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*** Prarancangan Pabrik 1,3-Butadiena Dari n-Butana Dengan Proses Houdry Kapasitas Produksi 60.000 ton/tahun 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*** Prarancangan Pabrik 1,3-Butadiena Dari n-Butana Dengan Proses Houdry Kapasitas Produksi 60.000 ton/tahun 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. Bab I Pendahuluan*** Prarancangan Pabrik 1,3-Butadiena Dari n-Butana Dengan Proses Houdry Kapasitas Produksi 60.000 ton/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*** Prarancangan Pabrik 1,3-Butadiena Dari n-Butana Dengan Proses Houdry Kapasitas Produksi 60.000 ton/tahun 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*** Prarancangan Pabrik 1,3-Butadiena Dari n-Butana Dengan Proses Houdry Kapasitas Produksi 60.000 ton/tahun 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*** Prarancangan Pabrik 1,3-Butadiena Dari n-Butana Dengan Proses Houdry Kapasitas Produksi 60.000 ton/tahun 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*** Prarancangan Pabrik 1,3-Butadiena Dari n-Butana Dengan Proses Houdry Kapasitas Produksi 60.000 ton/tahun 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) Bab I Pendahuluan*** Prarancangan Pabrik 1,3-Butadiena Dari n-Butana Dengan Proses Houdry Kapasitas Produksi 60.000 ton/tahun 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*** Prarancangan Pabrik 1,3-Butadiena Dari n-Butana Dengan Proses Houdry Kapasitas Produksi 60.000 ton/tahun 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*** Prarancangan Pabrik 1,3-Butadiena Dari n-Butana Dengan Proses Houdry Kapasitas Produksi 60.000 ton/tahun 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) Bab I Pendahuluan*** Prarancangan Pabrik 1,3-Butadiena Dari n-Butana Dengan Proses Houdry Kapasitas Produksi 60.000 ton/tahun 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 Bab I Pendahuluan*** Prarancangan Pabrik 1,3-Butadiena Dari n-Butana Dengan Proses Houdry Kapasitas Produksi 60.000 ton/tahun 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*** Prarancangan Pabrik 1,3-Butadiena Dari n-Butana Dengan Proses Houdry Kapasitas Produksi 60.000 ton/tahun 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 %. Bab I Pendahuluan*** Prarancangan Pabrik 1,3-Butadiena Dari n-Butana Dengan Proses Houdry Kapasitas Produksi 60.000 ton/tahun 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 **** Prarancangan Pabrik 1,3-Butadiena Dari n-Butana Dengan Proses Houdry Kapasitas Produksi 60.000 ton/tahun 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 Prarancangan Pabrik 1,3-Butadiena Dari n-Butana Dengan Proses Houdry Kapasitas Produksi 60.000 ton/tahun 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 **** Prarancangan Pabrik 1,3-Butadiena Dari n-Butana Dengan Proses Houdry Kapasitas Produksi 60.000 ton/tahun 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) Bab II Deskripsi Proses **** Prarancangan Pabrik 1,3-Butadiena Dari n-Butana Dengan Proses Houdry Kapasitas Produksi 60.000 ton/tahun 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) Bab II Deskripsi Proses **** Prarancangan Pabrik 1,3-Butadiena Dari n-Butana Dengan Proses Houdry Kapasitas Produksi 60.000 ton/tahun 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 **** Prarancangan Pabrik 1,3-Butadiena Dari n-Butana Dengan Proses Houdry Kapasitas Produksi 60.000 ton/tahun 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 **** Prarancangan Pabrik 1,3-Butadiena Dari n-Butana Dengan Proses Houdry Kapasitas Produksi 60.000 ton/tahun 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 **** Prarancangan Pabrik 1,3-Butadiena Dari n-Butana Dengan Proses Houdry Kapasitas Produksi 60.000 ton/tahun 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. Bab II Deskripsi Proses **** Prarancangan Pabrik 1,3-Butadiena Dari n-Butana Dengan Proses Houdry Kapasitas Produksi 60.000 ton/tahun 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. Bab II Deskripsi Proses **** Prarancangan Pabrik 1,3-Butadiena Dari n-Butana Dengan Proses Houdry Kapasitas Produksi 60.000 ton/tahun 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 Bab II Deskripsi Proses **** Prarancangan Pabrik 1,3-Butadiena Dari n-Butana Dengan Proses Houdry Kapasitas Produksi 60.000 ton/tahun 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 Bab II