg

= 398,15 K n (kmol)

∫ Cp dT

Q

nC4H10

8894,815

153,034

iC4H10

693,945

11,939

11.184,536

133.534,925

C4H 8

629,352

11,217

9.872,121

110.735,495

C4H 6

11,324

0,209

9.128,309

1.910,951

Total

10229,435

176,400


11.291,603 1.728.002,965

1.974.184,337

= 1.974.184,337 KJ/jam


= 125 oC kg

= 398,15K n (kmol)

∫ Cp dT

Q

nC4H10

8894,815

153,034

11.291,603 1.728.002,965

iC4H10

693,945

11,939

11.184,536

133.534,925

C4H 8

629,352

11,217

9.872,121

110.735,495

C4H 6

11,324

0,209

9.128,309

1.910,951

Total

10229,435

176,400

1.974.184,337



= gas keluar kompresor

Q gas keluar kompresor = 332.392,843 KJ/jam Total panas masuk HE 04 = Q pemanas + panas masuk = (332.392,843 + 1.974.184,337) KJ/jam = 2.306.577,180KJ/jam Panas keluar T keluar komponen

= 140 oC kg

= 413,15 K n (kmol)

∫ Cp dT

Q

nC4H10

8894,815

153,034

iC4H10

693,945

11,939

13.081,725

156.185,931

C4H 8

629,352

11,217

11.527,152

129.299,960

C4H 6

11,324

0,209

10.663,794

2.232,395

Total

10229,435

176,400


13.192,195 2.018.858,895

2.306.577,180

= 2.306.577,180 KJ/jam


= 140 oC kg

= 413,15K n (kmol)

∫ Cp dT

Q

nC4H10

8894,815

153,034

13.192,195 2.018.858,895

iC4H10

693,945

11,939

13.081,725

156.185,931

C4H 8

629,352

11,217

11.527,152

129.299,960

C4H 6

11,324

0,209

10.663,794

2.232,395

Total

10229,435

176,400

2.306.577,180



= hasil bawah menara distilasi 2

Q hasil bawah D-02

= 1.419.842,647 KJ/jam

Total panas masuk HE 05 = Q pemanas + panas masuk = (1.419.842,647 +2.306.577,180) KJ/jam = 3.726.419,827KJ/jam Panas keluar T keluar komponen

= 200 oC kg

= 473,15 K n (kmol)

∫ Cp dT

Q

nC4H10

8894,815

153,034

iC4H10

693,945

11,939

21.209,731

253.228,201

C4H 8

629,352

11,217

18.584,969

208.467,430

C4H 6

11,324

0,209

17.217,451

3.604,359

Total

10229,435

176,400


21.309,726 3.261.119,836

3.726.419,827

= 3.726.419,827 KJ/jam

12. Neraca panas HE-06 Umpan masuk dari hasil bawah D-01 Panas masuk T masuk komponen

= 215,24 oC kg

= 488,39 K n (kmol)

∫ Cp dT

Q

C4H 6

7,545

0,134

34.260,993

4.608,745

H 2O

154,377

8,569

15.334,921

131.410,437

C3H7NO

77034,011

1053,889

33.132,773 34.918.262,436

Total

77195,933

1026,593

35.054.281,618

Panas masuk

= 35.054.281,618 KJ/jam


Prarancangan Pabrik 1,3-Butadiena Dari n-Butana Dengan Proses Houdry Kapasitas Produksi 60.000 ton/tahun Pendingin Fluida

= Aroclors 1428

Q aroclors 1428

= 12.060.417,390KJ/jam

Total panas masuk HE-06 = Q pendingin - panas masuk = (12.060.417,390 - 35.054.281,618) KJ/jam = 22.993.864.227 KJ/jam Panas keluar T keluar komponen

= 160 oC kg

= 433,15 K n (kmol)

∫ Cp dT

Q

C4H 6

7,545

0,134 20.345.029

2.736.787

H 2O

154,377

8,569 10.251.815

87.851.478

C3H7NO

77034,011

1053,889 21.732.154 22.903.275.962

Total

77195,933

1026,593


22.993.864.227

= 22.993.864.227 KJ/jam

13. Neraca panas HE-07 Umpan masuk dari hasil atas menara distilasi 2 Panas masuk T masuk komponen nC4H10

= 66,32 oC kg

= 339,47 K n (kmol)

7,834

∫ Cp dT

Q

0,135 61.808.474,565 8.330.314,443

C4H 8

30,030

0,535

6.266,755

3.354,138

C4H 6

7537,879

139,353

5.717,271

796.718,440

H 2O

0,01

0,00056

3.332,494

1,850

0,005

0,000068

6.794,339

0,465

C3H7NO Total Panas masuk

7575,7576

9.130.389,335

= 9.130.389,335KJ/jam Lampiran C Neraca Panas ****

Prarancangan Pabrik 1,3-Butadiena Dari n-Butana Dengan Proses Houdry Kapasitas Produksi 60.000 ton/tahun Pendingin Fluida

= air pendingin

Q air pendingin

= 6.428.499,765 KJ/jam

Total panas masuk HE-02 = Q pendingin - panas masuk = (6.428.499,765 -9.130.389,335) KJ/jam = 2.701.889,571 KJ/jam Panas keluar T keluar komponen nC4H10

= 40 oC

= 313,15 K

kg

n (kmol) 7,834

∫ Cp dT

Q

0,135 18.110.591,680 2.440.877,638

C4H 8

30,030

0,535

2.039,209

1.091,440

C4H 6

7537,879

139,353

1.865,190

259.919,709

H 2O

0,01

0,00056

1.130,993

0,628

0,005

0,000068

2.269,226

0,155

77195,933

1026,593

C3H7NO Total


2.701.889,571

= 2.701.889,571KJ/jam


Prarancangan Pabrik 1,3-Butadiena Dari n-Butana Dengan Proses Houdry Kapasitas Produksi 60.000 ton/tahun LAMPIRAN D PERANCANGAN REAKTOR

Kode

: R-01

Fungsi

: tempat berlangsungnya reaksi dehidrogenasi n-butana membentuk butadiena.

