TAHUN

NASKAH PUBLIKASI HALAMAN JUDUL PRARANCANGAN PABRIK MALEIC ANHYDRIDE DARI n-BUTANA DAN UDARA KAPASITAS 25.000 TON/TAHUN

Diajukan untuk Memenuhi Persyaratan Meraih Gelar Sarjana Teknik Strata-1 pada Program Studi Teknik Kimia Fakultas Teknik Universitas Muhammadiyah Surakarta

Oleh : Aulia Firda Alfiana D 500 100 040

Dosen Pembimbing : Ir.Herry Purnama, M.T., Ph.D. Rois Fatoni, S.T., M.Sc., Ph.D.

PROGRAM STUDI TEKNIK KIMIA FAKULTAS TEKNIK UNIVERSITAS MUHAMMADIYAH SURAKARTA 2014

INTISARI Maleic anhydride dibuat dengan cara mereaksikan n-butana dan udara pada suhu 390oC dan tekanan diatas atmosferis (2 atm) di dalam reaktor fixed bed multitube yang berisi katalis vanadium phosphorus oxide (VPO), reaksi yang terjadi merupakan reaksi eksotermis dan non adiabatis. Hasil samping dari reaksi tersebut adalah karbonmonoksida dan karbondioksiada. Pabrik maleic anhydride dengan bahan baku n-butana dan udara dengan kapasitas 25.000 ton per tahun direncanakan beroperasi selama 24 jam per hari dan 330 hari per tahun. Kebutuhan n-butana untuk pabrik ini sebanyak 2.825,7339 kg/jam. Produk yang dihasilkan berupa maleic anhydride sebanyak 3.156,5657 kg/jam. Utilitas pendukung proses meliputi penyediaan air sebesar 10.884,5259 kg/jam yang diperoleh dari air sungai Mahakam, penyediaan saturated steam sebesar 17.676,9972 kg/jam yang diperoleh dari boiler. Kebutuhan bahan bakar solar baik unuk generator, boiler dan furnace sebesar 940,9311 kg/jam, kebutuhan udara tekan sebesar 2.884 kg/jam, kebutuhan listrik diperoleh dari PLN dan generator sebesar 840,6178 kW. Pabrik ini direncanakan berdiri di kawasan Bontang, Kalimantan Timur dengan luas tanah 13.956 m2 dan jumlah karyawan sebanyak 116 orang. Pabrik maleic anhydride direncanakan mulai dikonstruksi pada tahun 2020. Pabrik ini menggunakan modal tetap sebesar Rp 252.012.012.276 dan modal kerja sebesar Rp. 158.596.768.820. Dari analisis ekonomi terhadap pabrik ini menunjukkan keuntungan sebelum pajak Rp 116.506.567.516 per tahun setelah dipotong pajak 25 % keuntungan mencapai Rp 87.379.925.637. Percent Return On Investment (ROI) sebelum pajak 46,23% dan setelah pajak 34,67%. Pay Out Time (POT) sebelum pajak 1,78 tahun dan setelah pajak 2,24 tahun. Break Even Point (BEP) sebesar 40,75%, dan Shut Down Point (SDP) sebesar 21,68 % dan Discounted Cash Flow (DCF) terhitung sebesar 42,80%. Dari data analisis kelayakan di atas disimpulkan, bahwa pabrik maleic anhydride dari nbutana dan udara dengan kapasitas 25.000 ton/tahun ini menguntungkan dan layak untuk didirikan.

Hal

A. PENDAHULUAN Indonesia merupakan negara

tersebut

sedikitnya

dikarenakan produsen

masih maleic

yang memiliki kekayaan Sumber

anhydride di kawasan negara-negara

Daya Alam (SDA) yang sangat

berkembang

melimpah.

Dengan

Sehingga

pada

era

khususnya

didirikan

pabrik

maleic

industrialisasi ini, diharapkan banyak

anhydride

didirikan industri pembuatan bahan

dalam

mentah yang diolah menjadi produk

menutupi kebutuhan impor, memacu

tertentu

perkembangan

dan

dapat

ketergantungan

mengurangi

impor

dari

luar

diharapkan

Asia.

negeri

menggunakan

kebutuhan

dapat

terpenuhi,

industri maleic

yang

anhydride

negeri. Industri pengolahan bahan

sebagai bahan baku maupun bahan

mentah

penolong

ini

diharapkan

dapat

membantu untuk menyerap tenaga

dan

dapat

melakukan

ekspor keluar negeri.

kerja dan menambah devisa negara serta

meningkatkan

masyarakat

kesejahteraan

Indonesia.

