Pra Rancangan Pabrik Benzene Dengan Proses Hidrodealkilasi Termal Kapasitas 320.000 TonTahun - Kirana M - Pury D [PDF]

Citation preview

EXECUTIVE SUMMARY SKRIPSI PRARANCANGAN PABRIK KIMIA



PRARANCANGAN PABRIK BENZENE DARI TOLUENA DAN HIDROGEN DENGAN PROSES HIDRODEALKILASI TERMAL KAPASITAS 320.000 TON/TAHUN



Disusun Oleh : Kirana Maharani



21030117130149



Pury Diana Shinatawati



21030117120045



DEPARTEMEN TEKNIK KIMIA FAKULTAS TEKNIK UNIVERSITAS DIPONEGORO SEMARANG 2021



PRARANCANGAN PABRIK BENZENE DARI TOLUENA DAN HIDROGEN DENGAN PROSES JUDUL



HIDRODEALKILASI TERMAL KAPASITAS PRODUKSI



I.



320.000 ton/tahun



STRATEGI PERANCANGAN Latar Belakang



Pada era globalisasi ini pemerintah Indonesia telah memfokuskan untuk meningkatkan daya saing sektor industri. Salah satu sub industri adalah sub sektor industri kimia. Peningkatan industri kimia akan berpengaruh dengan pemenuhan kebutuhan bahan baku dan bahan penunjang lainnya. Salah satu jenis bahan kimia yang dibutuhkan oleh industri kimia adalah benzene. Kebutuhan impor benzene di Indonesia menurut Data Badan Pusat Statistik pada tahun 2015 - 2019 rata – rata mencapai 226.838,6 ton/tahun. Pabrik benzene yang telah berdiri di Indonesia memiliki kapasitas produksi 600.000 ton/tahun sedangkan kebutuhan benzene di Indonesia pada tahun 2027 diprediksi mencapai 936.429,6 ton/tahun. Oleh karena itu, mengingat kebutuhan impor yang sangat tinggi di Indonesia akan produk benzene, maka dengan berdirinya pabrik ini diharapkan dapat memenuhi kebutuhan pasar dalam negeri.



Dasar Penetapan Kapasitas Produksi



1. Kebutuhan benzene di Indonesia berdasarkan rata-rata jumlah impor. 2. Ketersediaan bahan baku toluene dan hidrogen. 3. Kapasitas pabrik benzene yang telah beroperasi.



Dasar Penetapan Lokasi Pabrik



Lokasi pabrik benzene direncanakan didirikan di Kawasan Industri Cilegon dengan pertimbangan jarak lokasi dengan bahan baku hidrogen yang dekat sehingga dapat menjamin keamanan dalam pendistribusian produk benzene, tersedianya fasilitas transportasi, listrik dan utilitas serta keberadaan tenaga kerja ahli juga merupakan beberapa pertimbangan dalam pemilihan lokasi.



Pemilihan Proses



Terdapat 4 macam proses yang telah dipakai dalam industri dalam pembuatan benzene, yaitu proses Catalytic Extraction Reforming (CRE), Hidrodealkilasi (HDA) Termal, Disproporsionasi toluene dan pirolisis gasoline. Dari proses yang ada, dipilih proses hidrodealkilasi (HDA) termal dengan alasan proses ini benzene yang dihasilkan mempunyai kemurnian tinggi, non katalitik, dan produk samping yang dihasilkan lebih sedikit. Berikut adalah reaksi yang terjadi : C7H8(g) + H2(g) → C6H6(g) + CH4(g) 2 C6H6(g) ↔ C12H10(g) + H2(g) Reaksi hidrodealkilasi (HDA) termal berlangsung dalam fase gas pada suhu 621oC dan tekanan 34 atm, dengan perbandingan umpan mol hidrogen : toluene sebesar 5:1. Reaksi memiliki konversi sebesar 75 %, dengan selektivitas terhadap benzene sebesar 97%. Reaksi bersifat eksotermis dan dijalankan pada reaktor adiabatis non-isothermal. Bahan Baku



Nama



1. Toluene (C7H8) 2. Hidrogen (H2)



Spesifikasi



1. Toluene (C7H8) Wujud



: cair



Warna



: jernih



Dengan komposisi: Toluene : min 98,5% berat Benzene : maks 1,5% berat 2. Hidrogen (H2) Wujud : gas Warna : jernih Dengan komposisi : Hidrogen : min 99,9% berat Metana : maks 0,1% berat Kebutuhan



1. Toluene (C7H8): 55.868,772 kg/jam 2. Hidrogen (H2) : 5.078,017 kg/jam



Asal



1. Toluene (C7H8) : PT. Styrindo Mono Indonesia 2. Toluene (C7H8) : PT. Trans-Pacific Petrochemical Indotama 3. Hidrogen (H2) : PT Air Liquide Cilegon Produk Utama



Nama Spesifikasi



Benzene Wujud



: Cair jenuh



Dengan komposisi :



Produksi



Benzene



= min 99,9 % berat



Toluene



= maks 0,1 % berat



40404,04 kg/jam PRODUK SAMPING



Nama



Difenil



Spesifikasi



Wujud



: Cair jenuh



Dengan komposisi : Difenil



= min 99 % berat



Toluene



= maks 1 % berat



Produksi



1412,251 kg/jam Daerah pemasaran produk direncanakan di wilayah



Daerah Pemasaran



Cilegon dengan didukung lokasi pabrik yang berada di wilayah tersebut yaitu industri alkylbenzene PT. Unggul Indah Corporation dan industri ethylbenzene PT. Styrindo Mono Indonesia



II. DIAGRAM ALIR PROSES (terlampir) III. PERALATAN PROSES DAN UTILITAS 1. Spesifikasi Alat Utama a. Tangki Penyimpanan Toluene TANGKI (T-01) Kode



T-01



Fungsi



Menyimpan bahan baku toluena



Tipe



Silinder vertical dengan flat bottom dan head conical roof



Bahan



Carbon steel SA-283 Grade C



Jumlah



3 buah Dimensi



Diameter tangki



100 ft



Tinggi tangki



40 ft



Jumlah course



5 Course ke-1



Tebal shell



= 1 in



Panjang plate = 31,413 ft Tebal shell dan panjang plate course tangki



Course ke-2



Tebal shell



= 0,82 in



Panjang plate = 31,408 ft Course ke-3



Tebal shell



= 0,64 in



Panjang plate = 31,404 ft Course ke-4



Tebal shell



= 0,46 in



Panjang plate = 31,399 ft Course ke-5



Tebal shell



= 0,28 in



Panjang plate = 31,394 ft



Lebar Plate tiap Course



8 ft



Jumlah Plate tiap Course



10



Tebal head tangki



1,0034 in



Tinggi head tangki



9,47 ft



Tinggi total tangki



49,47 ft



Diameter pipa pemasukan



16 in



Diameter pipa pengeluaran



6 in Kondisi Operasi



Tekanan



1,2 atm



Temperatur



30°C



Wujud



Cair



b. Pompa Toluene RINGKASAN POMPA TOLUENA (P-01) Kode



P-01



Fungsi



Memindahkan bahan baku Toluena dari tangki ke vaporizer



Tipe pompa



Pompa Sentrifugal



Effisiensi Pompa



72 %



Kapasitas



0,7009 ft3/s



Tenaga Motor



6,64 HP Dimensi pompa



Dnominal



6 in



OD



6,625 in



ID



6,065 in



Schedule No.



40



c. Penukar Panas



Ringkasan Heat Exchanger (HE-01) Kode



HE-01



Fungsi



Memanaskan arus campuran feed hidrogen dan recycle dan menurunkan suhu produk output



Tipe



Shell and Tube



Bahan Konstruksi Pipa



Carbon Steel SA-283 Grade C



Fluida masuk



Shell : campuran feed hidrogen dan recycle Tube : produk ouput reaktor



UC



185,14 BTU/jam,ft2,°F



UD



66,26 BTU/jam,ft2,°F



Rd perhitungan



0,0097 jam,ft2,°F/BTU Spesifikasi Shell



ID



25 in



OD



1 in



Pitch



1,25



Nt



252



Pass



1



Baffle



13 in



Allowable ∆P



2 psi



∆P perhitungan



0,68 psi Spesifikasi Tube



ID



0,87 in



OD



1 in



BWG



16



Allowable ∆P



2 psi



0.73 psi



∆P perhitungan



d. Kompresor RINGKASAN KOMPRESOR (K-01) Kode



K-01 Menaikkan tekanan feed hidrogen dan recycle



Fungsi



sebesar 32 atm menjadi 34 atm.



Jenis



Kompresor Centrifugal



Kondisi Operasi



Input



Output



Tekanan (atm)



32



34



Suhu (K)



321,01



327,48



Jumlah Stage



1 stage



Efisiensi polytropic



68,5%



Power Kompresor



301,013 kW (403,66 HP)



e. Reaktor RINGKASAN REAKTOR (R-01) Kode



R-01



Fungsi



Tempat berlangsungnya reaksi hidrogenasi toluene yang menghasilkan produk benzene dari bahan baku toluene dan hidrogen



Tipe



Reaktor Plug Flow Adiabatis Non-Isothermal



Bahan Konstruksi



Carbon Steel SA-285 Grade C



Bahan Isolasi



Asbestos Kondisi Operasi



Tekanan



34 atm



621 oC



Temperatur



Dimensi Diameter Reaktor



2,091 m



Panjang Reaktor



13,621 m



f. Unit Destilasi RINGKASAN MENARA DISTILASI (MD-01) Kode



D-01



Fungsi



Memisahkan produk utama benzene dari toluene dan difenil sebagai hasil atas



Tipe Kolom



Tray Tower



Tipe Tray



Sieve Tray



Bahan Konstruksi



Carbon Steel SA-283 Grade C Kondisi Operasi



Kondisi Puncak Kolom



Kondisi Dasar Kolom



Tekanan



: 1,5 atm



Temperatur



: 367,18 K



Tekanan



: 1,7 atm



Temperatur



: 405,27 K



Spesifikasi Refluks min



0,924



Jenis Reboiler



Reboiler Parsial



Jenis Kondensor



Kondensor Total



Jumlah Plate



42



Letak Feed Umpan



Antara plate 25 dan 26 dari dasar menara



Diameter Seksi Atas



3,22 m



Diameter Seksi Bawah



3,71 m



Diameter rata-rata



3,47 meter



Diameter lubang



5 mm



Jumlah lubang tiap plate



79789 lubang



Tinggi Head Puncak



0,60 meter



Tinggi Head Dasar



0,62 meter



Tinggi Menara Distilasi



32,73 meter



Tinggi kolom



31,5 meter



Tebal Shell



0,80 cm



Tebal Head puncak



1,11 cm



Tebal Head dasar



1,59 cm



Tray Spacing



0,75 meter



2. Utilitas Air Air pendingin



32.216,18 m3/hari



Air untuk pembangkit steam



2.654,02 m3/hari



Air untuk Sanitasi



16,205 m3/hari



Air untuk hydrant



48,6 m3



Sumber



Air Sungai Cidanau PT Krakatau Tirta Industri Steam



Kebutuhan Steam



110.584,33 kg/jam Listrik



Kebutuhan Listrik



2530,128 kW



Sumber



Generator dan PLN



IV. Perhitungan Ekonomi Physical Plant Cost (PPC)



33618197,80 USD



Fixed Capital Investment



47688197,80 USD



Working Capital Investment



11634938,79 USD



Total Capital Investment



77566258,63 USD



Feasibility Analysis Profit on Sales (POS)



Sebelum pajak : 13,24% Sesudah pajak : 9,93%



Return On Investment (ROI)



Sebelum pajak : 88,61% Sesudah pajak : 66,46%



Pay Out Time (POT)



5 tahun 7 bulan 11 hari



Internal Rate of Return (IRR)



17,44 %



Break Even Point (BEP)



27,48%



Shut Down Point (SDP)



5,02%.



SKRIPSI



PRARANCANGAN PABRIK BENZENE DARI TOLUENA DAN HIDROGEN DENGAN PROSES HIDRODEALKILASI TERMAL KAPASITAS 320.000 TON/TAHUN



Oleh:



KIRANA MAHARANI



21030117130149



PURY DIANA SHINATAWATI



21030117120045



DEPARTEMEN TEKNIK KIMIA FAKULTAS TEKNIK UNIVERSITAS DIPONEGORO 2021



HALAMAN PERNYATAAN ORISINILITAS Tugas Akhir pra-Perancangan Pabrik Kimia adalah hasil karya kami sendiri dan semua sumber baik yang dikutip, maupun yang dirujuk, telah kami nyatakan dengan benar.