Jenis

: fixed bed multi tube

Kondisi operasi

: - T = 500-600oC - P = 1 atm - non isothermal dan non adiabatis

Tujuan

:

a. Menentukan jenis reaktor b. Spesifikasi katalis c. Menentukan media pemanas d. Menentukan kondisi gas e. Menentukan jenis, ukuran, dan susunan tube f. Menentukan dimensi shell

Lampiran D Perancangan Reaktor ****

Prarancangan Pabrik 1,3-Butadiena Dari n-Butana Dengan Proses Houdry Kapasitas Produksi 60.000 ton/tahun g. Menghitung bilangan Reynold di shell dan tube h. Menghitung koefisien perpindahan panas i. Menghitung pressure drop di shell dan tube j. Menyusun neraca massa dan panas sekitar elemen volume k. Menghitung berat katalis l. Menghitung waktu tinggal m. Menghitung tebal shell n. Menghitung tebal dan tinggi head o. Menghitung tinggi dan volume reaktor p. Menghitung diameter pipa untuk pemasukan dan pengeluaran gas dan untuk pemasukan dan pengeluaran pemanas

A. Menentukan Jenis Reaktor Reaktor yang dipilih adalah jenis fixed bed multi tube dengan pertimbangan sebagai berikut : a. Reaksi yang berlangsung adalah fase gas katalis padat b. Reaksi sangat endotermis sehingga memerlukan luas perpindahan panas yang besar agar kontak dengan pemanas dapat optimal c. Tidak diperlukan pemisahan katalis dari gas keluaran reaktor d. Dapat dioperasikan pada space time yang bervariasi e. Konstruksi reaktor fixed bed lebih sederhana jika dibandingkan dengan reaktor fluidized bed sehingga biaya pembuatan, operasional, dan perawatannya relatif murah.(Hill, hal. 426)


Prarancangan Pabrik 1,3-Butadiena Dari n-Butana Dengan Proses Houdry Kapasitas Produksi 60.000 ton/tahun B. Spesifikasi Katalis Katalis yang digunakan adalah Alumina Chromina, dengan spesifikasi: Wujud

: padat

Bentuk

: pellet

Diameter efektif rata-rata

: 0,32 cm (0,0032 m)

Porositas, ε

: 0,8

Bulk Density

: 0,5509 gr/cm3 (Sharma)

C. Menentukan Jenis Pemanas Pemanas yang digunakan adalah superheated steam, dengan data properties sebagai berikut : ∗ Berat molekul

: 18,015 kg/kmol

∗ Range temperatur

: 30-2000oF (269,4-1093,33oK)

∗ Range tekanan

: 0-100 psig

∗ Kapasitas panas

: 0,532 Btu/lbm.oF (2,1771 kJ/kg.oK)

∗ Konduktivitas panas

: 0,0497 Btu/hr.ft.oF (0,086 J/s.m.oK)

∗ Viskositas

: 0,032 cp (3,2.10-5 kg/m.s) (Perry, 1988)

D. Menentukan Kondisi Gas Kondisi campuran gas yang bereaksi di dalam reaktor mengalami perubahan untuk tiap increment panjang reaktor. Persamaan yang digunakan untuk menghitung kondisi campuran gas adalah : 1. Menghitung Berat Molekul (BM) BM campuran = Σ (BMi .Yi)


Prarancangan Pabrik 1,3-Butadiena Dari n-Butana Dengan Proses Houdry Kapasitas Produksi 60.000 ton/tahun BMi

: berat molekul komponen i, kg/kmol

Yi

: fraksi mol komponen i Komponen

BM (kg/kmol)

nC4H10

58,123

iC4H10

58,123

C4H8

56,107

C4H6

54,092

H2

2,0155

2. Menghitung Kapasitas Panas (Cp) Kapasitas panas gas dihitung dengan menggunakan persamaan dari Yaws, 1999, sebagai berikut : Cpi

= A + BT + CT2 + DT3 + ET4

Cp campuran = Σ (Cpi .Yi) A,B,C,D,E

: konstanta (Yaws, 1999)

T

: temperatur, oK

Cpi

: kapasitas panas komponen i, kJ/kmol.oK

Yi

: fraksi mol komponen i

Komponen

A

B

C

D

E

nC4H10

20,056

0,2815

-1,314E-05

-9,457E-08

3,415E-11

iC4H10

6,772

0,3145

-1,027E-04

-3,685E-08

2,043E-11

C4H8

24,915

0,2065

5,983E-05

-1,417E-07

4,705E-11

C4H6

18,835

0,2047

6,249E-05

-1,715E-07

6,086E-11

H2

25,399

0,020178 -3,8549E-05

3,188E-08

-8,759E-12 (Yaws, 1999)


Prarancangan Pabrik 1,3-Butadiena Dari n-Butana Dengan Proses Houdry Kapasitas Produksi 60.000 ton/tahun 3. Menghitung Viskositas (µ) Viskositas gas juga dihitung dari persamaan di Yaws, 1999, yaitu : µi

= A + BT + CT2

µ campuran

=

1 ∑ ⎛⎜⎝ X i µ i ⎞⎟⎠

A,B,C : konstanta (Yaws, 1999) T

: temperatur, oK

µi

: viskositas komponen i, micropoise

Xi

: fraksi massa komponen i Komponen

A

B

C

nC4H10

-4,946

0,29001 -6,9665E-05

iC4H10

-4,731

0,2131 -8,0995E-05

C4H8

-9,143

0,31562 -8,4164E-05

C4H6

10,256

0,26833 -4,1148E-05

H2

27,758

0,212

-3,28E-05 (Yaws, 1999)