Seperti

B. PERANCANGAN KAPASITAS Dalam menentukan kapasitas

diketahui bahwa negara Indonesia merupakan salah satu penghasil gas

perancangan

pabrik

diperlukan

alam. Sebagian besar gas alam yang

beberapa faktor-faktor yang harus

telah diolah diekspor ke luar negeri.

dipertimbangkan, antara lain:

Karena itu perlu dipikirkan upaya

- Kebutuhan pasar

peningkatan

- Kapasitas minimum pabrik

kegunaan

gas

alam

untuk kepentingan dalam negeri.

- Ketersediaan bahan baku

Salah satu industri kimia yang

Semakin besar kapasitas produksi

merupakan

maka

sektor

industri

yang

kemungkinan

keuntungan

mengolah gas alam yaitu n-butana

juga akan semakin besar. Kapasitas

menjadi maleic anhydride.

perancangan pabrik nantinya akan

Seiring meningkatnya

dengan kebutuhan

semakin maleic

anhydride, maka pendirian pabrik akan membawa dampak yang positif.

mempengaruhi perhitungan secara teknis maupun ekonomis.

C. KONSEP REAKSI

D. TINJAUAN KINETIKA

Secara umum dasar reaksi

Secara

umum,

derajat

dari pembentukan maleic anhydride

kelangsungan suatu reaksi dapat

adalah reaksi oksidasi butana yang

ditentukan oleh konstanta kecepatan

memiliki reaksi utama dan reaksi

reaksi, orde (m+n) dan tekanan

samping sebagai berikut:

parsial gas (Pa). Dengan reaksi yang

Reaksi utama:

terjadi pada pembentukan maleic

C4H10 + 3 ½ O2  C4H2O3 + 4 H2O

anhydride sebagai berikut:

Reaksi samping:

C4H10 + 3 ½ O2  C4H2O3 + 4 H2O

C4H10 + 4 ½ O2  4 CO + 5 H2O

C4H10 + 4 ½ O2  4 CO + 5 H2O

C4H10 + 6 ½ O2  4 CO2 + 5 H2O

C4H10 + 6 ½ O2  4 CO2 + 5 H2O

Dalam

pembuatan

maleic

anhydride yang diperoleh melalui

Maka diperoleh persamaan kecepatan reaksi sebagai berikut:

proses oksidasi n-butana dengan

(

)

menggunakan

bed

(

)

multitube dalam fase gas, diperoleh

(

)

konversi

maleic

(

)

anhydride sebesar 85%, dengan yeild

(

)

(

)

reaktor

butana

fixed

menjadi

50-60% dan selektivitasnya 65-75% (Kirk Othmer, edisi 4, vol. 15). Reaksi

yang

pembentukan merupakan

terjadi maleic

reaksi

ditunjukkan oleh

pada

dengan: k 1, 2, 3 : konstanta laju reaksi (kmol/ kg katalis s Pa)

anhydride eksotermis,

r 1, 2, 3 : laju reaksi (kmol/ kg katalis s Pa)

HoR sebesar -

1239350 kJ/kmol. Dari data tersebut menunjukan

terjadinya

pelepasan

panas,

k diss

(Pa -1)

proses sehingga

k sorpt : konstanta adsorpsi (Pa -1)

dibutuhkan pendingin untuk menjaga kondisi reaktor, adapun pendingin yang digunakan dowtherm A.

: konstanta dissosiasi

dan diperoleh konstanta kecepatan reaksi

pada

pembuatan

maleic

anhydride dengan proses oksidasi

vaporizer yang berupa gas butana

butana sebagai berikut:

kemudian di furnace bersama udara,

-5

k1 : 9,66 x 10 kmol/ kg katalis s Pa

untuk dinaikkan suhunya menjadi

k2 : 1,72 x 10 -5 kmol/ kg katalis s Pa

390oC yang selanjutnya masuk ke

k3: 2,21 x 10 -5 kmol/ kg katalis s Pa

reaktor untuk proses sintesa maleic

k diss : 0,11 x 10 -5 Pa -1

anhydride.

k sorpt : 0,42 x 10 -5 Pa -1

Tahap

sintesa

maleic

anhydride dengan mereaksikan nE. DESKRIPSI PROSES

butana dan oksigen berlangsung pada

Langkah proses pembuatan

kondisi operasi reaksi 390oC tekanan

maleic anhydride dengan oksidasi

diatas atmosferis (2 atm) didalam

butana terbagi menjadi 3 tahap,

reaktor fixed bed multitube dan

yaitu:

katalis vanadium phosphorous oxide

1.