Deskripsi Proses **** Prarancangan Pabrik 1,3-Butadiena Dari n-Butana Dengan Proses Houdry Kapasitas Produksi 60.000 ton/tahun 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 Bab II Deskripsi Proses **** Prarancangan Pabrik 1,3-Butadiena Dari n-Butana Dengan Proses Houdry Kapasitas Produksi 60.000 ton/tahun 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 Bab II Deskripsi Proses **** Prarancangan Pabrik 1,3-Butadiena Dari n-Butana Dengan Proses Houdry Kapasitas Produksi 60.000 ton/tahun 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 Bab II Deskripsi Proses **** Prarancangan Pabrik 1,3-Butadiena Dari n-Butana Dengan Proses Houdry Kapasitas Produksi 60.000 ton/tahun 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 Bab II Deskripsi Proses **** Prarancangan Pabrik 1,3-Butadiena Dari n-Butana Dengan Proses Houdry Kapasitas Produksi 60.000 ton/tahun 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 Bab II Deskripsi Proses **** Prarancangan Pabrik 1,3-Butadiena Dari n-Butana Dengan Proses Houdry Kapasitas Produksi 60.000 ton/tahun 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 Bab II Deskripsi Proses **** Prarancangan Pabrik 1,3-Butadiena Dari n-Butana Dengan Proses Houdry Kapasitas Produksi 60.000 ton/tahun 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 Bab II Deskripsi Proses **** Prarancangan Pabrik 1,3-Butadiena Dari n-Butana Dengan Proses Houdry Kapasitas Produksi 60.000 ton/tahun 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 2.4.2.8 Neraca Panas di HE-02 Tabel 2.21 Neraca panas di HE – 02 Arus 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 2.4.2.9 Neraca Panas di HE-03 Tabel 2.19 Neraca panas di HE – 03 Arus 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 Bab II Deskripsi Proses **** Prarancangan Pabrik 1,3-Butadiena Dari n-Butana Dengan Proses Houdry Kapasitas Produksi 60.000 ton/tahun 35 2.4.2.10 Neraca Panas di HE-04 Tabel 2.20 Neraca panas di HE – 04 Arus 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 2.4.2.11 Neraca Panas di HE-05 Tabel 2.21 Neraca panas di HE – 05 Arus 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 Bab II Deskripsi Proses **** Prarancangan Pabrik 1,3-Butadiena Dari n-Butana Dengan Proses Houdry Kapasitas Produksi 60.000 ton/tahun 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 Bab II Deskripsi Proses **** Prarancangan Pabrik 1,3-Butadiena Dari n-Butana Dengan Proses Houdry Kapasitas Produksi 60.000 ton/tahun 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 **** Prarancangan Pabrik 1,3-Butadiena Dari n-Butana Dengan Proses Houdry Kapasitas Produksi 60.000 ton/tahun 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. Bab II Deskripsi Proses **** Prarancangan Pabrik 1,3-Butadiena Dari n-Butana Dengan Proses Houdry Kapasitas Produksi 60.000 ton/tahun 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) Bab II Deskripsi Proses **** Prarancangan Pabrik 1,3-Butadiena Dari n-Butana Dengan Proses Houdry Kapasitas Produksi 60.000 ton/tahun 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 Bab II Deskripsi Proses **** Prarancangan Pabrik 1,3-Butadiena Dari n-Butana Dengan Proses Houdry Kapasitas Produksi 60.000 ton/tahun 41 Bab II Deskripsi Proses **** Prarancangan Pabrik 1,3-Butadiena Dari n-Butana Dengan Proses Houdry Kapasitas Produksi 60.000 ton/tahun 42 Bab II Deskripsi Proses **** Prarancangan Pabrik 1,3-Butadiena Dari n-Butana Dengan Proses Houdry Kapasitas Produksi 60.000 ton/tahun 43 Bab II Deskripsi Proses **** 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 2 nC4H10 iC4H10 C4H8 C4H6 Arus 1 nC4H10 8500,82 kg iC4H10 173,49 kg 8674,31 kg Arus 2 nC4H10 iC4H10 C4H8 C4H6 Arus 14 nC4H10 iC4H10 C4H8 C4H6 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 Prarancangan Pabrik 1,3-Butadiena Dari n-Butana Dengan Proses Houdry Kapasitas Produksi 60.000 ton/tahun 44 Bab II Deskripsi Proses **** 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 Prarancangan Pabrik 1,3-Butadiena Dari n-Butana Dengan Proses Houdry Kapasitas Produksi 60.000 ton/tahun 45 Bab II Deskripsi Proses **** Prarancangan Pabrik 1,3-Butadiena Dari n-Butana Dengan Proses Houdry Kapasitas Produksi 60.000 ton/tahun 46 Bab II Deskripsi Proses **** Prarancangan Pabrik 1,3-Butadiena Dari n-Butana Dengan Proses Houdry Kapasitas Produksi 60.000 ton/tahun 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 