4. Menghitung Konduktivitas Panas (k) Konduktivitas panas gas dihitung dari persamaan di Yaws, 1999 : ki

= A + BT + CT2

k campuran

= Σ (ki .Xi)

A,B,C : konstanta T

: temperatur, oK

ki

: konduktivitas panas komponen i, W/m.oK

Xi

: fraksi massa komponen i


Prarancangan Pabrik 1,3-Butadiena Dari n-Butana Dengan Proses Houdry Kapasitas Produksi 60.000 ton/tahun Komponen

A

B

C

nC4H10

-0,00182 1,9396E-05

1,3818E-07

iC4H10

-0,00115 1,4943E-05

1,4921E-07

C4H8

-0,00293 3,0205E-05

1,0192E-07

C4H6

-0,00085 7,1537E-06

1,6202E-07

0,03951 4,5918E-04

-6,4933E-08

H2

E. Menentukan Jenis, Ukuran dan Susunan Tube Tube dengan spesifikasi sebagai berikut (berdasarkan tabel 10 Kern) : » Diameter dalam tube (IDT)

= 1,9 in = 0,04826 m

» Diameter luar tube (ODT)

= 2,4 in = 0,06096 m

» No. BWG

= 11

» Flow area per tube (a’t)

= 0,455 in2 = 2,9355.10-4 m2

» Panjang tube (Z)

= 4,5 m

» Jumlah tube (NT)

= 166

» Susunan tube

= Triangular pitch

PT (Pitch)

= 1,25 . ODT

(hasil program matlab)

(Kern, hal.128)

= 1,25 . 0,06096 = 0,0762 m


Prarancangan Pabrik 1,3-Butadiena Dari n-Butana Dengan Proses Houdry Kapasitas Produksi 60.000 ton/tahun C (Clearance) = PT – ODT

(Kern, hal.138)

= 0,0762 - 0,06096 = 0,01524 m AT (Flow area tube) =

=

π.IDT 2 .N T 4 3,14159.(0,06096) 2 .166 4

= 1,937 m2 Susunan tube yang dipilih adalah triangular pitch, dengan alasan : a. Turbulensi yang terjadi pada susunan tube segitiga sama sisi lebih besar dibandingkan dengan susunan bujur sangkar, karena fluida yang mengalir di antara pipa yang letaknya berdekatan akan langsung menumbuk pipa yang terletak pada deretan berikutnya. b. Koefisien perpindahan panas konveksi (h) pada susunan segitiga 25 % lebih tinggi dibandingkan dengan fluida yang mengalir dalam shell pada susunan tube segi empat. (Agra, hal. 7-73) F. Menentukan Dimensi Shell IDS

=

2.N T .0,5.sin 60.PT2 π 4

=

8.166.0,5.0,866.(0,0762) 2 3,14159

=1,0312 m


Prarancangan Pabrik 1,3-Butadiena Dari n-Butana Dengan Proses Houdry Kapasitas Produksi 60.000 ton/tahun B

= (0,2 ~ 1 ) . IDS

(Kern, hal.129)

= 0,2 . 1,0312 = 0,206 m De

=

4(PT2 .0,5.0,86 − 1 / 8.π .ODT 2 ) 0,5.π .ODT

(Kern, pers. 7.5)

8 {(0,0762) 2 .0,5.0,86 − 0,125.3,14159.(0,06096) 2 } = 3,14159.0,06096

= 0,04339 m AS

=

IDS.C.B PT

=

1,0211.0,01524.0,2062 0,0762

(Kern, pers. 7.1)

= 0,04253 m2 IDS

: Diameter dalam shell, m

B

: Jarak baffle, m

De

: Diameter efektif shell, m

AS

: Flow area shell, m2

G. Menghitung Bilangan Reynold (Re) di Shell dan Tube

Bilangan Reynold di Shell (Res) Gs

=

Wp 27100 = AS 0,04253

= 637251,84 kg/m2.jam Wp diperoleh dari program matlab. Res

=

Gs.De µs

(Kern, hal.150)



=

637251,84.0,032 0,0748

= 864073,669 Res

: Bilangan Reynold shell

Wp

: laju alir massa pemanas, kg/jam

µs

: viskositas pemanas, kg/m.jam

Bilangan Reynold di Tube (Ret) Gt

=

WT 10229,44 = AT 1,937

= 5281,101 kg/m2.jam WT diperoleh dari perhitungan Neraca Massa Ret

=

Dp . Gt µ camp

=

5281,10.0,32 0,0748

(Hill, 1977)

= 225,9 Kisaran Ret = 30 ~ 5000

(Smith J.M., hal. 413)

Ret

: Bilangan Reynold tube

Dp

: diameter partikel katalis, m

WT

: laju alir massa gas total, kg/jam

µ camp: viskositas gas campuran, kg/m.jam

H. Menghitung Koefisien Perpindahan Panas Shell side 1

ho

⎡ k ⎤ ⎡ Cp .µ ⎤ 3 ⎡ De.G S ⎤ = 0,36. ⎢ S ⎥ . ⎢ S S ⎥ . ⎢ ⎥ ⎣ De ⎦ ⎣ k S ⎦ ⎣ µs ⎦

0 , 55

(Kern, hal.137)


Prarancangan Pabrik 1,3-Butadiena Dari n-Butana Dengan Proses Houdry Kapasitas Produksi 60.000 ton/tahun 1

0,086 ⎡ 2,1771.0,032 ⎤ 3 0,55 . = 0,36. ⎥ . (864073,6689) 0,0434 ⎢⎣ 0,086 ⎦ = 354,6686 kJ/jam.m2.oK Tube side, persamaan Leva :

hi

⎡ k camp ⎤ .e = 0,813. ⎢ ⎣ IDT ⎥⎦

0,1444 .e = 0,813. 0,0483

−6.Dp IDT

⎡ Dp.Gt ⎤ . ⎢ ⎥ ⎣ µcamp ⎦

-6.0,0032 0,0483

0,9

(Perry, pers. 11-50a)

. (225,930)0,9

= 214,6088 kJ/jam.m2.oK hio

= hi .