Nama/NIM



: 1. Kirana Maharani/21030117130149 2. Pury Diana Shintawati /21030117120045



Tanda Tangan



: 1.



(Kirana Maharani) 2.



(Pury Diana Shintawati) Tanggal



: 26 Juni 2021



ii



HALAMAN PENGESAHAN SKRIPSI PRARANCANGAN PABRIK KIMIA Skripsi ini diajukan oleh : Nama/NIM



: 1. Kirana Maharani/21030117130149 2. Pury Diana Shintawati /21030117120045



Departemen



: Teknik Kimia



Judul



: Prarancangan Pabrik Benzene dari Toluena dan Hidrogen dengan Proses Hidrodealkilasi Termal Kapasitas 320.000 Ton/Tahun Telah berhasil dipertahankan dihadapan penguji dan diterima



sebagai bagian persyaratan yang diperlukan untuk memperoleh gelar Sarjana Teknik pada Departemen Teknik Kimia, Fakultas Teknik, Universitas Diponegoro.



TIM PENGUJI Dosen Pembimbing



: Prof. Dr. Ir. Abdullah, M. S



Ketua Penguji



NIP. 195512311983031014 : Prof. Dr. Widayat, S. T., M. T NIP. 197206091998031001



Dosen Penguji I



: Prof. Dr. Andri Cahyo Kumoro, S.T., M.T NIP. 197405231998021001



Dosen Penguji II



: Prof. Dr. Nita Aryanti, S. T., M. T NIP. 197501172000032001



Semarang, 5 Juli 2021 Dosen Pembimbing



Prof. Dr. Ir. Abdullah, M. S NIP. 19551231 198303 1 014 iii



HALAMAN PERNYATAAN PERSETUJUAN PUBLIKASI TUGAS AKHIR UNTUK KEPENTINGAN AKADEMIS Sebagai civitas akademika Universitas Diponegoro, kami yang bertanda tangan di bawah ini: Nama/NIM



: 1. Kirana Maharani/21030117130149 2. Pury Diana Shintawati /21030117120045



Program Studi : S-1 Teknik Kimia Fakultas



: Teknik



Jenis Karya



: Skripsi



Demi memberikan



pengembangan kepada



ilmu



pengetahun,



menyetujui



Universitas Diponegoro Hak



untuk



Bebas Royalti



Noneksklusif (Non-exclusive Royalty Free Right) atas karya ilmiah yang berjudul: Prarancangan Pabrik Benzene dari Toluena dan Hidrogen dengan Proses Hidrodealkilasi Termal Kapasitas 320.000 Ton/Tahun Beserta perangkat yang ada (jika diperlukan). Dengan Hak Bebas Royalti Noneksklusif ini, Universitas Diponegoro berhak menyimpan, mengalih media/formatkan, mengelola dalam bentuk pangkalan data (database), merawat dan mempublikasikan tugas akhir kami selama tetap mencantumkan nama kami sebagai peneliti/pencipta dan sebagai pemilik Hak Cipta. Demikian pernyataan ini kami buat dengan sebenarnya. Dibuat di



: Semarang



Pada tanggal



: 26 Juni 2021



Yang menyatakan



:



(Kirana Maharani)



(Pury Diana Shintawati)



iv



RINGKASAN Benzene banyak digunakan sebagai bahan pelarut dalam ekstraksi maupun distilasi, juga digunakan sebagai bahan baku pembuatan senyawa lain seperti styrene, phenol, aniline, dan chlorobenzene. Untuk memenuhi kebutuhan dalam negeri, maka dirancang pabrik benzene dengan kapasitas 320.000 ton/tahun dengan bahan baku toluene 442480,675 ton/tahun dan gas hidrogen 40217,89 ton /tahun pada 621 oC dan tekanan 34 atm. Dengan memperhatikan beberapa faktor, seperti aspek penyediaan bahan baku, transportasi, tenaga kerja, pemasaran, serta utilitas, maka lokasi pabrik yang cukup strategis adalah di Kawasan Industri Cilegon. Proses yang dipilih dalam pembuatan benzene adalah proses Hidrodelakilasi Termal. Peralatan proses yang ada antara lain vaporizer, kompresor, furnace, reaktor, kondensor parsial, flash drum, menara distilasi, dan pompa. Benzen dihasilkan dari reaksi toluene dan hidrogen dalam Reaktor Alir Pipa (RAP) pada kondisi adiabatis non isotermal pada suhu 593 – 723C dan tekanan 34 atm. Produk gas dari reaktor masuk Kondensor Parsial untuk diembunkan sebagian menjadi campuran uap dan cair, kemudian diumpankan ke dalam Flash Drum untuk memisahkan gas metana dari campuran tersebut. Gas metana yang terpisah dijadikan fuel gas pada Furnace. Produk cair yang mengandung benzene, sisa toluene dan diphenyl dipisahkan dalam Kolom Distilasi untuk mendapatkan benzene dengan kemurnian 99,9 % berat. Sisa toluene dan diphenyl dipisahkan lagi dengan Menara Distilasi untuk mendapatkan produk samping diphenyl dengan kemurnian 99 % berat. Sedangkan toluene sisa di-recycle untuk bereaksi lagi membentuk benzene. Utilitas terdiri dari unit penyediaan air, tenaga listrik, penyediaan bahan bakar, dan unit pengolahan limbah. Terdapat tiga laboratorium, yaitu laboratorium fisik, laboratorium analitik, dan laboratorium penelitian dan pengembangan, untuk menjaga kualitas bahan baku dan produk. Perusahaan berbentuk Perseroan Terbatas (PT) dengan struktur organisasi line and staff. Sistem kerja karyawan berdasarkan pembagian jam kerja yang terdiri dari karyawan shift dan non shift . Hasil analisis ekonomi terhadap prarancangan pabrik benzene diperoleh total penjualan sebesar USD 519147589,69, total biaya produksi USD 450415908,05 dan keuntungan setelah pajak 51548761,23. Hasil analisis kelayakan menunjukkan POS sebelum pajak 13,24% dan setelah pajak 9,93%, ROI sebelum pajak 88,61% dan setelah pajak 66,46%, POT pada 5 tahun 7 bulan 11 hari, BEP 27,48%, SDP 5,02% dan IRR sebesar 17,44%. Berdasar analisis ekonomi dapat disimpulkan bahwa pendirian pabrik benzene dengan kapasitas 320.000 ton/tahun layak dipertimbangkan untuk direalisasikan pembangunannya. Kata kunci: Benzene, Hidrodealkilasi Termal v



SUMMARY Benzene is widely used as a solvent in extraction and distillation, is also used as a raw material for the manufacture of other compounds such as styrene, phenol, aniline, and chlorobenzene. To meet domestic demand, the benzene plant was designed with a capacity of 320,000 tons / year with toluene raw materials 442480,675 tons / year and hydrogen gas 40217,89 tons / year at 621 C and 34 atm pressure. By taking into account several factors, such as aspects of raw material supply, transportation, labor, marketing, and utilities, the strategic location of the factory is in Tuban Industrial Estate, East Java. The process chosen in the manufacture of benzene is the Thermal Hydrodealkylation process. The main equipments used are vaporizer, compressors, furnace, reactor, partial condenser, flash drum, distillation towers and pumps. Benzene is produced from the toluene and hydrogen reactions in the Plug Flow Reactor (PFR) in adiabatic nonisothermal conditions at a temperature of 593 - 723oC and the pressure of 34 atm. The gas product from the reactor enters the Partial Condenser to be partially condensed into a mixture of steam and liquid, then fed into the Flash Drum to separate methane from the mixture. Separate methane gas is used as fuel gas in Furnace. Liquid products containing benzene, remaining toluene and diphenyl are separated in Distillation Tower to get benzene with a purity of 99.9 % weight. The toluene and diphenyl residues are separated again by Distillation Tower to obtain diphenyl by-products with a purity of 99 % by weight. The remaining toluene went to the recycle to be reacted again to form benzene. Utilities consist of a water supply unit, electricity, fuel supply, and a waste treatment unit. There are three laboratories, namely physical laboratories, analytical laboratories, and research and development laboratories, to maintain the quality of raw materials and products. Company in the form of Limited Liability Company (Ltd) with line and staff organizational structure. The employee work system is based on the distribution of working hours consisting of shift and non-shift employees. The results of the economic analysis of the benzene factory design obtained a total investment of USD 519147589,69 and a total production cost of USD 450415908,05. The results of the feasibility analysis showed 1 3 , 2 4 % p r e - t a x P O S a n d 9 , 9 3 % a f t e r t a x , 88,61% pre-tax ROI and 66,46%, after tax, POT at 5 year 7 months 11 days,, BEP at 27,48 % of production, SDP at 5,02% of production and 17,44% of IRR. Based on economic analysis, it can be concluded that the establishment of a Benzene plant with a capacity of 320,000 tons / year is worth considering to be realized. Keywords: benzene, thermal hydrodealkylation



vi



KATA PENGANTAR Puji syukur kami panjatkan ke hadirat Allah SWT, karena atas berkat rahmat dan hidayah-Nya, skripsi dengan judul “Prarancangan Pabrik Benzene dengan Proses Hidrodealkilasi Termal Kapasitas 320.000 Ton/Tahun” dapat terselesaikan dengan baik Dengan



adanya



tugas



akhir



prarancangan



ini,



mahasiswa



diharapkan mampu menerapkan semua teori dan kemahiran teknik kimia kedalam bentuk prarancangan pabrik secara komprehensif sesuai dengan bekal penalaran dan improvisasinya, sehingga mampu membuat rancangan pabrik sampai tahap rancang bangun yang dibukukan. Pada kesempatan ini kami mengucapkan terima kasih kepada: • Prof. Dr. Ir. Abdullah, M. S selaku



Dosen



Pembimbing



Skripsi



Prarancangan Pabrik Kimia • Prof. Ir. Nita Aryanti, S.T., M. T., Ph.D. selaku Ketua Program Studi S-1 Teknik Kimia Universitas Diponegoro • Orang tua, atas kasih sayang dan doa serta dukungan yang diberikan selama ini • Teman-teman Teknik Kimia 2017 Impresif, yang senantiasa membantu dan mendukung selama melakukan studi di Teknik Kimia • Pihak-pihak lain yang telah membantu secara moril maupun materiil sehingga skripsi ini dapat diselesaikan. Kami menyadari bahwa laporan ini masih terdapat kekurangan, karenanya kritik dan saran dari berbagai pihak sangat kami harapkan. Semoga laporan ini dapat memberikan manfaat.



Semarang, Juni 2021



Penyusun



vii



DAFTAR ISI HALAMAN JUDUL ......................................................................................................... i HALAMAN PERNYATAAN ORISINILITAS ...............................................................ii HALAMAN PENGESAHAN .........................................................................................iii HALAMAN PERNYATAAN PERSETUJUAN PUBLIKASI....................................... iv RINGKASAN ................................................................................................................... v SUMMARY ..................................................................................................................... vi KATA PENGANTAR ....................................................................................................vii DAFTAR ISI...................................................................................................................vii DAFTAR TABEL ...........................................................................................................xii DAFTAR GAMBAR ...................................................................................................... xv DAFTAR LAMPIRAN.................................................................................................. xvi BAB I PENDAHULUAN ................................................................................................. 1 1.1 Latar Belakang Pendirian Pabrik ....................................................................... 1 1.2 Penetapan Kapasitas Produksi .......................................................................... 2 1.2.1 Proyeksi Kebutuhan Benzena di Indonesia .............................................. 3 1.2.2 Ketersediaan Bahan Baku ........................................................................ 4 1.2.3 Kapasitas Pabrik yang Telah Berdiri........................................................ 5 1.3 Pemilihan Lokasi Pabrik.................................................................................... 6 1.3.1 Faktor Utama ............................................................................................ 7 1.3.2 Faktor Penunjang ................................................................................... 10 1.4 Tinjauan Proses ............................................................................................... 10 1.4.1 Macam-macam Proses ........................................................................... 10 1.5 Kegunaan Produk ............................................................................................ 16 BAB II DESKRIPSI PROSES ........................................................................................ 17 2.1 Spesifikasi Bahan Baku dan Produk................................................................ 17 2.1.1 Spesifikasi Bahan Baku .......................................................................... 17 2.1.2 Spesifikasi Produk Utama dan Produk Samping ..................................... 17 2.2 Sifat Fisika dan Kimia Bahan Baku dan Produk ............................................. 18 viii