Prarancangan Pabrik 1,3-Butadiena Dari n-Butana Dengan Proses Houdry Kapasitas Produksi 60.000 ton/tahun 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 Bab III Spesifikasi Peralatan Proses**** 48 Prarancangan Pabrik 1,3-Butadiena Dari n-Butana Dengan Proses Houdry Kapasitas Produksi 60.000 ton/tahun 3.3 Menara Distilasi 2 Kode : D-02 Fungsi : Memisahkan butadiena dan solven Tipe : Sieve plate tower Material : Low Alloy Steel SA-204 grade C 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 Bab III Spesifikasi Peralatan Proses**** 49 Prarancangan Pabrik 1,3-Butadiena Dari n-Butana Dengan Proses Houdry Kapasitas Produksi 60.000 ton/tahun 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 : Low Alloy Steel SA-204 grade C 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) Bab III Spesifikasi Peralatan Proses**** Prarancangan Pabrik 1,3-Butadiena Dari n-Butana Dengan Proses Houdry Kapasitas Produksi 60.000 ton/tahun 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 : Bab III Spesifikasi Peralatan Proses**** Prarancangan Pabrik 1,3-Butadiena Dari n-Butana Dengan Proses Houdry Kapasitas Produksi 60.000 ton/tahun 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**** Prarancangan Pabrik 1,3-Butadiena Dari n-Butana Dengan Proses Houdry Kapasitas Produksi 60.000 ton/tahun 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**** Prarancangan Pabrik 1,3-Butadiena Dari n-Butana Dengan Proses Houdry Kapasitas Produksi 60.000 ton/tahun 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 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 Bab III Spesifikasi Peralatan Proses**** Prarancangan Pabrik 1,3-Butadiena Dari n-Butana Dengan Proses Houdry Kapasitas Produksi 60.000 ton/tahun 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 Low alloy steel SA 301 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 Memanaskan gas keluar Memanaskan gas keluar 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 Low alloy steel SA 301 Low alloy steel SA 301 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 : Bab III Spesifikasi Peralatan Proses**** Prarancangan Pabrik 1,3-Butadiena Dari n-Butana Dengan Proses Houdry Kapasitas Produksi 60.000 ton/tahun 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) Low alloy steel SA 301 Low alloy steel SA 301 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 Low alloy steel SA 301 Low alloy steel SA 301 Fluida Gas keluar HE-04 Produk Tube side : Bab III Spesifikasi Peralatan Proses**** Prarancangan Pabrik 1,3-Butadiena Dari n-Butana Dengan Proses Houdry Kapasitas Produksi 60.000 ton/tahun 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) Low alloy steel SA 301 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 Low alloy steel SA 301 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 Bab III Spesifikasi Peralatan Proses**** 58 Prarancangan Pabrik 1,3-Butadiena Dari n-Butana Dengan Proses Houdry Kapasitas Produksi 60.000 ton/tahun 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 Low alloy steel SA 209 Low alloy steel SA 209 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 Low alloy steel SA 209 Low alloy steel SA 209 Fluida Hasil bawah D-01 Hasil bawah D-02 Tube side : Fluida Suhu : Shell Side : Suhu : Bab III Spesifikasi Peralatan Proses**** Prarancangan Pabrik 1,3-Butadiena Dari n-Butana Dengan Proses Houdry Kapasitas Produksi 60.000 ton/tahun 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 : Bab III Spesifikasi Peralatan Proses**** Prarancangan Pabrik 1,3-Butadiena Dari n-Butana Dengan Proses Houdry Kapasitas Produksi 60.000 ton/tahun 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 Low alloy steel SA 301 Low alloy steel SA 301 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 : Bab III Spesifikasi Peralatan Proses**** Prarancangan Pabrik 1,3-Butadiena Dari n-Butana Dengan Proses Houdry Kapasitas Produksi 60.000 ton/tahun 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 : Bab III Spesifikasi Peralatan Proses**** Prarancangan Pabrik 1,3-Butadiena Dari n-Butana Dengan Proses Houdry Kapasitas Produksi 60.000 ton/tahun 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**** Prarancangan Pabrik 1,3-Butadiena Dari n-Butana Dengan Proses Houdry Kapasitas Produksi 60.000 ton/tahun 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 Kapasitas, gpm (m3/jam) 