Tahap penyiapan bahan baku

(VPO). Konversi butana menjadi

2.

Tahap

maleic

anhydride

sebesar

85%,

dengan

yeild

50-60%

dan

sintesa

maleic

anhydride 3.

Tahap

pemurnian

dan

recovery Tahap

selektivitasnya

65-75%.

Karena

reaksi yang berlangsung merupakan yaitu

reaksi eksotermis, maka dibutuhkan

penyiapan bahan baku, bahan baku

pendingin untuk menjaga reaksi,

yang berupa LPG butana yang

adapun pendingin yang digunakan

disimpan dalam tangki dalam bentuk

ialah dowtherm A. Produk yang

cair dengan kondisi operasi 19,27 oC

dihasilkan reaktor berupa campuran

tekanan 2 atm, kemudian dialirkan

gas dengan suhu 376,603 oC dengan

menuju vaporizer untuk menguapkan

tekanan 1,76 atm. Produk yang telah

bahan baku butana sehingga fasenya

terbentuk lalu dialirkan ke absorber

berubah menjadi gas.

untuk proses pemurnian.

Udara lingkungan terlebih dengan

pertama

yang dinaikan

dahulu

diambil

tekanannya

menjadi

kompresor.

dari

2

atm

Keluaran

Proses

pemurnian

maleic

anhydride melalui 3 alat, yaitu dengan

absorber,

stripper

1

kemudian stripper 2. Tahap ini

bertujuan untuk memisahkan maleic

mengandung

anhydride dengan produk samping.

anhydride dan 0,5% air.

Campuran gas yang keluar

99,5%

Sedangkan

hasil

absorber

menjadi 1,1 atm dengan expander,

samping dan sedikit produk serta

kemudian didinginkan dengan cooler

bahan yang tidak bereaksi seperti n-

(Co-01) untuk dialirkan ke absorber

butana kemudian di-recycle. Proses

(AB-01)

recycle

bagian

bawah,

sedangkan penjerap yaitu dibuthyl

berupa

atas

dari reaktor diturunkan tekanannya

melalui

yang

maleic

n-butana

ini

produk

dilakukan

dengan chiller dan separator.

phalate lewat melalui bagian atas. Keduanya

dikontakkan

secara

F. SPESIFIKASI ALAT UTAMA

langsung, dimana campuran gas yang berisikan maleic anhydride akan dijerap

oleh

dibuthyl

phtalate.

PROSES 1. Absorber

Maleic anhydride, dibuthyl phtalate

Kode

: AB-01

dan air keluar sebagai hasil bawah

Fungsi

: Menyerap

absorber yang kemudian dialirkan

maleic anhydride hasil reaksi

menuju stripper 1. Dalam stripper 1

dari reaktor

terjadi

Tipe

: Packed tower

maleic anhydride dengan penjerap.

Jumlah

: 1 buah

Penjerap yang keluar melalui bagian

Bahan konstruksi: Carbon steel

bawah akan di recycle kembali ke

SA-283 grade C

absorber dan hasil atas yang kaya

Kapasitas

akan maleic anhydride akan lanjut ke

kg/jam

stripper 2. Stripper 2 digunakan

Kondisi operasi

untuk memurnikan larutan maleic

Suhu

: 250 oC

anhydride dengan air dan sedikit

Tekanan

: 1,08 atm

dibuthyl

Tinggi packing : 7,53 m

proses

pemisahan

phtalate

dari

antara

hasil

pemisahan di stripper 1. Diharapkan

Jenis packing

produk

ring

keluaran

stripper

2

: 94.871,0680

: Rasching

Diameter menara: 4,64 m

Tinggi menara : 9,72 m Tebal shell

: 0,01 m

3. Reaktor

Tebal head

: 0,01 m

Kode

: R-01

Harga

: US$

Fungsi

: Mereaksikan

704.493,62

n-butana

dengan

oksigen

menjadi maleic anhydride Kapasitas

2. Furnace Kode

: Fn-01

kg/jam

Fungsi

: menaikkan

Tipe

: 91.733,5031

: Fixed bed

suhu umpan masuk reaktor dari

multitube

30 oC sampai 390 oC

Jumlah

Kapasitas

Bahan konstruksi : Stainless

: 91.733,5031

kg/jam Tipe

: 1 buah

steel : box type

Kondisi operasi : Suhu

: 390 oC

Tekanan

: 2 atm

Beban panas furnace:

Fase reaksi

: gas-gas

25.018.840,52 Btu/jam

Dimensi

:

Bahan bakar

: solar

Diameter shell : 1,93 m

Bahan bakar

:781,0881

Tinggi shell

: 0,01 m

Tebal head

: 0,32 m

Kondisi operasi Tekanan

: 2 atm

kg/jam NPS

:6

Volume reaktor :15,69 m3

OD

: 0,1683 m

Tinggi reaktor : 5,39 m

ID

: 0,1023 m

Katalis

:

Sch

: 40

Nama

: Vanadium

Lebar

: 6,096 m

Phosphorous Oxide

Tinggi

: 7,62 m

Bentuk

: pellet

Volume

: 544,775 m3

Ukuran

: 0,004 m

Tinggi stack

: 8,5607 m

Tebal isolasi

: 0,01 m

Harga

: US$

Harga

: US$

1.516.782,92

97.648,67

Tipe

: Vertikal

Separator Flash Drum

4. Separator Kode

: Sp-01

Jumlah

: 1 buah

Fungsi

: Memisahkan


gas cair keluaran chiller 01

SA-283 grade C

Kapasitas

Kondisi operasi :

: 86.427,4150

Suhu

: -134 oC

Tekanan

: 1 atm

Separator Flash Drum

Dimensi

:

Jumlah

Diameter

: 5,78 m


Tinggi

: 13,33 m

SA-283 grade C

Volume

: 354,15 m3

Tebal shell

: 0,31 m

kg/jam Tipe

: Vertikal

: 1 buah

Kondisi operasi : o

Suhu

: 16,32 C

Tebal head

: 0,31 m

Tekanan

: 1 atm

Harga

: US$

Dimensi

:

664.827,96

Diameter

: 3,18 m

Tinggi

: 7,51 m

Volume

: 58,95 m

Tebal shell

6. Stripper 3

Kode

: S-01

: 0,25 m

Fungsi

: memisahkan

Tebal head

: 0,25 m

dibutyl phthalate dari maleic

Harga

: US$

anhydride

647.184,31

Kapasitas

: 10.075,2660

kg/jam 5. Separator

Tipe

: Packed tower : 1 buah

Kode

: Sp-02

Jumlah

Fungsi

: Memisahkan


gas cair keluaran chiller 02

SA-283 grade C

Kapasitas

Kondisi operasi :

kg/jam

: 84.795,8020

Suhu

: 107 oC

Tekanan

1 atm

Tinggi packing : 1,79 m Jenis packing

: Berl saddle

G. ANALISIS EKONOMI


Analisa ekonomi berfungsi

Tinggi menara : 3,58 m

untuk mengetahui apakah pabrik

Tebal shell

: 0,02 m

yang

Tebal head

: 0,01 m

menguntungkan atau tidak dan layak

Harga

: US$

atau tidak jika didirikan berdasarkan

137.841,44

akan

didirikan

dapat

evaluasi ekonominya. Berdasarkan evaluasi

7. Stripper

dilakukan

ekonomi pabrik

yang

telah

direncanakan

Kode

: S-02

beroperasi selama 330 hari pertahun

Fungsi

: memurnikan

dengan jumlah karyawan 116 orang,

maleic anhydride

modal

Kapasitas

Rp.252.012.012.276

: 6.953,3888

kg/jam

Modal

tetap

sebesar per

kerja

tahun. sebesar

Tipe

: packed tower

Rp.158.596.765.820

Jumlah

: 1 buah

Setelah dipotong pajak keuntungan

per

tahun.


mencapai

SA-283 grade C

tahun. Percent return on investment

Kondisi operasi :

Rp.87.379.925.637

per

(ROI) sebelum pajak sebesar 46,23% o

Suhu

: 106 C

dan sesudah pajak sebesar 34,67%.