2.2.1 Sifat Fisika Bahan Baku dan Produk ...................................................... 18 2.2.2 Sifat Kimia Bahan Baku dan Produk ..................................................... 18 2.3 Konsep Proses ................................................................................................. 20 2.3.1 Mekanisme Reaksi ................................................................................. 20 2.3.2 Kondisi Operasi...................................................................................... 21 2.3.3 Tinjauan Kinetika ................................................................................... 21 2.3.4 Tinjauan Termodinamika ....................................................................... 22 2.4 Diagram Alir Proses ........................................................................................ 29 2.4.1 Langkah Proses ...................................................................................... 29 2.5 Diagram Alir Neraca Massa dan Neraca Panas............................................... 31 2.5.1 Neraca Massa ......................................................................................... 31 2.5.2 Neraca Panas .......................................................................................... 34 2.6 Tata Letak Pabrik dan Peralatan ...................................................................... 42 2.6.1 Tata Letak Pabrik ................................................................................... 42 2.6.2 Tata Letak Peralatan Proses.................................................................... 46 BAB III SPESIFIKASI ALAT........................................................................................ 49 3.1 Unit Penyimpanan ........................................................................................... 50 3.2 Unit Transportasi Fluida.................................................................................. 51 3.3 Unit Penukar Panas ......................................................................................... 52 3.4 Unit Kompresor............................................................................................... 53 3.5 Unit Reaktor Kimia ......................................................................................... 54 3.6 Unit Pemisah ................................................................................................... 55 BAB IV UNIT PENDUKUNG PROSES ....................................................................... 56 4.1 Unit Pendukung Proses ................................................................................... 56 4.1.1 Unit Penyediaan Air dan Pengolahan Air ............................................... 57 4.1.1.1 Unit Penyediaan Air ................................................................ 57 4.1.1.2 Unit Pengolahan ..................................................................... 63 4.1.2 Kebutuhan Air ........................................................................................ 69 4.1.2.1 Kebutuhan Air untuk Steam .................................................... 69 4.1.2.2 Kebutuhan Air Pendingin ........................................................ 69 4.1.2.3 Kebutuhan Air Sanitasi ........................................................... 70 4.1.2.4 Kebutuhan Air Hydrant ........................................................... 71



ix



4.1.3 Unit Penyediaan Steam .......................................................................... 71 4.1.4 Unit Penyediaan Tenaga Listrik ............................................................. 74 4.1.4.1 Kebutuhan Listrik .................................................................... 74 4.1.4.2 Generator ................................................................................. 78 4.1.5 Unit Penyediaan Bahan Bakar ................................................................ 79 4.1.6 Unit Penyediaan Udara Tekan ................................................................ 80 4.1.7 Unit Pengolahan Limbah ........................................................................ 81 4.2 Laboratorium ................................................................................................... 82 4.2.1 Fungsi Laboratorium .............................................................................. 82 4.2.2 Bagian-bagian Laboratorium .................................................................. 83 4.2.3 Alat-alat Utama Laboratorium ............................................................... 84 BAB V MANAJEMEN PERUSAHAAN ....................................................................... 85 5.1 Bentuk Perusahaan .......................................................................................... 85 5.2 Struktur Organisasi dan Deskripsi Tugas ........................................................ 86 5.2.1 Struktur Organisasi ................................................................................. 86 5.2.2 Deskripsi Tugas ...................................................................................... 89 5.2.2.1 Pemegang Saham .................................................................... 89 5.2.2.2 Dewan Komisaris .................................................................... 89 5.2.2.3 Dewan Direksi ......................................................................... 89 5.2.2.4 Sekretaris ................................................................................. 90 5.2.2.5 Kepala Bagian ......................................................................... 91 5.2.2.6 Kepala Shift ............................................................................. 92 5.2.2.7 Kepala Seksi ............................................................................ 92 5.2.2.8 Kepala Regu ............................................................................ 95 5.3 Kebutuhan Karyawan dan Sistem Pengupahan ............................................... 95 5.3.1 Pembagian Jam Kerja Karyawan............................................................ 97 5.3.2 Jumlah Karyawan dan Gaji .................................................................... 98 5.4 Kesejahteraan Karyawan ............................................................................... 103 5.5 Corporate Social Responsibility (CSR)......................................................... 106 BAB VI ANALISIS EKONOMI .................................................................................. 108 6.1 Penaksiran Harga Peralatan ........................................................................... 108 6.2 Dasar Perhitungan ......................................................................................... 111



x



6.2.1 Kapasitas Produksi ............................................................................... 111 6.2.2 Kebutuhan Bahan Baku ........................................................................ 111 6.2.3 Harga Bahan Baku dan Produk ............................................................ 111 6.2.4 Upah Minimum Pekerja ....................................................................... 111 6.3 Perhitungan Biaya ......................................................................................... 111 6.3.1 Capital Investment................................................................................ 111 6.3.2 Biaya Produksi Total ............................................................................ 115 6.4 Analisa Kelayakan......................................................................................... 119 6.5 Hasil Perhitungan .......................................................................................... 121 6.5.1 Total Capital Investement .................................................................... 121 6.5.2 Total Operating Expenses .................................................................... 123 6.5.3 Hasil Analisa Kelayakan ...................................................................... 128 DAFTAR PUSTAKA ................................................................................................... 131 LAMPIRAN..................................................................................................................A-1



xi



DAFTAR TABEL Tabel 1.1 Data Jumlah Impor Benzene di Indonesia .....................................................3 Tabel 1.2 Data Produksi Bahan Baku di Indonesia .......................................................5 Tabel 1.3 Produksi Toluene di Dunia ............................................................................5 Tabel 1.4 Kapasitas produk produsen benzene .............................................................6 Tabel 1.5 Perbandingan Alternatif Lokasi Pendirian Pabrik .........................................9 Tabel 1.6 Perbandingan Proses Pembuatan Benzena ....................................................15 Tabel 2.1 Sifat Fisika Bahan Baku dan Produk ............................................................ 18 Tabel 2.2 Harga panas pembentukan standar dan energi Gibbs ................................... 23 Tabel 2.3 Neraca massa di sekitar Mixing Valve 1 ...................................................... 31 Tabel 2.4 Neraca massa di sekitar Mixing Valve 2 ...................................................... 32 Tabel 2.5 Neraca massa di sekitar Reaktor ................................................................... 32 Tabel 2.6 Neraca massa di sekitar Kondensor Parsial .................................................. 32 Tabel 2.7 Neraca massa di sekitar flash drum .............................................................. 33 Tabel 2.8 Neraca massa di sekitar menara distilasi 1 ................................................... 33 Tabel 2.9 Neraca massa di sekitar menara distilasi 2 ................................................... 33 Tabel 2.10 Neraca massa pada purging ........................................................................ 33 Tabel 2.11 Neraca panas pada arus campuran hidrogen ............................................... 34 Tabel 2.12 Neraca panas di kompresor hidrogen.......................................................... 35 Tabel 2.13 Panas yang diserap heat exchanger ............................................................ 35 Tabel 2.14 Panas yang dilepas heat exchanger ............................................................ 35 Tabel 2.15 Panas pada arus campuran toluene ............................................................. 36 Tabel 2.16 Panas yang diserap heater ........................................................................... 36 Tabel 2.17 Harga panas sensibel .................................................................................. 36 Tabel 2.18 Harga panas laten ....................................................................................... 36 Tabel 2.19 Beban kerja kompresor pada stage 1 .......................................................... 37 Tabel 2.20 Beban kerja kompresor pada stage 2 .......................................................... 37 Tabel 2.21 Beban kerja kompresor pada stage 3 .......................................................... 37 Tabel 2.22 Beban panas feed hidrogen ........................................................................ 37 Tabel 2.23 Beban panas feed toluene ........................................................................... 38 Tabel 2.24 Panas reaktan hidrogen............................................................................... 38 Tabel 2.25 Panas reaktan toluene ................................................................................. 38 xii



Tabel 2.26 Panas reaksi ................................................................................................ 39 Tabel 2.27 Panas pada produk ...................................................................................... 39 Tabel 2.28 Panas yang dilepas WHB ........................................................................... 39 Tabel 2.29 Panas yang dilepas economizer .................................................................. 40 Tabel 2.30 Panas yang dilepas cooler ........................................................................... 40 Tabel 2.31 Panas pada kondensor parsial ..................................................................... 40 Tabel 2.32 Neraca panas di flash drum ........................................................................ 41 Tabel 2.33 Neraca panas di heater ................................................................................ 41 Tabel 2.34 Neraca panas di merana distilasi 1 .............................................................. 41 Tabel 2.35 Neraca panas di merana distilasi 2 ............................................................. 42 Tabel 2.36 Panas yang dilepas cooler ........................................................................... 42 Tabel 2.37 Panas yang dilepas cooler ........................................................................... 42 Tabel 2.38. Perincian luas tanah dan bangunan ............................................................ 46 Tabel 3.1 Spesifikasi tangki penyimpanan ................................................................... 49 Tabel 3.2 Spesifikasi pompa ......................................................................................... 50 Tabel 3.3 Spesifikasi heat exchanger ........................................................................... 51 Tabel 3.4 Spesifikasi kompresor .................................................................................. 52 Tabel 3.5 Spesifikasi reaktor ........................................................................................ 53 Tabel 3.6 Spesifikasi kolom distilasi ............................................................................ 54 Tabel 4.1 Kualitas Air umpan Boiler............................................................................ 58 Tabel 4.2 Syarat Mutu Air ............................................................................................ 59 Tabel 4.3 Kualitas Air Pendingin Sistem Resirkulasi .................................................. 62 Tabel 4.4 Syarat Mutu Air Pendingin ........................................................................... 62 Tabel 4.5 Kebutuhan air untuk steam ........................................................................... 69 Tabel 4.6 Kebutuhan air pendingin .............................................................................. 70 Tabel 4.7 Daya pada peralatan proses ........................................................................... 75 Tabel 4.8 Total Daya yang dibutuhkan untuk peralatan utilitas ................................... 75 Tabel 4.9 Kebutuhan listrik untuk penerangan ............................................................. 76 Tabel 4.10 Data Ruangan yang Menggunakan AC ...................................................... 78 Tabel 5.1 Pembagian shift karyawan ............................................................................ 98 Tabel 5.2 Rincian jumlah karyawan proses .................................................................. 98 Tabel 5.3 Rincian jumlah karyawan utilitas.................................................................. 99 Tabel 5.4 Rincian jumlah karyawan HSE, lab analisis, dan maintenance .................. 100 xiii



Tabel 5.5 Rincian Jumlah Karyawan .......................................................................... 100 Tabel 5.6 Rincian Gaji Berdasar Jabatan .................................................................... 102 Tabel 6.1 Chemical Engineering Paint Cost Index Tahun 2000-2019....................... 109 Tabel 6.2 Luas Tanah dan Bangunan .......................................................................... 113 Tabel 6.3 Total Capital Investment ............................................................................. 121 Tabel 6.4 Total Direct Cost ........................................................................................ 121 Tabel 6.5 Total Indirect Cost ...................................................................................... 122 Tabel 6.6 Fixed Capital Investment ............................................................................ 122 Tabel 6.7 Biaya Produksi Total (Total Operating Expenses) ..................................... 123 Tabel 6.8 Biaya Bahan Baku ...................................................................................... 123 Tabel 6.9 Biaya Utilitas .............................................................................................. 123 Tabel 6.10 Supervisory Expenses ............................................................................... 124 Tabel 6.11 Operating Labor Cost per Tahun .............................................................. 124 Tabel 6.12 Direct Manufacturing Expenses ............................................................... 126 Tabel 6.13 Gaji Karyawan .......................................................................................... 127 Tabel 6.14 General Expenses ..................................................................................... 128 Tabel 6.15 Data Hasil Analisa Kelayakan .................................................................. 130



xiv



DAFTAR GAMBAR Gambar 1.1 Garfik Impor dan Ekspor Benzena di Indonesia .........................................3 Gambar 1.2 Peta Kawasan Krakatau Industrial Estate Cilegon (KIEC) .......................10 Gambar 1.3 Contoh Process Flow Diagram Hidrodealkilasi Thermal .........................13 Gambar 1.4 Contoh Process Flow Diagram Disproporsionasi Toluene .......................14 Gambar 2.1 Tata letak pabrik ........................................................................................45 Gambar 2.2 Layout peralatan proses .............................................................................48 Gambar 4.1 Blok Diagram Proses Pengolahan dan Distribusi Air ...............................68 Gambar 4.2. Skema Penyediaan Udara Tekan ..............................................................80 Gambar 5.1 Struktur organisasi perusahaan ..................................................................88 Gambar 6.1. Grafik Hubungan Tahun dengan Plant Cost Index ................................110 Gambar 6.2 Hubungan Kapasitas Produksi terhadap Sales, Variabel Cost, dan Fixed Cost 129