111,64 556,3 Tenaga pompa, HP 1,04 2,73 Tenaga motor, HP 2 5 NPSH required, ft (m) 19,68 19,84 NPSH available, ft (m) 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 : Bab III Spesifikasi Peralatan Proses**** Prarancangan Pabrik 1,3-Butadiena Dari n-Butana Dengan Proses Houdry Kapasitas Produksi 60.000 ton/tahun 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 Kapasitas, gpm (m3/jam) 442,72 70,58 Tenaga pompa, HP 1,67 0,83 Tenaga motor, HP 4 2 NPSH required, ft (m) 19,84 9,84 NPSH available, ft (m) 153 10,3 IPS 8 3 SN 80 40 ID, in (cm) 7,63 3,5 OD, in (cm) 8,63 3,07 Pipa : Bab III Spesifikasi Peralatan Proses**** 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 Kapasitas, gpm (m3/jam) 70,58 Tenaga pompa, HP 1,83 Tenaga motor, HP 5 NPSH required, ft (m) 19,84 NPSH available, ft (m) 126,3 Pipa : IPS 3 SN 40 ID, in (cm) 3,5 OD, in (cm) 3,07 Bab III Spesifikasi Peralatan Proses**** 66 Prarancangan Pabrik 1,3-Butadiena Dari n-Butana Dengan Proses Houdry Kapasitas Produksi 60.000 ton/tahun Bab III Spesifikasi Peralatan Proses**** 67 Prarancangan Pabrik 1,3-Butadiena Dari n-Butana Dengan Proses Houdry Kapasitas Produksi 60.000 ton/tahun 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**** Prarancangan Pabrik 1,3-Butadiena Dari n-Butana Dengan Proses Houdry Kapasitas Produksi 60.000 ton/tahun 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**** Prarancangan Pabrik 1,3-Butadiena Dari n-Butana Dengan Proses Houdry Kapasitas Produksi 60.000 ton/tahun 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**** Prarancangan Pabrik 1,3-Butadiena Dari n-Butana Dengan Proses Houdry Kapasitas Produksi 60.000 ton/tahun 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 : Bab IV Unit Pendukung Proses dan Laboratorium**** Prarancangan Pabrik 1,3-Butadiena Dari n-Butana Dengan Proses Houdry Kapasitas Produksi 60.000 ton/tahun 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. Bab IV Unit Pendukung Proses dan Laboratorium**** Prarancangan Pabrik 1,3-Butadiena Dari n-Butana Dengan Proses Houdry Kapasitas Produksi 60.000 ton/tahun 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 : Bab IV Unit Pendukung Proses dan Laboratorium**** Prarancangan Pabrik 1,3-Butadiena Dari n-Butana Dengan Proses Houdry Kapasitas Produksi 60.000 ton/tahun 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. Bab IV Unit Pendukung Proses dan Laboratorium**** Prarancangan Pabrik 1,3-Butadiena Dari n-Butana Dengan Proses Houdry Kapasitas Produksi 60.000 ton/tahun 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**** Prarancangan Pabrik 1,3-Butadiena Dari n-Butana Dengan Proses Houdry Kapasitas Produksi 60.000 ton/tahun 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 Bab IV Unit Pendukung Proses dan Laboratorium**** Prarancangan Pabrik 1,3-Butadiena Dari n-Butana Dengan Proses Houdry Kapasitas Produksi 60.000 ton/tahun 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**** Prarancangan Pabrik 1,3-Butadiena Dari n-Butana Dengan Proses Houdry Kapasitas Produksi 60.000 ton/tahun 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 Bab IV Unit Pendukung Proses dan Laboratorium**** Prarancangan Pabrik 1,3-Butadiena Dari n-Butana Dengan Proses Houdry Kapasitas Produksi 60.000 ton/tahun 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**** Prarancangan Pabrik 1,3-Butadiena Dari n-Butana Dengan Proses Houdry Kapasitas Produksi 60.000 ton/tahun 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 Bab IV Unit Pendukung Proses dan Laboratorium**** Prarancangan Pabrik 1,3-Butadiena Dari n-Butana Dengan Proses Houdry Kapasitas Produksi 60.000 ton/tahun 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 Bab IV Unit Pendukung Proses dan Laboratorium**** Lumen 87866.52 Prarancangan Pabrik 1,3-Butadiena Dari n-Butana Dengan Proses Houdry Kapasitas Produksi 60.000 ton/tahun 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**** Prarancangan Pabrik 1,3-Butadiena Dari n-Butana Dengan Proses Houdry Kapasitas Produksi 60.000 ton/tahun 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**** Prarancangan Pabrik 1,3-Butadiena Dari n-Butana Dengan Proses Houdry Kapasitas Produksi 60.000 ton/tahun 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**** Prarancangan Pabrik 1,3-Butadiena Dari n-Butana Dengan Proses Houdry Kapasitas Produksi 60.000 ton/tahun 