IDT ODT

= 214,6088 .

(Kern, pers. 6.5) 0,0483 0,06096

= 170,0394 kJ/jam.m2.oK UC

=

h io . h o h io + h o

=

170,0394 . 354,6686 170,0394 + 354,6686

(Kern, pers. 6.7)

= 114,9356 kJ/jam.m2.oK UD

=

UC 1 + R D .U C

=

114,9356 1 + 7,33803.10 −5.114,9356

(Kern, pers. 6.10)

= 113,9743 kJ/jam.m2.oK ho

: koefisien perpindahan panas di shell, kJ/jam.m2.oK

kS

: konduktivitas panas pemanas, kJ/jam.m.oK

CpS

: kapasitas panas pemanas, kJ/kg.oK



hi

: koefisien perpindahan panas di tube, kJ/jam.m2.oK

UC

: koefisien perpindahan panas overall saat bersih, kJ/jam.m2.oK

UD

: koefisien perpindahan panas overall saat kotor, kJ/jam.m2.oK

RD

: Dirt factor

: 0,0015 ft2. jam.ft2.oF/Btu : 7,33803.10-5 jam.m2.oK/kJ (Perry, Tabel 11-3)

I.

Menghitung Pressure Drop (∆P) di Shell dan Tube Shell side

∆PS

=

f.G S2 .(N + 1).IDS 5,22.1010.De.Sg

=

0,0018.(637251,842) 2 .23.1,0312 5,22.1010.0,0434.1

(Kern, pers. 7.44)

= 7,5189 psi = 0,5115 atm ∆PS

: pressure drop di shell, atm

f

: friction factor (fig.29 Kern) : 0,0018 ft2/in2

N

: jumlah baffle =

Sg

: Spesific Gravity pemanas

Z 4,500 = = 21,82 B 0,2062

(ambil 22)

Tube side, persamaan Ergun : (P0 − PZ ) IDT ε 3 150 .(1 − ε) . .ρ. = + 1,75 2 Z (1 − ε) Gt Dp. Gt µ camp

P0

: tekanan reaktor saat Z = Z0, atm

PZ

: tekanan reaktor saat Z = Z, atm

ρ

: densitas campuran gas, kg/m3

(Hill,1977)



ε

: porositas katalis

Dari program matlab, diperoleh P keluar reaktor (PZ) = 0,9934 atm Jadi

∆PT

= P0 – PZ = 1 – 0,9934 = 0,0066 atm

J. Menyusun Neraca Massa dan Panas Sekitar Elemen Volume

a. Neraca Massa gas n-butana pada elemen volume pada kondisi steady :

Rate of in – out – reaksi

= acc

FA Z – FA Z+∆Z - r1 . ∆W

= 0

FA Z – FA Z+∆Z = r1 . ∆V . ρb FA Z+∆Z – FA Z = - r1 . A . ∆Z . ρb FA Z+ ∆Z − FA Z π = - r1 . . IDT2 . ρb ∆Z 4 ∆Z → 0 lim

- FA0 .

dFA dZ

= - r1 .

dX A dZ

= - r1 .

dX A dZ

=

π 4

π 4

. IDT2 . ρb

. IDT2 . ρb

r1 .π . IDT 2 . ρ b 4 . FA0



Untuk NT buah tube : dX A dZ

r1 .π . IDT 2 . ρ b = . NT 4 . FA0

dX A dZ

: perubahan konversi butana tiap increment panjang reaKtor

r1

: laju reaksi pertama, kmol CH3OH terkonversi/kg kat.jam

ρb

: Bulk Density katalis, kg/m3

FA0

: laju alir mol mula-mula n-butana, kmol/jam

b. Neraca Panas pada elemen volume pada kondisi steady :

Rate of in – out + reaksi – panas yang ditransfer pemanas = acc Σ Hi Z - Σ Hi Z+∆Z + (-∆HR) . FA0 . ∆XA – UD . A . (T - Tp) = 0 Σ Hi Z+∆Z - Σ Hi Z = (-∆HR) . FA0 . ∆XA – UD . A . (T - Tp) Σ Hi Z+∆Z - Σ Hi Z = (-∆HR) . FA0 (X A Z+∆Z – XA Z) - UD . π. ODT . ∆Z (T - Tp)

lim ∑ H i Z+ ∆Z − ∑ H i Z lim X A Z+ ∆Z − Z A Z = (-∆HR).FA0. - UD.π.ODT (T - Tp) ∆Z ∆Z ∆Z→0 ∆Z→0 dX A ∑ dH i = (-∆HR). FA0 . - UD .π. ODT (T - Tp) dZ dZ

Σ (Fi.Cpi)

dT = dZ

dX A dT = (-∆HR). FA0 . - UD .π. ODT (T - Tp) dZ dZ

(−∆H R ) . FA0 .

dX A − U D .π . ODT (T − Tp) dZ ∑(Fi .Cp i )



Untuk NT buah tube : dT = dZ

(−∆H R ) . FA0 .