Tekanan

: 1 atm

Pay out time (POT) sebelum pajak

Tinggi packing : 1,82 m

sebesar 1,78 tahun dan setelah pajak

Jenis packing

2,24 tahun. Break event point (BEP)

: Berl saddle


sebesar 40,75%, shut down point

Tinggi menara : 3,79 m

(SDP) sebesar 21,68%, discounted

Tebal shell

: 0,02 m

cash flow (DCF) sebesar 42,80%.

Tebal head

: 0,02 m

Hasil ini dapat ditunjukkan dalam

Harga

: US$

gambar 1.

108.586,37

Gambar 1. Grafik hasil analisis eknomi pabrik maleic anhydride

H. KESIMPULAN 1. Keuntungan sebelum pajak Rp.

116.506.567.516

per

4. BEP

(Break Even Point)

adalah 40,75 % dan SDP

tahun

(Shut Down Point) adalah

Keuntungan setelah pajak Rp.

21,68 %. BEP untuk pabrik

87.379.925.637 per tahun

kimia

2. ROI (Return On Investment) sebelum pajak 46,23 %

pada

umumnya

berkisar antara 40 % - 60 %. 5. DCF (Discounted Cash Flow)

ROI (Return On Investment)

adalah 42,80 %.

sesudah pajak 34,67 %

DCF yang dapat diterima

ROI (Return On Investment)

harus lebih besar dari bunga

sebelum pajak untuk pabrik

pinjaman di bank.

beresiko tinggi minimal 44%. 3. POT (Pay Out Time) sebelum

Dari data hasil perhitungan

pajak 1,78 tahun

analisis ekonomi di atas dapat

POT (Pay Out Time) sesudah

disimpulkan bahwa pabrik maleic

pajak 2,24 tahun

anhydride layak untuk didirikan.

POT (Pay Out Time) sebelum pajak untuk pabrik beresiko tinggi maksimal 2 tahun.

DAFTAR PUSTAKA Anonim. (2010, September). Chemical Engineering Plant Cost Index. Dipetik July 2014, dari http://goliath.ecnext.com Anonim. (2014, July). Matche. Dipetik July 2014, dari http://www.matche.com Anonim. (2011, April 1). Perbedaan LPG, LNG dan Gas Alam. Dipetik May 6, 2014, dari http://teknikmesinunbb.blogspot. com Aries, R., & Newton, R. (1955). Chemical Engineerring Cost Estimation. New York: Mc Graw Hill Book Co. Bird, R., Stewart, W., & Lightfoot, E. (1960). Transport Phenomena. New York: John Wiley and Sons. Brown, G. G. (1978). Unit Operation. New York: John Wiley and Sons. Brownell, L., & Young, E. (1979). Process Equipment Design. New York: John Wiley and Sons.

Hill Internasional Company.

Book

Krick, R., & Othmer, D. (1978). Encycloepedia of Chemical Technology. New York: A Willey Interscience Publication. Ludwig, E. (1964). Applied Process Design for Chemical and Petrochmical Plant. Boston: Gulf Publishing Company. Perry, R. G. (1997). Perry's Chemical Engineer's Handbook. New York: Mc Graw-HillBook Company. Peter, M., & Timmerhaus, K. (2003). Plant Design and Economic for Chemical Engineering. New York: Mc Graw Hill Internasional Book Company. Schneider, A., Emig, G., & Hoffmann, H. (1987). Kinectics Investigation and Reactor Simulation for The Catalityc Gas-Phase Oxidation of nButana to Maleic Anhydride.

Coulson, J., & Richardson, J. (1983). Chemical Engineering Design. Oxford: Pergason Press.

Smith, J., & Van Ness, H. (1975). Introduction to Chemical Engineering Thermodynamics. Tokyo: Mc Graw Hill Kogakusha.

Kern, D. (1950). Process Heat Transfer. New York: Mc Graw

Statistika, B. P. (2012, Desember). Statistika Perdagangan Luar

Negeri Indonesia. Dipetik April 2013, dari http://bps.co.id Sukandar, D. (2011, March 18). Perseroan Terbatas. Dipetik April 2014, dari http://hukum.kompasiana.com Treybal, R. (1980). Mass Trasfer Operation. Tokyo: Mc Graw Hill Kogakusha.

Ulrich, G. (1954). A Guide to Chemical Enguneering Process Design and Economics. Canada: John Wiley and Sons. Yaws, C. (1979). Thermodynamic and Physical Properti Data. Singapore: Mc Graw Hill Book Co.

TAHUN

Recommend Documents