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**** Prarancangan Pabrik 1,3-Butadiena Dari n-Butana Dengan Proses Houdry Kapasitas Produksi 60.000 ton/tahun 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. Bab IV Unit Pendukung Proses dan Laboratorium**** Prarancangan Pabrik 1,3-Butadiena Dari n-Butana Dengan Proses Houdry Kapasitas Produksi 60.000 ton/tahun 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 Bab IV Unit Pendukung Proses dan Laboratorium**** Prarancangan Pabrik 1,3-Butadiena Dari n-Butana Dengan Proses Houdry Kapasitas Produksi 60.000 ton/tahun 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**** Prarancangan Pabrik 1,3-Butadiena Dari n-Butana Dengan Proses Houdry Kapasitas Produksi 60.000 ton/tahun 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. Bab IV Unit Pendukung Proses dan Laboratorium**** Prarancangan Pabrik 1,3-Butadiena Dari n-Butana Dengan Proses Houdry Kapasitas Produksi 60.000 ton/tahun 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**** Prarancangan Pabrik 1,3-Butadiena Dari n-Butana Dengan Proses Houdry Kapasitas Produksi 60.000 ton/tahun 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 Bab V Manajemen Perusahaan**** Prarancangan Pabrik 1,3-Butadiena Dari n-Butana Dengan Proses Houdry Kapasitas Produksi 60.000 ton/tahun 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 Bab V Manajemen Perusahaan**** Prarancangan Pabrik 1,3-Butadiena Dari n-Butana Dengan Proses Houdry Kapasitas Produksi 60.000 ton/tahun 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 : Bab V Manajemen Perusahaan**** Prarancangan Pabrik 1,3-Butadiena Dari n-Butana Dengan Proses Houdry Kapasitas Produksi 60.000 ton/tahun 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 Bab V Manajemen Perusahaan**** Prarancangan Pabrik 1,3-Butadiena Dari n-Butana Dengan Proses Houdry Kapasitas Produksi 60.000 ton/tahun 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. Bab V Manajemen Perusahaan**** Prarancangan Pabrik 1,3-Butadiena Dari n-Butana Dengan Proses Houdry Kapasitas Produksi 60.000 ton/tahun 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 : Bab V Manajemen Perusahaan**** Prarancangan Pabrik 1,3-Butadiena Dari n-Butana Dengan Proses Houdry Kapasitas Produksi 60.000 ton/tahun 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. Bab V Manajemen Perusahaan**** Prarancangan Pabrik 1,3-Butadiena Dari n-Butana Dengan Proses Houdry Kapasitas Produksi 60.000 ton/tahun 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 Bab V Manajemen Perusahaan**** Prarancangan Pabrik 1,3-Butadiena Dari n-Butana Dengan Proses Houdry Kapasitas Produksi 60.000 ton/tahun 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. Bab V Manajemen Perusahaan**** Prarancangan Pabrik 1,3-Butadiena Dari n-Butana Dengan Proses Houdry Kapasitas Produksi 60.000 ton/tahun 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. Bab V Manajemen Perusahaan**** Prarancangan Pabrik 1,3-Butadiena Dari n-Butana Dengan Proses Houdry Kapasitas Produksi 60.000 ton/tahun 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. Bab V Manajemen Perusahaan**** Prarancangan Pabrik 1,3-Butadiena Dari n-Butana Dengan Proses Houdry Kapasitas Produksi 60.000 ton/tahun 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. Bab V Manajemen Perusahaan**** Prarancangan Pabrik 1,3-Butadiena Dari n-Butana Dengan Proses Houdry Kapasitas Produksi 60.000 ton/tahun 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) Bab V Manajemen Perusahaan**** Prarancangan Pabrik 1,3-Butadiena Dari n-Butana Dengan Proses Houdry Kapasitas Produksi 60.000 ton/tahun 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 Bab V Manajemen Perusahaan**** Prarancangan Pabrik 1,3-Butadiena Dari n-Butana Dengan Proses Houdry Kapasitas Produksi 60.000 ton/tahun 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 Bab V Manajemen Perusahaan**** Prarancangan Pabrik 1,3-Butadiena Dari n-Butana Dengan Proses Houdry Kapasitas Produksi 60.000 ton/tahun 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 Bab V Manajemen Perusahaan**** Prarancangan Pabrik 1,3-Butadiena Dari n-Butana Dengan Proses Houdry Kapasitas Produksi 60.000 ton/tahun 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. Bab V Manajemen Perusahaan**** Prarancangan Pabrik 1,3-Butadiena Dari n-Butana Dengan Proses Houdry Kapasitas Produksi 60.000 ton/tahun 