dX A − U D .π . ODT (T − Tp) . N T dZ ∑(Fi .Cp i )

dT dZ

: perubahan temperatur tiap increment panjang reaktor

∆ HR

: panas reaksi pada suhu reaksi, kJ/kmol

Tp

: suhu pemanas, oK

Fi

: mol masing-masing komponen, kmol/jam

Cpi

: kapasitas panas tiap komponen, kJ/kg.oK

c. Neraca Panas pemanas Rate of in – out + panas yang diserap pemanas

= acc

Wp.Cpp.Tp Z – Wp.Cpp.Tp Z+∆Z + UD . A . (T - Tp) = 0 Wp.Cpp (Tp Z - Tp Z+∆Z) Tp Z+∆Z - Tp Z = lim Tp ∆Z → 0

dTp dZ

U D .π . ODT . ∆Z (T − Tp) Wp .Cpp

− Tp ∆Z

Z + ∆Z

=

= - UD . π. ODT . ∆Z (T - Tp)

Z

=

U D .π . ODT (T − Tp) Wp .Cpp

U D .π . ODT (T − Tp) Wp .Cpp

Untuk NT buah tube : dTp dZ

=

U D .π . ODT (T − Tp) . NT Wp .Cpp

dTp dZ

: perubahan suhu pemanas

Wp

: laju alir massa pemanas, kg/jam

Cpp

: kapasitas panas pemanas, kJ/kmol.oK


Prarancangan Pabrik 1,3-Butadiena Dari n-Butana Dengan Proses Houdry Kapasitas Produksi 60.000 ton/tahun K. Menghitung Berat Katalis yang diperlukan (W)

W

= V . ρb . NT kg =

=

π 4

. IDT2 . Z . ρb . NT

3,14159 . (0,04826)2 . 4,5 . 550,9 . 166 4

= 752,762 kg L. Menghitung Waktu Tinggal (t)

t

=

Z . AT WT

. 3600

ρ camp

= 0,9534 detik ρ camp =

dengan

P . BMcamp R .T

= 0,3108 kg/m3 t

: waktu tinggal, detik

ρ camp : densitas gas campuran

R

: konstanta gas ideal : 0,082057 m3.atm/kmol.oK

P

: tekanan gas saat Z = Z, atm

T

: temperatur gas saat Z = Z, oK

M. Menghitung Tebal Shell (ts)

Tebal shell dihitung dengan persamaan berikut : ts

=

P . ri +C f .E − 0,6 . P

ts

: tebal shell minimum, in

P

: design pressure, psi

(Brownell, pers. 13.1)



ri

: jari-jari dalam shell (0,5.IDS)

f

: maximum allowable stress (Tabel 13.1 Brownell), psi

E

: efisiensi pengelasan (Tabel 13.2 Brownell)

C

: corrosion allowance, in

Direncanakan bahan yang digunakan untuk shell terbuat dari low alloy steel SA 301 grade C, dengan spesifikasi : f

: 1550 psi

E : 0,8 (double-welded butt joint) C : 0,125 in Faktor keamanan : 20 % P : 1 atm . 14,7

psi . 120 % = 17,64 psi atm

ri : 40,5945 . 0,5 =20,2972 in ts

=

17,64.20,2972 + 0,125 1550.0,8 − 0,6.17,64

= 0,518 in Digunakan tebal shell standart ODS = IDS + 2ts = 40,5945 + (2.

1

2

1

2

in.

) = 41,6319 in

N. Menghitung Tebal dan Tinggi Head

Bahan yang digunakan untuk head sama dengan bahan shell yaitu low alloy steel SA 310 grade C, dan head yang dipilih berbentuk flanged and standard dished head, karena cocok digunakan untuk tekanan atmosferis.

(Brownell, hal.87)



Tebal head dihitung dengan persamaan : th

=

0,885 . rC . P +C f . E − 0,1. P


th

: tebal head, in

rC

: jari-jari dalam spherical, in

Untuk flanged and standard dished head, th

rC = OD = 40,9731 in

0,885.41,3481.17,64 + 0,125 1550.0,8 − 0,1.17,64

=

= 0,6416 in Digunakan tebal head standart

3

Berdasarkan table 5.6 Brownell, didapatkan

4

in.

sf =1,5 ~ 3,5 (ambil 3 in) icr = 2,25

Tinggi head (OA) dihitung dengan cara sebagai berikut :

OD

b

OA

icr sf

B

A

rC th

ID a

C



a

=

IDS 40,5981 = = 20,2990 in 2 2

AB = a – icr = 20,2990 – 2,25 = 18,049 in BC = rC – icr = 41,3481 – 2,25 = 38,7231 in AC = b

( BC 2 − AB 2 ) = 34,2595 in

= rC – AC = 41,3481 – 34,2595 = 7,0886 in

OA (tinggi head) = th + b + sf = 0,75 + 7,0886 + 3 = 10,8386 in = 0,2753 m

O. Menghitung Tinggi Reaktor (Hr) dan Volume Reaktor

Tinggi reaktor Tinggi reaktor (Z)

= 4,5 m

(hasil program matlab)

= 176,85 in Volume reaktor diperoleh dari volume shell ditambah 2 kali volume head. Volume head = 0,000049 . IDS3


= 0,000049 . (40,5981)3 = 3,2788 in3 Volume shell =

=

π 4

. IDS2 . Z

3,14159 .(40,5981)2. 176,85 4

= 228815,9808 in3 = 3,7496 m3



Volume reaktor

= volume shell + 2.volume head = (228815,9808 + 2 . 3,2788) in3 = 228822,5384 in3 = 3,750 m3

P. Menghitung Diameter Pipa Pemasukan dan Pengeluaran Reaktor dan Pipa Pemanas

∗ Diameter pipa pemasukan gas Debit gas masuk reaktor

=

WT

ρ0

=

10229,44 0,31079

= 32914,3151 m3/jam = 32,2875 ft3/detik = 0,31079 kg/m3 = 0,0194 lbm/ft3

Densitas gas umpan

Diameter optimum (Dopt)