xv



DAFTAR LAMPIRAN LAMPIRAN A NERACA MASSA ........................................................................... A-1 LAMPIRAN B NERACA PANAS .............................................................................B-1 LAMPIRAN C SPESIFIKASI ALAT .......................................................................C-1 LAMPIRAN D PERHITUNGAN EKONOMI .......................................................... D-1



xvi



BAB I PENDAHULUAN



1.1 Latar Belakang Pendirian Pabrik Dengan berkembangnya industri di era globalisasi saat ini, pemerintah telah memfokuskan untuk meningkatkan daya saing sektor industri yang akan berperan sebagai penunjang ekonomi Indonesia. Salah satu sub industri adalah sub sektor industri kimia, yang diharapkan dapat berkembang pesat guna mengimbangi kebutuhan yang semakin tinggi dan bertujuan untuk mengurangi ketergantungan akan impor. Berdasarkan Rencana Induk Pengembangan Industri Nasional 2015-2035, yang dibuat oleh Kementrian Perindustrian, industri petrokimia yang dikembangkan di Indonesia sesuai adalah: Etilena; Propilena; Butadiene; Benzena; Toluene; p-Xylena; o-Xylena; Metanol; Ammonia; dan Asam Formiat. Dengan adanya peningkatan dalam industri kimia, maka kebutuhan akan bahan baku dan bahan-bahan penunjang lainnya juga semakin meningkat. Salah satu jenis bahan kimia yang dibutuhkan untuk industri kimia adalah benzena (BPS, 2018). Benzena merupakan salah satu produk petrokimia yang berbentuk cincin tunggal segi enam hexagonal dan merupakan senyawa aromatis dengan rumus molekul C6H6. Benzena merupakan senyawa tidak berwarna (jernih) yang bersifat volatile, mudah terbakar, beracun dan sedikit larut dalam air. Benzena mempunyai banyak kegunaan dalam industri diantaranya sebagai pelarut dalam ekstraksi maupun distilasi, selain itu benzena juga digunakan sebagai bahan baku pembuatan senyawa kimia organik lain seperti styrene, phenol, cyclohexane, aniline, alkylbenzena dan chlorobenzena (McKetta, 1984). Benzene dapat diproduksi melalui reaksi hidrodealkilasi termal dari toluene dan hidrogen (Mc Ketta, 1984). Sehingga bahan baku utama yang digunakan untuk memproduksi benzena adalah toluene dan hidrogen. Toluene dapat diperoleh dari Pertamina Unit 4 Cilacap dan PT. Trans-Pacific Petrochemical Indotama yang berkapasitas 120.000 ton/tahun dan 360.000 ton/tahun. Menurut data yang diperoleh dari Alibaba.com, data harga bahan



1



baku toluene dengan kemurnian 99% yaitu US$ 600/ton–US$ 800/ton dan hidrogen yaitu US$ 0,85/m3–US$ 1,95/m3, sedangkan harga produk benzene dengan kemurnian 99,9% yaitu US$ 1.000/ton–US$ 1.500/ton dan diphenyl dengan kemurnian 99,9% yaitu US$ 1.500/ton – US$ 3.500/ton. Mengingat berbagai pertimbangan di atas maka diperlukan pendirian pabrik benzene di Indonesia. Pabrik Benzene ini secara umum tergolong pabrik dengan resiko sedang dikarenakan dalam prosesnya tidak banyak menangani bahan-bahan yang berbahaya, namun suhu yang digunakan cukup tinggi. Bahan yang dapat dikategorikan berbahaya yaitu penggunaan gas hidrogen karena bersifat bertekanan tinggi, namun dapat diatasi menggunakan alat-alat yang terbuat dari bahan dengan ketebalan yang baik yang tahan terhadap tekanan tinggi dan alat-alat keamanan yang lain untuk menunjang keamanan proses. Dengan didirikannya pabrik benzene di Indonesia maka kemungkinan angka impor dapat dikurangi. Selain itu produk benzene dapat diekspor ke luar negeri sehingga dapat mendatangkan devisa bagi negara. Selain alasan-alasan tersebut, pendirian pabrik benzene juga didasarkan pada hal-hal berikut : 1. Pendirian pabrik Benzene dapat memenuhi kebutuhan dalam negeri, sekaligus mengurangi ketergantungan impor 2. Memacu pertumbuhan industri-industri baru yang menggunakan benzena sebagai bahan baku 3. Menciptakan lapangan pekerjaan sehingga mengurangi pengangguran 4. Meningkatkan pendapatan negara di sektor industry



1.2 Penetapan Kapasitas Produksi Penentuan kapasitas produksi suatu pabrik akan mempengaruhi perhitungan teknis maupun ekonomis. Pabrik benzene yang akan didirikan harus mempunyai kapasitas yang menguntungkan. Pabrik direncanakan mulai dibangun pada tahun 2025 dan sudah beroperasi pada tahun 2027. Ada tiga pertimbangan yang perlu diperhatikan dalam pemilihan kapasitas produksi pabrik benzene, yaitu:



2



1. Proyeksi kebutuhan benzena di Indonesia 2. Kapasitas pabrik yang telah berdiri 3. Ketersediaan bahan baku



1.2.1. Proyeksi Kebutuhan Benzena di Indonesia Data dari Badan Pusat Statistika (BPS) menunjukan bahwa jumlah impor benzena cenderung mengalami kenaikan setiap setiap tahunnya. Dimana kebutuhan benzene di Indonesia dapat dihitung menggunakan persamaan: Kebutuhan = Jumlah Impor + Jumlah produksi dalam negeri – Jumlah Ekspor Tabel 1.1. Data Jumlah Impor Benzena di Indonesia Tahun



Jumlah Impor (ton/tahun)



Jumlah Ekspor (ton/tahun)



2015



179.786,058



2.894,003



2016



216.514,511



5.708,7



2017



261.667,487



0,05



2018



251.767,207



23.481,447



2019



224.457,699



23.383,691



300,000 y = 12,460x - 24,904,170



Benzena (Ton)



250,000 200,000 Impor 150,000



Ekspor



Linear (Impor)



100,000



Linear (Ekspor)



50,000 0 2015



y = 5,875x - 11,839,210 2016



2017



2018



2019



Tahun



Gambar 1.1 Garfik Impor dan Ekspor Benzena di Indonesia



3



Dengan metode least square, dapat diperoleh persamaan linear untuk jumlah impor yaitu 12.460x – 24.904.170 dan jumlah ekspor adalah 5875x + 11.839.210. Sehingga dapat diperkirakan kebutuhan impor dan ekspor benzene pada tahun 2027 sebagai berikut: •



Prediksi jumlah impor Benzena tahun 2027 y = 12460x – 24.904.170 y = 12460 (2027) – 24.904.170 y = 352.250 ton



•



Prediksi jumlah ekspor Benzena tahun 2027 y = 5875,2x – 11.839.210 y = 5875,2 (2027) – 11.839.210 y = 158.20,4 ton Sementara itu, Benzene di Indonesia hanya di produksi oleh PT.



Trans-Pacific Petrochemical Indotama dan PT. Pertamina RU IV dengan kapasitas produksi sebesar 480.000 ton/tahun dan 120.000 ton/tahun, sehingga prediksi kebutuhan benzena yang ada di Indonesia pada tahun 2027 adalah sebagai berikut : Kebutuhan = Jumlah Impor + Jumlah produksi dalam negeri – Jumlah Ekspor = (352.250 + 600.000 – 15820,4 ton) = 936.429,6 ton / tahun Kebutuhan benzene di Indonesia pada tahun 2027 diprediksi mencapai 936.429,6 ton/tahun sedangkan produksi dalam negeri hanya berkapasitas 600.000 ton/tahun. Untuk memenuhi kebutuhan tersebut maka didirikan pabrik benzene kapasitas 320.000 ton/tahun yang diharapkan mampu mengurangi impor dan memenuhi pasar ekspor keluar negeri.



1.2.2. Ketersediaan Bahan Baku Bahan baku utama dalam pembuatan benzene pabrik ini adalah toluene dan gas hidrogen, dengan reaksi utama sebagai berikut : C7H8 + H2 → C6H6 + CH4



4



Toluene didapatkan dari PT Styrindo Mono Indonesia, sedangkan gas hidrogen diperoleh dari PT Air Liquide Cilegon. Berikut ditampilkan ketersediaan bahan baku dilihat dari kapasitas produksi pabrik tersebut. Tabel 1.2 Data Produksi Bahan Baku di Indonesia (ICIS, 2014) Bahan Baku



Pabrik



Kapasitas Produksi



Toluena



PT. Pertamina RU IV



270.000 ton/tahun



PT. Trans-Pacific Petrochemical Indotama



300.000 ton/tahun



PT. Styrindo Mono Indonesia



620.000 ton/tahun



PT. Air Liquide Cilegon



72.600 ton/tahun



PT. Aneka Gas Industri Gresik



150.000 ton/tahun



Hidrogen



Apabila terjadi kekurangan bahan baku di Indonesia khususnya toluene, maka dapat diperoleh toluene melalui impor dari negara lain. Berikut merupakan kapasitas produksi Toluene di dunia yang ditunjukkan dalam Tabel 1.3 Tabel 1.3 Produksi Toluene di Dunia (ICIS, 2014) Bahan Baku



Pabrik



Kapasitas Produksi



Toluena



Petrochemical of Singapore



195.000 ton/tahun



Exxon Mobil



642.000 ton/tahun



Titan Chemicals



70.000 ton/tahun



1.2.3. Kapasitas Pabrik yang Telah Berdiri Total produksi benzena di Indonesia adalah 480.000 ton/tahun yang disuplai oleh PT. Trans-Pacific Petrochemical Indotama (480.000 ton/tahun) dan PT. Pertamina RU IV (120.000 ton/tahun), sedangkan kebutuhan benzena di Indonesia pada tahun 2027 mencapai 936.429,6 ton /tahun sehingga untuk menutupi kebutuhan benzena di Indonesia,



5



dilakukan impor benzena dari luar negeri. Data mengenai kapasitas pabrik benzena yang telah berdiri disajikan sebagai berikut. Tabel 1.4 Kapasitas produk produsen benzene (ICIS, 2012) Nama Pabrik



Lokasi



Kapasitas (ton/tahun)



PT. Pertamina RU IV



Indonesia



120.000



PT. Trans-Pacific Petrochemical



Indonesia



480.000



Aromatics Thailand



Thailand



182.000



Shell Chemicals



Singapura



270.000



Petrochemical Corporation of



Singapura



230.000



Jepang



180.000



Indotama



Singapore Mitsubishi Chemical



Dari Tabel 1.4 dapat diketahui kapasitas minimal pabrik di dunia sebesar 120.000 ton/tahun. Maka dapat disimpulkan bahwa kapasitas rancang pabrik benzene sebesar 320.000 ton/tahun layak untuk didirikan.



1.3. Pemilihan Lokasi Pabrik Pemilihan lokasi berdirinya pabrik merupakan hal yang sangat penting dalam perancangan suatu pabrik. Pemilihan lokasi yang tepat mampu memberikan kontribusi yang penting dalam segi ekonomi maupun teknis pabrik. Faktor-faktor yang mempengaruhi lokasi pendirian suatu pabrik meliputi penyediaan bahan baku, pemasaran produk, transportasi, utilitas, ketenagakerjaan, serta kondisi geografis dan sosial (Sinnott, 2005).