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. Bab V Manajemen Perusahaan**** Prarancangan Pabrik 1,3-Butadiena Dari n-Butana Dengan Proses Houdry Kapasitas Produksi 60.000 ton/tahun 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. Bab V Manajemen Perusahaan**** Prarancangan Pabrik 1,3-Butadiena Dari n-Butana Dengan Proses Houdry Kapasitas Produksi 60.000 ton/tahun 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. Bab V Manajemen Perusahaan**** Prarancangan Pabrik 1,3-Butadiena Dari n-Butana Dengan Proses Houdry Kapasitas Produksi 60.000 ton/tahun 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. Bab V Manajemen Perusahaan**** Prarancangan Pabrik 1,3-Butadiena Dari n-Butana Dengan Proses Houdry Kapasitas Produksi 60.000 ton/tahun 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 **** Prarancangan Pabrik 1,3-Butadiena Dari n-Butana Dengan Proses Houdry Kapasitas Produksi 60.000 ton/tahun 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 = Annual production rate IF = Fixed Capital Investment (Aries-Newton, 1955) Bab VI Analisa Ekonomi **** Prarancangan Pabrik 1,3-Butadiena Dari n-Butana Dengan Proses Houdry Kapasitas Produksi 60.000 ton/tahun 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 = Annual production rate 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 **** Prarancangan Pabrik 1,3-Butadiena Dari n-Butana Dengan Proses Houdry Kapasitas Produksi 60.000 ton/tahun 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. Bab VI Analisa Ekonomi **** 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. Bab VI Analisa Ekonomi **** Prarancangan Pabrik 1,3-Butadiena Dari n-Butana Dengan Proses Houdry Kapasitas Produksi 60.000 ton/tahun 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 **** Prarancangan Pabrik 1,3-Butadiena Dari n-Butana Dengan Proses Houdry Kapasitas Produksi 60.000 ton/tahun 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 Bab VI Analisa Ekonomi **** Prarancangan Pabrik 1,3-Butadiena Dari n-Butana Dengan Proses Houdry Kapasitas Produksi 60.000 ton/tahun 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 Bab VI Analisa Ekonomi **** Prarancangan Pabrik 1,3-Butadiena Dari n-Butana Dengan Proses Houdry Kapasitas Produksi 60.000 ton/tahun 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 Bab VI Analisa Ekonomi **** Prarancangan Pabrik 1,3-Butadiena Dari n-Butana Dengan Proses Houdry Kapasitas Produksi 60.000 ton/tahun 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 Bab VI Analisa Ekonomi **** Prarancangan Pabrik 1,3-Butadiena Dari n-Butana Dengan Proses Houdry Kapasitas Produksi 60.000 ton/tahun 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 % Bab VI Analisa Ekonomi **** Prarancangan Pabrik 1,3-Butadiena Dari n-Butana Dengan Proses Houdry Kapasitas Produksi 60.000 ton/tahun 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. Bab VI Analisa Ekonomi **** Prarancangan Pabrik 1,3-Butadiena Dari n-Butana Dengan Proses Houdry Kapasitas Produksi 60.000 ton/tahun 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 Bab VI Analisa Ekonomi **** Prarancangan Pabrik 1,3-Butadiena Dari n-Butana Dengan Proses Houdry Kapasitas Produksi 60.000 ton/tahun 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 **** Prarancangan Pabrik 1,3-Butadiena Dari n-Butana Dengan Proses Houdry Kapasitas Produksi 60.000 ton/tahun 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 Lampiran A Data Sifat Fisis Bahan **** Prarancangan Pabrik 1,3-Butadiena Dari n-Butana Dengan Proses Houdry Kapasitas Produksi 60.000 ton/tahun 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 Lampiran A Data Sifat Fisis Bahan **** Prarancangan Pabrik 1,3-Butadiena Dari n-Butana Dengan Proses Houdry Kapasitas Produksi 60.000 ton/tahun 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 **** Prarancangan Pabrik 1,3-Butadiena Dari n-Butana Dengan Proses Houdry Kapasitas Produksi 60.000 ton/tahun 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 A Data Sifat Fisis Bahan **** Prarancangan Pabrik 1,3-Butadiena Dari n-Butana Dengan Proses Houdry Kapasitas Produksi 60.000 ton/tahun Lampiran A Data Sifat Fisis Bahan **** Prarancangan Pabrik 1,3-Butadiena Dari n-Butana Dengan Proses Houdry Kapasitas Produksi 60.000 ton/tahun 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 **** Prarancangan Pabrik 1,3-Butadiena Dari n-Butana