prarancangan pabrik 1,3-butadiena dari dehidrogenasi n

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 :
ΠDiversifikasi produk
ΠPerlindungan 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:
ΠPendelegasian wewenang
ΠPerumusan tujuan perusahaan dengan jelas
ΠPembagian tugas kerja yang jelas
ΠKesatuan perintah dan tanggung jawab
ΠSistem 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
ΠOrganisasi 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:
ΠWujud
: padat
ΠBentuk
: pellet
ΠDiameter efektif rata-rata
: 0,32 cm (0,0032 m)
Œ Porositas, ε
: 0,8
ΠBulk 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