6



1.3.1. Faktor Utama 1. Penyediaan Bahan Baku Bahan baku merupakan kebutuhan utama bagi kelangsungan operasi suatu pabrik. Pabrik yang dekat dengan sumber bahan baku memiliki keuntungan yaitu dapat mengurangi biaya transportasi bahan baku. Jika bobot produk yang dihasilkan lebih berat dari bobot bahan bakunya (weight gain), maka pabrik akan dibangun dekat dengan pasar, sebaliknya jika bobot produk yang dihasilkan lebih ringan dari bobot bahan bakunya (weight loss) maka pabrik akan didirikan dekat dengan bahan baku. Bahan baku dari pabrik benzene adalah toluene dan hidrogen. Pabrik benzene termasuk jenis weight loss, dimana produk benzene yang dihasilkan lebih ringan dari pada bahan baku toluene. Jadi letak pabrik benzene sebaiknya dekat dengan sumber bahan baku guna mempermudah proses produksi. Dengan pertimbangan diatas, ada dua alternatif lokasi pabrik yaitu Tuban (Kawasan Industri Tuban) dan Cilegon (Kawasan Industrial Estate Cilegon). Lokasi pabrik dipilih karena dekat dengan bahan baku. Lokasi Tuban dipilih karena dekat dengan PT TPPI Tuban sebagai produsen toluene. Sumber bahan baku toluene lainnya diperoleh dari PT Pertamina Unit Pengolahan IV, Cilacap. Lokasi Cilegon dipilih karena dekat dengan PT Air Liquide sebagai produsen hidrogen dan juga PT Styrindo Mono Indonesia sebagai produsen toluena yang berlokasi di Serang, Banten. Penentuan lokasi pabrik ini tidak hanya berdasarkan ketersediaan bahan baku sehingga perlu dilakukan peninjauan lebih lanjut dari beberapa faktor lainnya. 2. Pemasaran Produk Pemasaran produk perlu diperhatikan jarak tempuh antara lokasi pabrik dan pasar produk guna menekan biaya pendistribusian dan waktu pengiriman. Benzene merupakan bahan intermediet yang digunakan untuk membuat produk seperti cumene, styrene, ethylbenzene, alkylbenzene, nitrobenzene, cyclohexane dan aniline. Produk benzena ditujukan untuk memenuhi kebutuhan dalam negeri.



7



Daerah Cilegon termasuk lokasi yang tepat untuk daerah pemasaran karena banyaknya industri kimia yang menggunakan bahan baku benzene diantaranya: 1. Industri alkylbenzene yang diproduksi PT. Unggul Indah Corporation 2. Industri ethylbenzene yang diproduksi oleh PT. Styrindo Mono Indonesia 3. Transportasi Kawasan industri Cilegon dekat dengan pelabuhan Merak. KIEC (Krakatau Industrial Estate Cilegon) ini juga sudah memiliki fasilitas jalan yang mudah untuk diakses. Dengan fasilitas tersebut pengiriman bahan baku dan pendistribusian produk melalui transportasi laut maupun darat tidak akan menjadi masalah. Adapun di Tuban dekat dengan pelabuhan dan memiliki akses jalan darat yang baik sehingga memudahkan transportasi bahan baku dan produk. 4. Tenaga Kerja Tenaga kerja dapat dipenuhi dari daerah sekitar lokasi maupun dari luar lokasi pabrik. Daerah Cilegon maupun Tuban terletak di pulau jawa yang mempunyai kepadatan penduduk yang tinggi sehingga penyediaan tenaga kerja baik tenaga kerja kerja kasar maupun tenaga ahli mudah didapatkan. Selain itu besarnya upah minimum di suatu daerah juga perlu menjadi pertimbangan. Upah minimum kabupaten Tuban yaitu sebesar Rp. 2.532.234,77 sedangkan upah minimum kota Cilegon sendiri sebesar Rp. 4.246.081,00. 5. Utilitas Utilitas sebuah industri kimia terbagi menjadi beberapa aspek, diantaranya penyediaan air dan listrik. Untuk kebutuhan air di Cilegon diperoleh di PT. Krakatau Tirta Industri sebagai air sanitasi sedangkan untuk kebutuhan proses bisa didapatkan dari sungai cidanau. Adapun kebutuhan air di Tuban diperoleh dari waduk Temandang dan sumur artesis. Pengadaan listrik menggunakan dua sumber yaitu PLN dan generator.



8



Tabel 1.5 Perbandingan Alternatif Lokasi Pendirian Pabrik Faktor



Cilegon



Tuban



Ketersediaan Bahan Baku



5



3



Daerah Pemasaran Produk



5



3



Transportasi



4



4



Tenaga Kerja



3



4



Utilitas



4



4



Jumlah



21



18



Keterangan : 1. Buruk 2. Cukup 3. Sedang



4. Baik



5. Sangat baik



Jika ditinjau dari pengadaan bahan baku, proses produksi benzene merupakan jenis weight loss, sehingga diupayakan lokasi pabrik dengan bahan baku diletakan di Tuban. Tapi, untuk pemasarannya, pabrik yang membutuhkan produk benzene berada di Cilegon. Cilegon juga memiliki kawasan industri yang lengkap dengan berbagai fasilitas penunjang. Berdasarkan tabel 1.9, dipilih lokasi pabrik di Kawasan Industrial Estate Cilegon. Pabrik ini didirikan dekat dengan konsumen dan produk yang dihasilkan dapat didistribusikan menggunakan pipeline atau jalur darat. PT. Krakatau Industrial Estate Cilegon (KIEC) terletak di Kawasan Industri, dikelilingi daerah perbukitan dan laut. Kontur tanah yang datar mencakup 550 hektar, dan sudah terpakai 245 hektar oleh 70 perusahaan baik nasional maupun mutinasional. KIEC memiliki kondisi tanah yang sesuai untuk bangunan ataupun pabrik. Berikut keterangan luas kawasan industry di KIEC: Kawasan Industri I : 550 hektar Kawasan Industri II : 75 hektar Total : 625 hektar



9



Gambar 1.2 Peta Kawasan Krakatau Industrial Estate Cilegon (KIEC)



1.3.2 Faktor Penunjang 1. Kondisi Tanah dan Iklim Kondisi tanah sangat baik yaitu stabil dan datar karena ada di kawasan industri. Dengan didukung iklim yang stabil sepanjang tahun, pemilihan lokasi ini sangat menguntungkan. Kawasan ini juga tidak rawan akan kemungkinan terjadinya gempa bumi. 2. Kebijakan Pemerintah Kebijakan pemerintah terhadap ketetapan daerah Cilegon sebagai kawasan industri yang terbuka bagi investor asing. Pemerintah juga sebagai fasilisator yang telah memberikan kemudahan dalam perijinan, pajak dan hal lainnya yang menyangkut teknik pendirian suatu pabrik. 3. Sarana Penunjang Lain KIEC sebagai kawasan industri sudah memeliki fasilitas terpadu seperti rumah sakit, perumahan, sarana rekreasi dan olah raga dan sebgainya. Selain itu sistem drainase, jaringan telepon dan keamanan juga telah disediakan oleh KIEC.



1.4. Tinjauan Proses 1.4.1 Macam-macam Proses Pada awalnya benzene sebagian besar diproduksi dari bahan baku minyak bumi dan batubara. Namun proses ini memiliki kekurangan yaitu



10



tahap separasi terlalu banyak dan sulit serta banyak dihasilkan produk samping. Disamping pembuatan benzene dari batu bara dan minyak bumi dikenal pula adanya proses sintesis. Proses ini menggunakan bahan baku dari bahan aromatis yang sudah jadi, seperti toluene dan xylene. Proses ini lebih sederhana dan menghasilkan benzene dengan kemurnian lebih tinggi. Secara komersial, benzene diproduksi dengan catalytic reforming, dealkilasi termal atau katalitik toluena, disproporsionasi, dan dari pyrolysis gasoline yang dihasilkan dari perengkahan olefin (KirkOthmer, 2004). Adapun deskripsi dari masing-masing proses sebagai berikut. 1. Catalytic Extraction Reforming (CRE) Catalytic extraction reforming adalah proses dehidrogenasi napthenes menjadi aromatik. Parafin juga dapat dehidrogenasi menjadi aromatik, tetapi reaksinya lambat. Pertama, naptha dihydrotreated untuk menghilangkan sulfur yang mungkin ada. Kemudian ditambahkan recycle hidrogen, dicampurkan dan dipanaskan. Aliran ini masuk ke reaktor katalitik dimana paraffin dikonversi menjadi senyawa aromatik. Suhu operasi yaitu 399-566℃ dan tekanan 3-34 atm. Katalis yang digunakan dalam reaktor ini biasanya platinum atau renium khlorida. Aliran keluar terdiri dari hydrogen excess dan reformate yang kaya aromatik. Selektivitas paling tinggi diurutkan dari paling tinggi selektivitasnya adalah platinium dengan 55%, tembaga dengan 18% dan klorida dengan 22%. Aliran keluar terdiri dari hydrogen excess dan reformate yang kaya aromatik. Aliran ini kemudian masuk ke tahap pemisahan produk. Hidrogen dipisahkan dari produk cair, dan di recycle kembali ke umpan awal (W.F. Johnston, 1964). Produk cair diumpankan ke stabilizer. Stabilizer memisahkan hidrokarbon ringan yang mudah menguap dari produk cair. Cairan tersebut kemudian dikirim ke debutanizer. Benzene, toluene dan xylene (semua disebut aromatik) kemudian diekstrak dari reformate.



11



Pelarut yang berbeda digunakan untuk mengekstrak aromatik dari aliran reformate. Pelarut yang paling umum digunakan adalah glikol dan sulfolane. Kedua proses tersebut serupa, dan proses glikol dijelaskan sebagai berikut. Pertama, aromatik dipisahkan dari reformate dalam extractor. Raffinate tersebut kemudian dicuci dengan air dan disimpan, sedangkan uap yang digunakan untuk memisahkan aromatik terlarut dan hidrokarbon dipisahkan dari pelarut. Hidrokarbon kemudian dicuci dengan air untuk menghilangkan pelarut, dan kemudian dipanaskan, dan melalui clay tower untuk menghilangkan olefin. Benzene, toluene dan xylene kemudian dipisahkan dengan cara fraksinasi. Proses ini memeliki kekurangan tahap pemisahan produk banyak. 2. Hidrodealkilasi (HDA) Termal Proses Hidrodealkilasi (HDA) merupakan reaksi senyawa aromatis dengan hidrogen, dimana hidrogen mengganti gugus alkil dalam ikatan aromatis menghasilkan senyawa benzene dan gas paraffin ringan. Reaksi yang terjadi yaitu toluene dengan hydrogen, menghasilkan benzene dan metane (Mc Ketta, 1977). Reaksi Utama C6H5CH3 + H2



C6H6 + CH4



Reaksi Samping C6H6 + H2



C6H12



Proses ini berlangsung pada suhu tinggi yaitu 537-799℃ dan tekanan 14-68 atm. Konversi yang diperoleh mencapai 75-94% dengan selektivitas mencapai 93-97%.



12



(Kirk dan Orthemer, 2004) Gambar 1.3 Contoh Process Flow Diagram Hidrodealkilasi Thermal 3. Disproporsionasi Toluena Pada prinsipnya, proses disproporsionasi toluen adalah pemindahan gugus metil dari suatu molekul toluene ke molekul toluen lainnya. Proses ini juga biasa disebut dengan transalkilasi. Disproporsionasi tolene merupakan proses pembuatan paraxylene dengan transalkilasi katalitik, dimana toluene akan dikonversikan menjadi benzene sebagai produk samping dan xylene. 2C6H5CH3 +H2



C6H6 +C6H4(CH3)2



Reaksi bersifat endotermis dan menggunakan fix bed reactor. Proses ini merupakan konversi 2 mol toluene menjadi benzene dan xylene. Salah satu contoh proses ini adalah proses Tatoray. Proses Tatoray berlangsung pada suhu 350-530℃ dan tekanan 1,5 Mpa (1050 atm). Konversi diperoleh 37% benzene dan 57 % xylene (Kirk dan Orthemer, 2004). Proses disproporsionasi toluene ini telah dikembangkan oleh beberapa perusahaan, yaitu perusahaan Mobile di Enichem Refinery dengan nama MSTDP dan perusahaan Exxon Mobile yang diberi nama PxMax. Sedangkan proses produksi Benzene dalam negeri dilakukan oleh Pertamina, menggunakan disproposianionasi toluene proses UOP. Hasil yang diperoleh dengan proses PxMax yaitu total yield dari Benzene yang sedikit lebih baik, dan rasio xylene-benzene



13



yang lebih baik, juga kebutuhan hidrogen yang dapat ditekan sehingga diharapkan keuntungan yang didapat lebih besar (Aneke, 1976).