Dengan Proses Houdry Kapasitas Produksi 60.000 ton/tahun 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 Lampiran B Neraca Massa **** Prarancangan Pabrik 1,3-Butadiena Dari n-Butana Dengan Proses Houdry Kapasitas Produksi 60.000 ton/tahun 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 **** Prarancangan Pabrik 1,3-Butadiena Dari n-Butana Dengan Proses Houdry Kapasitas Produksi 60.000 ton/tahun 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 **** Prarancangan Pabrik 1,3-Butadiena Dari n-Butana Dengan Proses Houdry Kapasitas Produksi 60.000 ton/tahun 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 Lampiran B Neraca Massa **** Prarancangan Pabrik 1,3-Butadiena Dari n-Butana Dengan Proses Houdry Kapasitas Produksi 60.000 ton/tahun 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 Lampiran B Neraca Massa **** Prarancangan Pabrik 1,3-Butadiena Dari n-Butana Dengan Proses Houdry Kapasitas Produksi 60.000 ton/tahun 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) Lampiran B Neraca Massa **** Prarancangan Pabrik 1,3-Butadiena Dari n-Butana Dengan Proses Houdry Kapasitas Produksi 60.000 ton/tahun = 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 Lampiran B Neraca Massa **** Prarancangan Pabrik 1,3-Butadiena Dari n-Butana Dengan Proses Houdry Kapasitas Produksi 60.000 ton/tahun 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 Lampiran B Neraca Massa **** Prarancangan Pabrik 1,3-Butadiena Dari n-Butana Dengan Proses Houdry Kapasitas Produksi 60.000 ton/tahun 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 B Neraca Massa **** Prarancangan Pabrik 1,3-Butadiena Dari n-Butana Dengan Proses Houdry Kapasitas Produksi 60.000 ton/tahun Lampiran B Neraca Massa **** Prarancangan Pabrik 1,3-Butadiena Dari n-Butana Dengan Proses Houdry Kapasitas Produksi 60.000 ton/tahun 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 Lampiran C Neraca Panas **** 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 Lampiran C Neraca Panas **** 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 Panas yang dibawa hasil atas 28.711.499,450 = 28.711.499,450KJ/jam Lampiran C Neraca Panas **** 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 Panas yang dibawa hasil atas = 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 Panas yang dibawa hasil atas = 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 Panas yang dibawa hasil atas = 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 Panas yang dibawa hasil atas 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 Lampiran C Neraca Panas **** 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 Lampiran C Neraca Panas **** 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 Lampiran C Neraca Panas **** 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 Lampiran C Neraca Panas **** Prarancangan Pabrik 1,3-Butadiena Dari n-Butana Dengan Proses Houdry Kapasitas Produksi 60.000 ton/tahun Pemanas Fluida = 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 Total panas keluar HE-02 642.181,639 = 642.181,639KJ/jam 9. Neraca panas HE-03 Umpan masuk dari HE 02 Panas masuk T masuk 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 Lampiran C Neraca Panas **** Prarancangan Pabrik 1,3-Butadiena Dari n-Butana Dengan Proses Houdry Kapasitas Produksi 60.000 ton/tahun Pemanas Fluida = 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 Total panas keluar HE-03 11.291,603 1.728.002,965 1.974.184,337 = 1.974.184,337 KJ/jam 10. Neraca panas HE-04 Umpan masuk dari HE 03 Panas masuk T masuk komponen = 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 Lampiran C Neraca Panas **** Prarancangan Pabrik 1,3-Butadiena Dari n-Butana Dengan Proses Houdry Kapasitas Produksi 60.000 ton/tahun Pemanas Fluida = 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 Total panas keluar HE-04 13.192,195 2.018.858,895 2.306.577,180 = 2.306.577,180 KJ/jam 11. Neraca panas HE-05 Umpan masuk dari HE 04 Panas masuk T masuk komponen = 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 Lampiran C Neraca Panas **** Prarancangan Pabrik 1,3-Butadiena Dari n-Butana Dengan Proses Houdry Kapasitas Produksi 60.000 ton/tahun Pemanas Fluida = 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 Total panas keluar HE-05 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 Lampiran C Neraca Panas **** 