= 3,9 . Q0,45. ρ 0,13

(Walas, pers. 6.32)

= 3,9 . (32,2875)0,45.( 0,0194)0,13 = 11,157 in Digunakan diameter pipa standart (Apendix K, Brownell) dengan spesifikasi :

OD

= 12,75 in

ID

= 11,376 in

SN

= ST (Standart Wright) = 80

∗ Diameter pipa pengeluaran gas Debit gas keluar reaktor

=

WT

ρ

=

10229,44 0,3289

= 31095,2059 m3/jam = 30.503 ft3/detik



Densitas gas keluar

= 0,3216 kg/m3 = 0,0201 lbm/ft3


= 3,9 . Q0,45. ρ 0,13

(Walas, pers. 6.32)

= 3,9 . (30,503)0,45 . (0,0201)0,13 = 10,9239 in Digunakan diameter pipa standar (Apendix K, Brownell) dengan spesifikasi :

OD

= 12,75 in

ID

= 11 in

SN

= XS (Extra Strong)

∗ Diameter pipa pemasukan dan pengeluaran pemanas Direncanakan pipa pemasukan dan pengeluaran pemanas berukuran sama, karena debit dan densitas dianggap tetap. Debit pemanas masuk

=

Wp 27580 = ρp 842,54365

= 32,7342 m3/jam = 0,3211 ft3/detik Densitas pemanas

= 52,6 lbm/ft3


= 3,9 . Q0,45. ρ 0,13 = 3,9 . (0,3211)0,45 . (52,6)0,13 = 3,915 in

Digunakan diameter pipa standar (Apendix K, Brownell) dengan spesifikasi :

OD

= 4,0 in

ID

= 4,0 in

SN

= 40 ST 40 S



Gambar Rancangan Reaktor ODin

th h

B

Z ts

ODp

ODout IDS

Gambar Rancangan Reaktor

function dYdZ=arumwulandhanie(Z,Y)


Prarancangan Pabrik 1,3-Butadiena Dari n-Butana Dengan Proses Houdry Kapasitas Produksi 60.000 ton/tahun global FAo FBo FEo Xo To TPo Po IDS IDT ODT Nt Ntb WT RHOBULK Pt C B WP Nsh RD EPS DP CPP KP VP Tr RG DHR01 DHR02 DHR03 X1 X2 % % % % %

Keterangan Y Y(1) = X Y(2) = T Y(3) = TP Y(4) = P

% NERACA MOL X1=0.94*Y(1); X2=0.9*Y(1); FA=FAo*(1-Y(1)); FB=((FBo+(FAo*X1))-((FBo+(FAo*X1))*X2)); FC=FBo+(FAo*X1)*X2; FD=(FAo*X1)+(FBo*X2); FE=FEo; FT=FA+FB+FC+FD+FE; % FRAKSI MOL KOMPONEN xmolA=FA/FT; xmolB=FB/FT; xmolC=FC/FT; xmolD=FD/FT; xmolE=FE/FT; % MASSA KOMPONEN(Kg/jam) massaA=FA*58.123; massaB=FB*56.107; massaC=FC*54.092; massaD=FD*2.016; massaE=FE*58.123; sigmamassa=massaA+massaB+massaC+massaD+massaE; %FRAKSI MASSA KOMPONEN xmassaA=massaA/sigmamassa; xmassaB=massaB/sigmamassa; xmassaC=massaC/sigmamassa; xmassaD=massaD/sigmamassa; xmassaE=massaE/sigmamassa; BMRATA=xmolA*58.123+xmolB*56.107+xmolC*54.092+xmolD*2.016+xmolE *58.123; %DATA Cp (kJ/(kmol.K)); CPA = [20.056 2.815e-1 -1.314e-5 -9.4571e-8 3.4149e-11]; CPB = [24.915 2.0648e-1 5.9828e-5 -1.4166e-7 4.7053e-11]; CPC = [18.835 2.0473e-1 6.2485e-5 -1.7148e-7 6.0858e-11]; CPD = [25.399 2.0178e-2 -3.8549e-5 3.1880e-8 -8.7585e-12]; CPE = [6.7772 3.415e-1 -1.027e-4 -3.6849e-8 2.0429e-11]; CPTotal = [CPA;CPB;CPC;CPD;CPE]; fraksimol = [xmolA xmolB xmolC xmolD xmolE ]'; %MENGHITUNG Cp KOMPONEN Tantoine = [1 Y(2) Y(2)^2 Y(2)^3 Y(2)^4]'; CPi= CPTotal*Tantoine; Cprat = CPi'*fraksimol; %MENGHITUNG INTEGRAL KAPASITAS PANAS PADA UMPAN MASUK(To) CPT0 = [CPA;CPB;CPC;CPE]; INT0 = [Tr-To 1/2*(Tr^2-To^2) 1/3*(Tr^3-To^3) 1/4*(Tr^4-To^4) 1/5*(Tr^5-To^5)]'; ICPT0 = CPT0*INT0; %MENGHITUNG INTEGRAL KAPASITAS PANAS PADA INTERVAL PANJANG(Tz)


Prarancangan Pabrik 1,3-Butadiena Dari n-Butana Dengan Proses Houdry Kapasitas Produksi 60.000 ton/tahun INTz