(Kirk dan Orthemer, 2004) Gambar 1.4. Contoh Process Flow Diagram Disproporsionasi Toluene 4. Pirolisis Gasoline Prinsip gasoline adalah produk samping dari steam cracking gas paraffin, nafta, minyak gas dan hdrokarbon lainnya digunakan untuk membuat etilena. Pirolisis gasoline mengandung 5% diolefin. Hal ini membuat senyawa tidak stabil. Pirolisis gasoline mengandng 60% aromatik, yang 50%-nya berupa benzene. Dalam rangka untuk memisahkan diolefin, bisa menggunakan distilasi karena diolefin memiliki titik didih lebih rendah, namun cendrung terjadi polimerisasi, sehingga harus dikonversi menjadi olefin melalui hyrotreating. Benzene diekstrak melalui ektraksi pelarut dan kemudian di distilasi. Proses ini berlangsung pada tekanan 2 atm dan suhu 130-175℃ dengan konversi sebesar 30% (Oakmont, 1971).



14



Tabel 1.6. Perbandingan Proses Pembuatan Benzena Proses



Konversi



Tekanan



Temperatur



Selektivitas



(%)



(atm)



(℃)



(%)



1



2



2



2



7



4



3



2



4



13



1



2



3



1



7



1



4



4



2



11



Catalytic Extraction Reforming (CRE)



Jumlah



Hidrodealkilasi (HDA) Termal (1968) Disproporsionasi Toluena Pirolisis Gasoline



Keterangan : 1. Buruk 2. Cukup 3. Sedang 4. Baik



5.Sangat baik



Setelah membandingkan dari beberapa uraian proses diatas, maka dipilih proses yaitu Thermal Hidrodealkilasi (HDA Thermal), dengan beberapa pertimbangan antara lain: 1. Pada proses Thermal Hidrodealkilasi operasi nya relatif sedikit lebih murah dibandingkan dengan proses lainnya. Pada proses ini suhu dan tekanan yang yang digunakan memiliki range sedikit lebih tinggi daripada proses yang lainnya tetapi memiliki konversi dan selektivitas yang tinggi. Dengan semakin tinggi konversi dan selektivitas maka keuntungan juga lebih banyak. 2. Pada proses Thermal Hidrodealkilasi pemurnian relatif lebih mudah dilakukan. 3. Produk yang dihasilkan pada proses Thermal Hidrodealkilasi selain Benzene, juga terdapat metana yang laku dijual di pasaran, sehingga keuntungan yang didapat dari proses ini akan relatif lebih banyak daripada proses pertama. 4. Untuk proses Thermal Hidrodealkilasi umpannya tidak menjalani proses treatment apapun jika dibandingkan dengan menggunakan



15



Katalitik Hidrodealkilasi, yang mana penambahan proses ini akan membuat proses Thermal Hidrodealkilasi lebih sederhana dan banyak digunakan daripada proses lainnya. Dari beberapa pertimbangan proses pembuatan benzene, proses yang dipilih adalah Hidrodealkilasi Thermal (HDA Thermal). Hidrodealkilasi Thermal (HDA Thermal) dipilih karena benzene yang dihasilkan mempunyai kemurnian tinggi, non katalitik, dan produk samping yang dihasilkan lebih sedikit.



1.5 Kegunaan Produk Benzene merupakan salah satu produk petrokimia yang sangat penting untuk pembuatan beberapa produk kimia, yaitu alkylbenzene, ethylbenzene, cumene, nitrobenzene, cyclohexane, chlorobenzene, dan maleic anhydride. Alkylbenzene digunakan dalam indutri deterjen, ethylbenzene digunakan untuk industri styrene, resin, dan polystyrene. Cumene dapat digunakan untuk membuat solvent, indikator phenolphtalein. Adapun nitrobenzene dapat digunakan untuk pelarut, bahan dasar zat warna, bahan peledak (Mc Ketta, 1984).



16



BAB II DESKRIPSI PROSES



2.1 Spesifikasi Bahan Baku dan Produk 2.1.1 Spesifikasi Bahan Baku 1) Toluena •



Fasa



: Cair (P=1 atm, T=30oC)



•



Warna



: Tidak Berwarna



•



Kemurnian : Min. 98,5%



•



Densitas : 0,86 gr/cm3 (T=30oC)



•



Impuritas : C6H6 (maks. 0,05% berat) (PT. Styrindo Mono Indonesia)



2) Hidrogen •



Fasa



: Gas (P = 32 atm, T=35oC)



•



Warna



: Tidak Berwarna



•



Kemurnian : Min. 99,99%



•



Densitas : 0,0352 gr/cm3 (T=30oC)



•



Impuritas : CH4 (maks. 0,05% berat) (PT. Air Liquide Indonesia)



2.1.2 Spesifikasi Produk Utama dan Produk Samping 1) Benzena •



Fasa



: Cair (P = 1 atm, T=30oC)



•



Warna



: Jernih Kekuningan



•



Kemurnian : Min. 99,9%



•



Densitas : 0,0352 gr/cm3 (T=30oC)



•



Impuritas : C7H8 (maks. 0,1% berat) (PT. Pertamina)



2) Difenil •



Fasa



: Cair (P = 1 atm, T=30oC)



•



Warna



: Jernih Kekuningan



•



Kemurnian : Min. 99 %



•



Densitas : 0,0352 gr/cm3 (T=30oC) 17



•



Impuritas : C7H8 (maks. 1% berat) (Merck-Chemicals)



2.2. Sifat Fisika dan Kimia Bahan Baku dan Produk 2.2.1. Sifat Fisika Bahan Baku dan Produk Sifat fisika bahan baku dan produk dapat dilihat pada tabel 2.1. Tabel 2.1. Sifat Fisika Bahan Baku dan Produk Sifat Fisika



Toluene



Hidrogen



Benzene



Difenil



Metana



Berat molekul



92,141



2,016



78,114



154,213



16,043



Titik leleh (OC)



-95



-256,6



6



69,5



-182,6



Titik didih (OC)



110,6



-252,7



80,094



256



-161,4



Densitas (gr/cm3)



0,8623



0,0002



0,8789



1,04



0,006



Viskositas (cp) (gas)



0,007



0,0006



0,01



0,0073



0,0035



0,5068



0,0039



0,601



1,019



0,0002



104,7



28,43



53,58



144,81



33,3



156,5



12,62



133,26



259,54



53,61



50,17



0



82,93



100,5



-74,5



38,26



911,3



33,899



61,22



8,724



-3734



-241



-3267,6



-6250



-891



122,3



0



129,8



276,3



-50,5



Viskositas (cp) (liquid) Kapasitas panas (J/mol.K) (gas) Kapasitas panas (J/mol.K) (liquid) Panas pembentukan (kJ/mol) Panas penguapan (kJ/mol) Panas pembakaran (kJ/mol) Energi Gibbs ∆Gof (kJ/mol)



(Sumber : Kirk-Othmer, 2004) 2.2.2. Sifat Kimia Bahan Baku dan Produk 1. Sifat Kimia Toulene Menurut Kirk-Othmer (2004), toluene memiliki beberapa sifat kimia seperti berikut



18



a. Hidrodealkilasi termal toluene menghasilkan benzene, metana, dan difenil



b. Toluene dan oksigen dengan katalis Br-Co-Mn menghasilkan asam benzoat.



Sedangkan oksidasi parsial toluene menghasilkan stilbene.



Toluena 2. Sifat Kimia Hidrogen



Stilbene



a. Hidrogen yang bereaksi dengan karbon pada suhu tinggi menghasilkan metana (Ullmann, 2003). b. Hidrogen memutus ikatan metal pada toluene menghasilkan benzena. Hidrogen yang digunakan secara berlebih bertujuan untuk mengurangi terbentuknya coke (McKetta, 1984). 3. Sifat Kimia Benzene a. Nitrasi benzene menjadi nitrobenzene (C6H5NO2) terjadi ketika digunakan asam nitrat dan asam sulfat pada 50-55°C (KirkOthmer,2004). b. Alkilasi benzene dengan etilena atau propilena menghasilkan ethylbenzene atau isopropylbenzene (Kirk-Orhmer, 2004). c. Benzene yang kontak dengan besi atau timah pada suhu 650°C membentuk difenil (Ullmann, 2003). d. Benzene dioksidasi dengan permanganate atau dikromat menjadi air dan karbondioksida (Kirk-Othmer, 2004). Oksidasi fase uap



19



dengan udara dan katalis vanadium pentoksida menjadi maleic anhydride (Mc. Ketta, 1984). 4. Metana Reaksi pembakaran sempurna gas metana menghasilkan gas karbondioksida dan uap air (Fessenden, 1989). CH4(g) + O2(g)



CO2(g) + H2O(g)



5. Difenil Mengalami karbonisasi pada suhu tinggi. Dimana karbon akan terdeposit pada dinding reaktor (Ullmann, 2012).



2.3. Konsep Proses 2.3.1. Mekanisme Reaksi Reaksi pembuatan benzene dengan menggunakan proses Hidrodealkilasi Thermal (HDA) toluene menggunakan reaktor alir pipa dengan reaksi utama sebagai berikut : C7H8 (g) + H2 (g)



C6H6 (g) + CH4 (g)



Reaksi samping : 2C6H6 (g)



C12H10 (g) + H2 (g)



Hidrodealkilasi termal (HDA) ini menghasilkan produk utama benzene dan produk samping difenil. Dealkilasi terjadi dengan cara subtitusi karena adanya hidrogen pada proses HDA termal. Dealkilasi ini bisa diartikan dengan reaksi pemutusan ikatan C-C yaitu karbon yang memiliki ikatan cincin dengan karbon pada gugus CH3 dengan adanya hidrogen. Mekanisme reaksinya adalah sebagai berikut: H2



H* + H*



C7H8 + H*



C6H5* + CH4



C6H5* + H2



C6H6 + H2



H* + H*



H2 (Mc. Ketta, 1984)



20



2.3.2 Kondisi Operasi 1. Temperatur Penentuan temperature reaksi di reaktor harus memperhatikan fasa reaksi dan tinjauan secara termodinamika. Untuk itu temperature reaksi dijaga pada suhu optimum 593-732oC. Hal ini didasarkan pada temperature tersebut dihasilkan konversi dan selektivitas optimum. Jika suhu melebihi range tersebut maka akan terjadi hydrocracking sehingga konversi reaksi akan turun. Sedangkan jika suhu dibawah range tersebut maka reaksi akan berjalan lambat (Mc. Ketta, 1977). 2. Tekanan Tekanan reaksi pada reaktor ditentukan pada range 27-40 atm dengan tinjauan bahwa kondisi reaktan dalam reaktor adalah fasa gas. Perbandingan umpan hidrogen dan toluene yang digunakan pada reaksi hidrodealkilasi adalah 5:1. Perbandingan umpan hidrogen dan toluene 5:1 digunakan untuk mendapatkan kecepatan pembentukan coke yang kecil. Perbandingan mol reaktan berkaitan dengan adanya reaksi samping, terbentuknya difenil akan berpengaruh pada pembentukan coke. Pembentukan coke ini dapat dibatasi dengan menjaga konsentrasi hidrogen tetap tinggi (Mc. Ketta, 1977). Berdasarkan Ehrlich et. al. (1971), reaksi hidrodealkilasi termal toluene dijalankan pada kondisi adiabatik non-isothermal dengan reaktor alir pipa dengan kondisi operasi sebagai berikut: a.



Temperature : 593 - 732oC



b.



Tekanan



c.