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 Total panas keluar HE-06 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 Total panas keluar HE-07 2.701.889,571 = 2.701.889,571KJ/jam Lampiran C Neraca Panas **** 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) Lampiran D Perancangan Reaktor **** 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) Lampiran D Perancangan Reaktor **** 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) Lampiran D Perancangan Reaktor **** 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 Lampiran D Perancangan Reaktor **** 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 Lampiran D Perancangan Reaktor **** 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 Lampiran D Perancangan Reaktor **** 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) Lampiran D Perancangan Reaktor **** Prarancangan Pabrik 1,3-Butadiena Dari n-Butana Dengan Proses Houdry Kapasitas Produksi 60.000 ton/tahun = 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) Lampiran D Perancangan Reaktor **** 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 Lampiran D Perancangan Reaktor **** Prarancangan Pabrik 1,3-Butadiena Dari n-Butana Dengan Proses Houdry Kapasitas Produksi 60.000 ton/tahun 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) Lampiran D Perancangan Reaktor **** Prarancangan Pabrik 1,3-Butadiena Dari n-Butana Dengan Proses Houdry Kapasitas Produksi 60.000 ton/tahun 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 Lampiran D Perancangan Reaktor **** Prarancangan Pabrik 1,3-Butadiena Dari n-Butana Dengan Proses Houdry Kapasitas Produksi 60.000 ton/tahun 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 ) Lampiran D Perancangan Reaktor **** Prarancangan Pabrik 1,3-Butadiena Dari n-Butana Dengan Proses Houdry Kapasitas Produksi 60.000 ton/tahun 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 Lampiran D Perancangan Reaktor **** 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) Lampiran D Perancangan Reaktor **** Prarancangan Pabrik 1,3-Butadiena Dari n-Butana Dengan Proses Houdry Kapasitas Produksi 60.000 ton/tahun 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) Lampiran D Perancangan Reaktor **** Prarancangan Pabrik 1,3-Butadiena Dari n-Butana Dengan Proses Houdry Kapasitas Produksi 60.000 ton/tahun Tebal head dihitung dengan persamaan : th = 0,885 . rC . P +C f . E − 0,1. P (Brownell, pers. 13.12) 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 Lampiran D Perancangan Reaktor **** Prarancangan Pabrik 1,3-Butadiena Dari n-Butana Dengan Proses Houdry Kapasitas Produksi 60.000 ton/tahun 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 (Brownell, pers. 5.11) = 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 Lampiran D Perancangan Reaktor **** Prarancangan Pabrik 1,3-Butadiena Dari n-Butana Dengan Proses Houdry Kapasitas Produksi 60.000 ton/tahun 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 Lampiran D Perancangan Reaktor **** Prarancangan Pabrik 1,3-Butadiena Dari n-Butana Dengan Proses Houdry Kapasitas Produksi 60.000 ton/tahun Densitas gas keluar = 0,3216 kg/m3 = 0,0201 lbm/ft3 Diameter optimum (Dopt) = 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 Diameter optimum (Dopt) = 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 Lampiran D Perancangan Reaktor **** Prarancangan Pabrik 1,3-Butadiena Dari n-Butana Dengan Proses Houdry Kapasitas Produksi 60.000 ton/tahun Gambar Rancangan Reaktor ODin th h B Z ts ODp ODout IDS Gambar Rancangan Reaktor function dYdZ=arumwulandhanie(Z,Y) Lampiran D Perancangan Reaktor **** 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) Lampiran D Perancangan Reaktor **** 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); Lampiran D Perancangan Reaktor **** 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 Lampiran D Perancangan Reaktor **** 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); Lampiran D Perancangan Reaktor **** 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)') Lampiran D Perancangan Reaktor **** Prarancangan Pabrik 1,3-Butadiena Dari n-Butana Dengan Proses Houdry Kapasitas Produksi 60.000 ton/tahun 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 ------------------------------------------------------------------ Lampiran D Perancangan Reaktor **** 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