=

[Y(2)-Tr 1/2*(Y(2)^2-Tr^2) 1/3*(Y(2)^3-Tr^3) 1/4*(Y(2)^4-Tr^4) 1/5*(Y(2)^5-Tr^5)]'; ICPTz = CPTotal*INTz; %MENGHITUNG ENTHALPHI REAKSI DHrtotal=DHR01+DHR02; %MENGHITUNG PANAS YANG DIBAWA UMPAN (Kj/jam) Qin = FAo*ICPT0(1)+FBo*ICPT0(2)+ FCo*ICPT0(3)+ FEo*ICPT0(4); %MENGHITUNG PANAS YANG DIBAWA PRODUK (Kj/jam) Qout=FA*ICPTz(1)+FB*ICPTz(2)+FC*ICPTz(3)+FD*ICPTz(4)+FE*ICPTz(5); %MENGHITUNG PANAS REAKSI(Kj/jam) QR = FAo * (0.94 * (DHR01) + 0.9 * (DHR02)); %MENGHITUNG PANAS YANG DIHASILKAN TUBE(Kj/jam) Qtube = Qout+QR-Qin %MENGHITUNG PANAS YANG DISERAP PEMANAS(Kj/jam) QP=Qtube; WP=QP/(CPP*(Y(3)-Tr)) FCp=FA*CPi(1)+FB*CPi(2)+FC*CPi(3)+FD*CPi(4)+FE*CPi(5); %DATA VISKOSITAS(micropoise) %Konversi ke kg/m.j, dikalikan 10^-7*3600 % Vis = Vis(1)*T^2 + Vis(2)*T + Vis(3) VA = [-4.946 2.9001e-1 6.9665e-5]; VB = [-9.143 3.1562e-1 -8.4164e-5]; VC = [10.256 2.6833e-1 -4.1148e-5]; VD = [27.758 2.1200e-1 -3.2800e-5]; VE = [-4.731 2.9131e-1 -8.0995e-5]; Vi =[VA;VB;VC;VD;VE]; Tvis=[1 Y(2) Y(2)^2]'; VAi=Vi*Tvis*3600e-07; VIS=(xmassaA/VAi(1))+(xmassaB/VAi(2))+(xmassaC/VAi(3))+(xmassaD /VAi(4))+(xmassaE/VAi(5)); Vrat=1/VIS; % KONDUKTIVITAS PANAS(Kj/m jam K) KAI =[-0.00182 1.9396e-5 1.38180e-7]; KBI =[-0.00293 3.0205e-5 -1.0192e-7]; KCI =[-0.00085 7.1537e-6 1.6202e-7]; KDI =[ 0.00309 7.5930e-5 -1.1014e-8]; KEI =[-0.00115 1.4943e-5 1.49210e-7]; KT=[KAI;KBI;KCI;KDI;KEI]; Tkond=[1 Y(2) Y(2)^2]'; Ki=KT*Tkond*3.6; Krat=(xmassaA*Ki(1))+(xmassaB*Ki(2))+(xmassaC*Ki(3))+(xmassaD*K i(4))+(xmassaE*Ki(5)); % MENGHITUNG KECEPATAN REAKSI K1=(exp(-73900/(4.575*Y(2)))+16.43); K2=(exp(-60000/(4.575*Y(2)))+15.27); PA=(xmolA)*Y(4); PB=(xmolB)*Y(4); R1=(K1*PA); R2=(K2*PB); Rtotal=R1+R2; At=(pi*(IDT^2)*Nt)/(4*Ntb); Ash=(IDS*C*B)/(Pt*Nsh); Gs=WP/Ash; Gt=WT/At; Des=((4*0.5*Pt*0.86*Pt)-(4*0.5*pi*(ODT^2)/4))/(0.5*pi*ODT); Ret=IDT*Gt/Vrat; Res=Des*Gs/VP; HI = (0.813)*(Ret^.8)*((Cprat*Vrat)/ Krat)^(1/3)*(Krat/IDT);


Prarancangan Pabrik 1,3-Butadiena Dari n-Butana Dengan Proses Houdry Kapasitas Produksi 60.000 ton/tahun HO = (.36)*(Res^.55)* ((CPP * VP/KP)^(1/3))*(KP/Des); HIO = HI * (IDT / ODT); UC = (HIO * HO) / (HIO + HO); UD = UC / (1 + (RD * UC)); RHO=5e9; %RHO=(Y(4)*BMRATA)/(RG*Y(2)) ALT=((pi / 4) * IDT ^ 2) * (1 - EPS) * Nt; B1 = (UD*pi*ODT*(Y(2)- Y(3))); %PERSAMAAN DIFFERENSIAL dYdZ(1)=(ALT*(Rtotal))/FAo; dYdZ(2)=((-DHrtotal*FAo*dYdZ(1)+B1))/FCp; dYdZ(3)=B1*Nt/(WP * CPP); dYdZ(4)=-((Gt/DP/RHO)*((1-EPS)/(EPS^3))*((150*(1EPS)*Vrat/DP/Gt)+1.75)); dYdZ=[dYdZ(1) dYdZ(2) dYdZ(3) dYdZ(4)]; dYdZ=dYdZ';

% NAMA : ARUM WULANDHANIE

I0502011


Prarancangan Pabrik 1,3-Butadiena Dari n-Butana Dengan Proses Houdry Kapasitas Produksi 60.000 ton/tahun % reaktor fixed bed multitube pabrik butadiena clear all clc global FAo FBo FEo Xo To TPo Po IDS IDT ODT Nt Ntb WT RHOBULK Pt C B WP Nsh RD EPS DP CPP KP VP Tr RG DHR01 DHR02 A B % % % % %

A=n_butana B=butena C=butadiena D=Hidrogen E=i-butana

%REAKSI % n_C4H10 % C4H8

--------->C4H8 + --------->C4H6 +

%DATA UMPAN REAKTOR Xo = 0.0003; To = 873.15; TPo= 1000; Po = 1.0; FAo = 153.0343; FBo =11.21716; FCo =0.209343; FEo = 11.93925;

H2 ......1 H2 ......2

% konversi mula-mula % suhu mula-mula (K) % suhu pemanas(K) % Tekanan mula-mula (Atm) % kmol/jam % kmol/jam % kmol/jam % kmol/jam