Fase umpan : gas



: 27 - 40 atm



2.3.3. Tinjauan Kinetika Tujuan dari tinjauan kinetika adalah mengetahui kecepatan reaksi kimia serta faktor-faktor (konsentrasi, tekanan, temperatur) yang mempengaruhi laju reaksi tersebut. Apabila reaksi hidrodealkilasi termal toluene ini ditinjau berdasarkan kinetika reaksinya, maka



21



kecepatan reaksi akan semakin besar seiring dengan meningkatnya suhu. Hal ini sesuai dengan persamaan Arrhenius berikut: −𝐸𝑎



𝑘 = 𝐴. 𝑒 𝑅 𝑇 Dimana: k



= konstanta kecepatan reaksi



A



= faktor frekuensi tumbukan



Ea



= energi aktivasi



R



= konstanta gas



T



= suhu



Menurut Silsby dan Sawyer (1956) dalam Mc. Ketta (1984), reaksi utama dan reaksi samping pada proses ini, yaitu Reaksi 1



: C7H8(g) + H2(g)



Reaksi 2



: 2C6H6 (g)



C6H6(g) + CH4(g) C12H10 (g) + H2 (g)



Hidrogen dan toluene bereaksi membentuk benzene dan metana pada reaksi 1, dan difenil terbentuk pada reaksi 2. Menurut Dimian et. al. (2014) persamaan kecepatan reaksi dikalkulasi dan didapatkan nilai sebagai berikut : −52000 ) 𝐶𝑇 𝐶𝐻 0,5 𝑅𝑇 −52000 𝑟2 = 3,0𝑥109 exp ( ) 𝐶𝐵 2 𝑅𝑇 𝑟1 = 6,3𝑥1010 exp (



Dengan: r1



= kecepatan reaksi 1 (kmol/m3/s)



r2



= kecepatan reaksi 2 (kmol/m3/s)



T



= suhu (K)



R



= Tetapan gas ideal (kal K-1mol-1)



CT



= konsentrasi toluene (kmol/m3)



CH



= konsentrasi hidrogen (kmol/m3)



CB



= konsentrasi benzene (kmol/m3)



2.3.4 Tinjauan Termodinamika Tinjauan termodinamika bertujuan untuk menentukan sifat dan arah reaksi. Nilai ΔH° menunjukkan apakah reaksi tersebut eksotermis 22



atau endotermis. Berdasarkan Smith et. al. (2001), nilai ΔH° dapat dihitung dengan persamaan: ∆𝐶𝑝° 𝑑𝑇 𝑇𝑜 𝑅 𝑇



∆𝐻° = ∆𝐻𝑜° + 𝑅 ∫



Dengan nilai panas pembentukan standar dan energi Gibbs pada keadaan standar dapat dilihat pada tabel 2.2. Tabel 2.2. Harga panas pembentukan standar dan energi Gibbs Komponen



A



B



C



D



E



∆𝑯°𝒇𝟐𝟗𝟖



∆𝑮°𝒇𝟐𝟗𝟖



(kJ/mol) (kJ/mol) H2



25,399



0,020178



3,85,E-05



3,19,E-08 -8,76E-12



0



0



CH4



34,942



-0,03996



1,92,E-04



-1,53,E-07 3,93E-11



-74,850



-50,460



C6H6



-24,097



0,52187



-2,98,E-04



6,12,E-08 1,26E-12



82,930



129,665



C7H8



-31,368



0,4746



-3,11,E-04



8,52,E-08 -5,05E-12



50,000



122,050



C12H10



-29,153



0,7672



-3,43,E-04 -3,72,E-08 4,62E-11



182,090



280,080



(Sumber : Yaws, 1999) Apabila proses ini beroperasi pada suhu 621°C (894 K) dengan reaksi utama C7H8 (g) + H2(g)



C6H6(g) + CH4(g)



Maka, °



∆𝐻 =



∆𝐻𝑜°



+𝑅∫



𝑇 ∆𝐶 ° 𝑝



𝑇𝑜



∆𝐻° = ∆𝐻𝑜° + 𝑅 ∫



𝑅



894 ∆𝐶 ° 𝑝



298



𝑅



𝑑𝑇 𝑑𝑇



2. Panas reaksi standar (∆𝐻𝑜° ) pada suhu 25°C (298 K) ∆𝐻𝑜° = ∆𝐻𝑓° 𝑝𝑟𝑜𝑑𝑢𝑘 − ∆𝐻𝑓° 𝑟𝑒𝑎𝑘𝑡𝑎𝑛 ∆𝐻𝑜° = ∆𝐻𝑓° 𝐶6𝐻6 + ∆𝐻𝑓° 𝐶𝐻4 − ∆𝐻𝑓° 𝐶7𝐻8 − ∆𝐻𝑓° 𝐻2 ∆𝐻𝑜° = 82,930 − 74,850 − 50,000 − 0 ∆𝐻𝑜° = - 41,590 kj/mol 3. Panas pada saat kondisi operasi (ΔHr) Untuk mengetahui kebutuhan panas pada saat kondisi operasi pada suhu 621°C (894 K), ΔHr dihitung dengan



23



∆𝐻𝑟 = 𝑅 ∫



894 ∆𝐶 ° 𝑝



298



𝑅



𝑑𝑇



Sehingga, 894



∆𝐴 + ∆𝐵𝑇 + ∆𝐶𝑇 2 + ∆𝐷𝑇 3 + ∆𝐸𝑇 4 𝑑𝑇



∆𝐻𝑟 = 𝑅 ∫ 298



Dengan nilai ∆A, ∆B, ∆C, ∆D dan ∆E sebagai berikut ∆𝐴 = 𝐴𝐶6𝐻6 + 𝐴𝐶𝐻4 − 𝐴𝐶7𝐻8 − 𝐴𝐻2 ∆𝐴 = −31,368 + 34,942 + 24,097 − 25,399 ∆𝐴 = 2,272 ∆𝐵 = 𝐵𝐶6𝐻6 + 𝐵𝐶𝐻4 − 𝐵𝐶7𝐻8 − 𝐵𝐻2 ∆𝐵 = 0,4746 − 0,03996 − 0,52187 − 0,020178 ∆𝐵 = −0,107 ∆𝐶 = 𝐶𝐶6𝐻6 + 𝐶𝐶𝐻4 − 𝐶𝐶7𝐻8 − 𝐶𝐻2 ∆𝐶 = (−3,11 × 10−4 ) + (1,92 × 10−4) − (−2,98 × 10−4 ) − (3,85 × 10−5) ∆𝐶 = 1,402 × 10−4 ∆𝐷 = 𝐷𝐶6𝐻6 + 𝐷𝐶𝐻4 − 𝐷𝐶7𝐻8 − 𝐷𝐻2 ∆𝐷 = (−3,72 × 10−8 ) + (−1,53 × 10−7 ) − (6,12 × 10−8 ) − (3,19 × 10−8 ) ∆𝐷 = −1,609 × 10−7 ∆𝐸 = 𝐸𝐶6𝐻6 + 𝐸𝐶𝐻4 − 𝐸𝐶7𝐻8 − 𝐸𝐻2 ∆𝐸 = (−5,05 × 10−12) + (3,93 × 10−11 ) − (1,26 × 10−12) − (−8,76 × 10−12 ) ∆𝐸 = 4,177 × 10−11 894



∆𝐻𝑟 = 𝑅 ∫



∆𝐴 + ∆𝐵𝑇 + ∆𝐶𝑇 2 + ∆𝐷𝑇 3 + ∆𝐸𝑇 4 𝑑𝑇



298 894



∆𝐻𝑟 = 8,314 ∫



2,272 − 0,107𝑇 + 1,402 × 10−4 𝑇 2



298



− 1,609 × 10−7𝑇 3 + 4,177 × 10−11 𝑇 4 𝑑𝑇 ∆𝐻𝑟 = −210063,82 𝐽/𝑚𝑜𝑙 Nilai ∆𝐻𝑜 pada reaksi ini adalah



24



∆𝐻° = ∆𝐻𝑜° + 𝑅 ∫



894 ∆𝐶 ° 𝑝



𝑅



298



𝑑𝑇



𝑘𝐽 𝑘𝐽 − 210,064 𝑚𝑜𝑙 𝑚𝑜𝑙 𝑘𝐽 ∆𝐻° = −251,654 𝑚𝑜𝑙 ∆𝐻° = −41,590



Berdasarkan hasil tersebut, didapatkan nilai ΔH negatif sehingga reaksi utama yang terjadi pada proses pembuatan benzene bersifat eksotermis. Untuk mengetahui apakah reaksi berjalan searah ((irreversible) atau bolak-balik (reversible) perlu dihitung nilai K. Harga K dihitung dengan menggunakan persamaan (Smith et. al., 2001) : ln 𝐾 = −



∆𝐺 ° 𝑅𝑇



dengan ∆𝐺𝑜° = ∆𝐺𝑓° 𝑝𝑟𝑜𝑑𝑢𝑘 − ∆𝐺𝑓° 𝑟𝑒𝑎𝑘𝑡𝑎𝑛 Untuk reaksi utama : ∆𝐺𝑜° = ∆𝐺𝑓° 𝑝𝑟𝑜𝑑𝑢𝑘 − ∆𝐺𝑓° 𝑟𝑒𝑎𝑘𝑡𝑎𝑛 ∆𝐺𝑜° = ∆𝐺𝑓°



𝐶6 𝐻6



+ ∆𝐺𝑓°



𝐶𝐻4



− ∆𝐺𝑓°



𝐶7 𝐻8



− ∆𝐺𝑓°



𝐻2



∆𝐺𝑜° = 129,665 − 50,460 − 122,050 − 0 ∆𝐺𝑜° = −42,845 𝑘𝑗/𝑚𝑜𝑙 ln 𝐾 = −



ln 𝐾298



∆𝐺 ° 𝑅𝑇



𝐽 −42845 𝑚𝑜𝑙 = − 𝐽 8,314 𝑥 298 𝐾 𝑚𝑜𝑙



𝐾298 = 3,23𝑥107 Konstanta kesetimbangan reaksi (K) pada T = 6210C atau 894 K dapat dihitung dengan rumus: 𝑙𝑛



𝐾1 ∆𝐻𝑅 1 1 = − ( − ) 𝐾298 𝑅 𝑇1 𝑇2



Dengan : K298



= konstanta kesetimbangan pada suhu 298K



25



K1



= konstanta kesetimbangan pada suhu operasi



T1



= suhu standar 298K



T2



= suhu operasi 894K



R



= tetapan gas ideal = 8,314 J/mol K



∆𝐻𝑅



= panas reaksi standar 298K



𝑙𝑛



𝐾1 ∆𝐻𝑅 1 1 = − ( − ) 𝐾298 𝑅 𝑇1 𝑇2



𝐾1 − 41920 J/mol 1 1 = − ( − ) 𝐽 3,23𝑥107 8,314 . 𝐾 894 𝐾 298 𝐾 𝑚𝑜𝑙 𝐾1 𝑙𝑛 = −11,28 3,23𝑥107 𝑙𝑛



K1



= 407,78



Harga konstanta kesetimbangan relatif besar maka reaksi berlangsung searah yaitu ke kanan (irreversible).



Sedangkan reaksi samping, yaitu 2C6H6 (g)



C12H10 (g) + H2 (g)



1. Panas reaksi standar (∆𝐻𝑜° ) pada suhu 25°C (298 K) ∆𝐻𝑜° = ∆𝐻𝑓° 𝑝𝑟𝑜𝑑𝑢𝑘 − ∆𝐻𝑓° 𝑟𝑒𝑎𝑘𝑡𝑎𝑛 ∆𝐻𝑜° = (∆𝐻𝑓° 𝐶12𝐻10 + ∆𝐻𝑓° 𝐻2 ) − (2 𝑥 ∆𝐻𝑓° 𝐶6𝐻6 ) ∆𝐻𝑜° = (182,09 + 0) − (2 𝑥 82,930) ∆𝐻𝑜° = 16,23 kj/mol 2. Panas pada saat kondisi operasi (ΔHr) Untuk mengetahui kebutuhan panas pada saat kondisi operasi pada suhu 621°C (894 K), ΔHr dihitung dengan ∆𝐻𝑟 = 𝑅 ∫



894 ∆𝐶 ° 𝑝



298



𝑅



𝑑𝑇



Sehingga, 894



∆𝐻𝑟 = 𝑅 ∫



∆𝐴 + ∆𝐵𝑇 + ∆𝐶𝑇 2 + ∆𝐷𝑇 3 + ∆𝐸𝑇 4 𝑑𝑇



298



Dengan nilai ∆A, ∆B,∆C, ∆D dan ∆E sebagai berikut ∆𝐴 = 𝐴𝐻2 + 𝐴𝐶12𝐻10 − 𝐴𝐶6 𝐻6



26



∆𝐴 = 25,399 + (−29,153) − (−31,368) ∆𝐴 = 27,614 ∆𝐵 = 𝐵𝐻2 + 𝐵𝐶12𝐻10 − 𝐵𝐶6𝐻6 ∆𝐵 = 0,020178 + 0,7672 − 0,4746 ∆𝐵 = 0,313 ∆𝐶 = 𝐶𝐻2 + 𝐶𝐶12𝐻10 − 𝐶𝐶6𝐻6 ∆𝐶 = (3,85 × 10−5 ) + (−3,43 × 10−4) − (−3,11 × 10−4 ) ∆𝐶 = 6,519 × 10−6 ∆𝐷 = 𝐷𝐻2 + 𝐷𝐶12𝐻10 − 𝐷𝐶6𝐻6 ∆𝐷 = (3,19 × 10−8 ) + (−3,72 × 10−8) − (8,52 × 10−8 ) ∆𝐷 = −9,058 × 10−8 ∆𝐸 = 𝐸𝐻2 + 𝐸𝐶12𝐻10 − 𝐸𝐶6 𝐻6 ∆𝐸 = (−8,76 × 10−12) + (4,62 × 10−11 ) − (−5,05 × 10−12) ∆𝐸 = 4,247 × 10−11 894