%DATA OPERASIONAL IDTin =1.9; % diameter dalam tube (inc) ODTin =2.4; % diameter luar tube (inc) EPS = 0.8; % porositas tumpukan DP = 0.0032; % diameter partikel (m) RG = 0.082; % konstanta gas ideal (Atm.m3/mol.K) Tr = 298; % suhu referensi (K) IDT = IDTin*0.0254; % diameter dalam tube (m) ODT = ODTin*0.0254; % diameter luar tube (m) Nt =166; % jumlah tube Ntb=1; % jumlah tube pass Nsh = 1; % jumlah shell pass WT = 10229.44; % laju umpan reaktan (kg/jam) RHOBULK = 550; % densitas katalis (kg/m3) Pt=1.25*ODT; % pitch (m) C = Pt-ODT; % clearance (m) IDS=sqrt((2*Nt*0.5*sin(60*pi/180)*Pt^2)/(pi/4)) B = 0.25*IDS; % bafle spacing (m) RD = 7.33803E-5; % dirt factor (jam m2 K/kj) DHR01=4.28225E+7; DHR02=6.00853E+7; %DATA PEMANAS CPP = 2.1771; VP = 0.032; KP = 0.086;

% kapasitas panas pemanas (kj/kmol K) % viskositas pemanas (kg/m jam) % konduktivitas pemanas (Kj/m jam K)

%MENYUSUN PD SIMULTAN Zo =(0:0.5:10); Yo = [Xo To TPo Po]; [Z,Y]=ode45('wulandhanie1',Zo,Yo);


Prarancangan Pabrik 1,3-Butadiena Dari n-Butana Dengan Proses Houdry Kapasitas Produksi 60.000 ton/tahun X=Y(:,1); T=Y(:,2); TP=Y(:,3); P=Y(:,4); disp(' ') disp('Hasil Perhitungan Bed ') disp('------------------------------------------------------') disp('Tinggi Konversi Temperature Tpemanas Pressure ') disp(' (m) (K) (K) (Atm) ') disp('=======================================================') for i = 1:10 fprintf('%8.4f %10.4f %13.4f %13.4f%13.4f\n',[Z(i) X(i)T(i)TP(i) P(i)]) end disp('-----------------------------------------------------') figure (1); plot (Z,Y(:,1),'black-'); title ('Distribusi Konversi'); xlabel ('panjang (m)');; ylabel ('Konversi') figure (2); plot (Z,Y(:,2),'black-'); title ('Distribusi Temperatur'); xlabel ('panjang (m)'); ylabel ('Temperatur (K)'); figure (3); plot (Z,Y(:,3),'black-'); title ('Distribusi Tpemanas'); xlabel ('panjang (m)'); ylabel ('Tpemanas (K)'); figure (4); plot (Z,Y(:,4),'black-'); title ('Distribusi Tekanan'); xlabel ('panjang (m)') ylabel ('tekanan(Pa)')



Hasil Perhitungan Bed -----------------------------------------------------------------Tinggi Konversi Temperature Tpemanas Pressure (m) (K) (K) (Atm) ========================================== 0.0000 0.0003 873.1500 1000.0000 1.0000 0.5000 0.0421 870.9396 978.8841 0.9993 1.0000 0.1027 867.8196 961.3639 0.9985 1.5000 0.1862 863.5493 946.5616 0.9978 2.0000 0.2940 858.0092 933.7540 0.9971 2.5000 0.4222 851.3405 922.3317 0.9963 3.0000 0.5599 844.0203 911.7871 0.9956 3.5000 0.6932 836.7568 901.7562 0.9949 4.0000 0.8095 830.2446 892.0771 0.9942 4.5000 0.9021 824.9146 882.7903 0.9934 ------------------------------------------------------------------


Keterangan Gambar : R S CP F T D K P ACC REB HE

: Reaktor : Separator : Kondenser Parsial : Furnace : Tangki penyimpan : Menara Distilasi : Kompresor : Pompa : Akumulator : Reboiler : Heat Exchanger

Instrument : FC LC LI TC PIC

: Flow Controller : Level Controller : Level Indicator : Temperature Controller : Pressure Controller

: Diaphragm Motor Valve : Nomor Arus : Suhu, °C : Tekanan, atm

No 1 2 3 4 5 6 7

Arus Komp nC4H10 iC4H10 C4H8 C4H6 H2 H2O C3H7NO Total

1 kg 8500.82 173.49 8674.31

2 kg 8894.82 693.94 629.35 11.32 10229.44

3 kg 8894.82 693.94 629.35 11.32 10229.44

4 kg 533.69 693.94 870.04 7560.54 571.22 10229.43

5 kg 0.53 0.69 0.87 7.56 571.22 580.88

6 kg 533.16 693.25 869.17 7552.98 9648.55

7 8 9 10 11 kg kg kg kg kg 525.32 7.83 7.83 693.25 839.14 30.03 30.03 15.10 7545.42 7537.88 7.55 154.38 5.00E-03 154.38 5.00E-03 77034.02 1.00E-02 77034.01 1.00E-02 2072.81 84771.68 7575.7576 77195.93 0.02

-

12 kg

7.55 154.38 77034.03 77195.95

13 kg 393.99 520.46 629.35 11.32 1555.13

14 kg 131.33 172.79 209.78 3.77 517.68

DIAGRAM ALIR PRARANCANGAN PABRIK 1,3-BUTADIENA PROSES HOUDRY DARI BUTANA KAPASITAS 60.000 TON/TAHUN

JURUSAN TEKNIK KIMIA FAKULTAS TEKNIK UNIVERSITAS SEBELAS MARET SURAKARTA

Dikerjakan Oleh : ARUM WULANDHANIE NIM. I0502011

Dosen Pembimbing : Ir. SAMUN TRIYOKO NIP. 131 472 646

TAHUN

Recommend Documents