∆𝐻𝑟 = 𝑅 ∫



∆𝐴 + ∆𝐵𝑇 + ∆𝐶𝑇 2 + ∆𝐷𝑇 3 + ∆𝐸𝑇 4 𝑑𝑇



298 894



27,614 − 0,313𝑇 + 6,519 × 10−6𝑇 2



∆𝐻𝑟 = 8,314 ∫ 298



− 9,058 × 10−8𝑇 3 + 4,247 × 10−11 𝑇 4 𝑑𝑇 ∆𝐻𝑟 = 994366,165 𝐽/𝑚𝑜𝑙 Nilai ∆𝐻𝑜 pada reaksi ini adalah ∆𝐻° = ∆𝐻𝑜° + 𝑅 ∫



894 ∆𝐶 ° 𝑝



298



𝑅



𝑑𝑇



𝑘𝐽 𝑘𝐽 + 994,37 𝑚𝑜𝑙 𝑚𝑜𝑙 𝑘𝐽 ∆𝐻° = 1010,60 𝑚𝑜𝑙 ∆𝐻° = 16,23



Karena ΔHR0 bernilai positif maka dapat dikatakan bahwa reaksi berlangsung secara endotermis. Untuk mengetahui apakah reaksi berjalan searah ((irreversible) atau bolak-balik (reversible) perlu dihitung nilai K. Harga K dihitung dengan menggunakan persamaan (Smith et. al., 2001) : 27



ln 𝐾 = −



∆𝐺 ° 𝑅𝑇



dengan ∆𝐺𝑜° = ∆𝐺𝑓° 𝑝𝑟𝑜𝑑𝑢𝑘 − ∆𝐺𝑓° 𝑟𝑒𝑎𝑘𝑡𝑎𝑛 Untuk reaksi utama : ∆𝐺𝑜° = ∆𝐺𝑓° 𝑝𝑟𝑜𝑑𝑢𝑘 − ∆𝐺𝑓° 𝑟𝑒𝑎𝑘𝑡𝑎𝑛 ∆𝐺𝑜° = ∆𝐺𝑓°



𝐻2



+ ∆𝐺𝑓°



𝐶12 𝐻10



− (2 × ∆𝐺𝑓°



𝐶6 𝐻6



)



∆𝐺𝑜° = 0 + 280,080 − (2 × 129,665) ∆𝐺𝑜° = 20,75 𝑘𝑗/𝑚𝑜𝑙 ln 𝐾 = −



ln 𝐾298



∆𝐺 ° 𝑅𝑇



𝐽 20750 𝑚𝑜𝑙 = − 𝐽 8,314 𝑥 298 𝐾 𝑚𝑜𝑙



ln 𝐾298 = −8,375 𝐾298 = 2,305 × 10−4 Konstanta kesetimbangan reaksi (K) pada T = 6210C atau 894 K dapat dihitung dengan rumus: 𝑙𝑛



𝐾2 ∆𝐻𝑅 1 1 = − ( − ) 𝐾298 𝑅 𝑇1 𝑇2



Dengan : K298



= konstanta kesetimbangan pada suhu 298K



K2



= konstanta kesetimbangan pada suhu operasi



T1



= suhu standar 298K



T2



= suhu operasi 894K



R



= tetapan gas ideal = 8,314 J/mol K



∆𝐻𝑅



= panas reaksi standar 298K



𝑙𝑛



𝐾2 ∆𝐻𝑅 1 1 = − ( − ) 𝐾298 𝑅 𝑇1 𝑇2



𝐾2 16230 J/mol 1 1 = − ( − ) −4 𝐽 2,305 × 10 8,314 . 𝐾 894 𝐾 298 𝐾 𝑚𝑜𝑙 𝐾2 𝑙𝑛 = 4,367 2,305 × 10−4 𝑙𝑛



28



K2



= 0,018



Harga konstanta kesetimbangan sangat kecil, maka dari itu reaksi dapat berjalan secara bolak-balik (reversible). 2.4 Diagram Alir Proses 2.4.1 Langkah Proses Proses



pembuatan



Benzena



dengan



menggunakan



proses



hidrodealkilasi termal meliputi tiga tahapan, yaitu: 1. Tahap Penyiapan Bahan Baku 2. Tahap Pembentukan Produk 3. Tahap Pemurnian Produk 1. Tahap Penyiapan Bahan Baku Pada



proses



pembuatan



Benzena



dengan



proses



hidrodealkilasi termal ini digunakan toluene (C7H8) dan hydrogen (H2) sebagai bahan baku. Perbandingan mol H2 terhadap C7H8 sebesar 5:1. Toluena dalam fasa cair dengan kemurnian 98,5% yang didapatkan dari PT. Styrindo Mono Indonesia disimpan dalam tangki penyimpanan (T-01) pada suhu 30oC dan tekanan 1 atm. Toluene dari tangki penyimpanan (T-01) tersebut dipompa dan dicampur dengan toluene recycle hasil atas kolom distilasi (D-02). Campuran toluene yang keluar dari pipa pencampur kemudian dialirkan menuju heater (H-01) untuk dinaikkan suhunya. Lalu dialirkan menuju vaporizer untuk mengubah fasa toluene dari cair menjadi gas. Kemudian toluene dalam fasa gas dinaikkan tekanannya menjadi 34 atm menggunakan kompresor (K-02). Selanjutnya toluene dialirkan menuju furnace (F-01) bersama dengan feed hydrogen untuk dipanaskan hingga mencapai suhu 621oC Fresh feed hydrogen dengan kemurnian 99,9% dari PT Air Liquide Indonesia dialirkan pada tekanan 32 atm dan suhu 35oC yang kemudian dicampur dengan hydrogen recycle. Campuran hydrogen keluar dari pipa pencampuran pada suhu 47,86 oC dan tekanan 32 atm tersebut dinaikkan tekanannya menjadi 34 atm



29



menggunakan kompresor (K-02) kemudian dialirkan menuju heat exchanger (HE-01) untuk dinaikkan suhunya. Selanjutnya hydrogen kemudian dialirkan ke furnace (F-01) bersama toluene untuk dipanaskan hingga mencapai suhu 621oC 2. Tahap Pembentukan Produk Reaksi pembentukan benzene dilakukan dalam reactor plug flow (R-01). Reaktor beroperasi pada suhu 621oC dan tekanan 34 atm. Pada proses hidrodealkilasi termal dalam reactor ini dicapai konversi 75 % dan selektivitas 97%. Berikut reaksi yang terjadi di dalam reactor (McKetta, 1984): Reaksi utama: C7H8(g) + H2(g)



C6H6(g) + H2(g)



Reaksi samping: 2C6H6(g)



C12H10(g) + H2(g)



Produk keluaran reactor memiliki suhu yang tinggi sehingga panas produk tersebut dapat dimanfaatkan untuk memanaskan umpan masuk reaktor pada HE-01 dan menghasilkan steam pada Waste Heat Boiler (WHB-01) sehingga suhu akan turun. Kemudian dimanfaatkan juga untuk memanaskan air umpan WHB di Economizer (EC-01) sehingga suhunya turun. Kemudian didinginkan kembali dengan cooler (C-01) hingga suhu 107oC. 3. Tahap Pemurnian Produk Produk keluaran cooler dialirkan menuju kondensor parsial (KP-01) untuk dipisahkan antara condensable dan noncondensable gas dengan suhu 107oC tekanan 33 atm. Diperoleh hasil atas berupa non-condensable gas yang terdiri dari: H2, CH4, sedikit C7H8 dan C6H6. Sedangkan hasil bawah berupa cairan yang terdiri dari: C7H8, C6H6, C12H10 dan sedikit CH4. Sebagian hasil atas kondensor parsial direcycle dan dicampur dengan fresh feed hydrogen, sedangkan sisanya di purging. Hasil bawah



dialirkan menuju flash drum (FD-01) untuk



30



memisahkan cairan dari sisa gas CH4 dan menurunkan tekanan menjadi 3 atm. Hasil bawah flash drum dialirkan menuju heater (H-02) untuk dipanaskan sampai suhu 128,7oC. Kemudian dimasukkan ke dalam kolom distilasi (D-01). Umpan kolom distilasi dalam kondisi cair jenuh suhu 128,7oC tekanan 3 atm. Hasil atas berupa produk utama yaitu C6H6 dengan kemurnian 99,99% dan sisanya C7H8. Hasil bawah terdiri dari C7H8, C6H6 dan C12H10. Cairan tersebut dimasukkan ke dalam kolom distilisai 2 (D-02). Umpan kolom distilasi dalam kondisi cair jenuh suhu 132oC dan tekanan 1,7 atm. Hasil atas terdiri dari C7H8 dan C6H6 yang kemudian direcycle dan dicampur dengan fresh feed toluene. Hasil bawah berupa C7H8 dan C12H10 dengan kemurnian 99,9% yang dapat diambil sebagai produk samping untuk dijual. 2.5 Diagram Alir Neraca Massa dan Neraca Panas 2.5.1 Neraca Massa Berikut adalah neraca massa pabrik Benzene dengan kapasitas 320.000 ton/tahun. Rincian perhitungan terdapat dalam Lampiran. 1. Neraca Massa di sekitar Mixing Valve 1 Neraca massa di sekitar mixing valve 1 dapat dilihat pada tabel 2.3. Tabel 2.3 Neraca Massa di sekitar Mixing Valve 1 Komponen Hidrogen Methane Benzene Toluene Jumlah



Fresh feed (1) kmol/jam kg/jam 33,809 68,158 0,000 0,007 0,000 0,000 0,000 0,000 33,809 68,165



Recycle feed (14) kmol/jam kg/jam 20,456 41,240 5,954 95,514 0,060 4,719 0,008 0,766 26,479 142,239



Output (3) kmol/jam kg/jam 54,265 109,398 5,954 95,521 0,060 4,719 0,008 0,766 60,287 210,403



31



2. Neraca Massa di sekitar Mixing Valve 2 Neraca massa di sekitar mixing valve 2 dapat dilihat pada tabel 2.4 Tabel 2.4 Neraca Massa di sekitar Mixing Valve 2 Komponen Toluene Benzene Difenil Jumlah



Fresh feed (2) kmol/jam kg/jam 8,020 739,006 0,140 10,947 0,000 0,000 8,161 749,953



Recycle feed (12) kmol/jam kg/jam 2,824 260,228 0,003 0,271 0,002 0,287 2,828 260,786



Output (4) kmol/jam kg/jam 10,845 999,234 0,003 11,218 0,002 0,287 10,848 1010,739



3. Neraca Massa di Reaktor Neraca massa di sekitar reaktor dapat dilihat pada tabel 2.5. Tabel 2.5 Neraca Massa di sekitar Mixing Valve 2 Komponen Toluene Hidrogen Benzene Metana Difenil Jumlah



Input (3&4) kmol/jam kg/jam 10,853 1000,000 54,265 109,398 0,204 15,937 5,954 95,521 0,002 0,287 71,278 1221,143



Reaksi (kmol/jam) 1 2 7,896 727,500 7,896 15,917 7,896 616,750 7,896 126,668 0,000 0,000 31,582 1486,835



Output (5) kmol/jam kg/jam 0,000 0,000 0,122 0,246 0,244 19,075 0,000 0,000 0,122 18,829 0,488 38,150



4. Neraca Massa di Sekitar Kondensor Parsial Neraca massa di sekitar kondensor parsial dapat dilihat pada tabel 2.6. Tabel 2.6 Neraca Massa di sekitar Kondensor Parsial Komponen Toluene Hidrogen Benzene Metana Difenil Jumlah



Input (5) kmol/jam kg/jam 2,957 272,500 46,491 93,726 7,855 613,612 13,850 222,189 0,124 19,116 71,278 1221,143



Output Atas (7) kmol/jam kg/jam 0,019 1,741 46,491 93,726 0,137 10,724 13,531 217,078 0,000 0,000 60,178 323,270



Output Bawah (6) kmol/jam kg/jam 2,939 270,759 0,000 0,000 7,718 602,888 0,319 5,111 0,124 19,115 11,099 897,873



32



5. Neraca Massa di Sekitar Flash Drum Neraca massa di sekitar flash drum dapat dilihat pada tabel 2.7. Tabel 2.7 Neraca Massa di sekitar flash drum Komponen Toluene Benzene Metana Difenil Jumlah



Input (6) kmol/jam kg/jam 2,939 270,759 7,718 602,888 0,319 5,111 0,124 19,115 11,099 897,873



Output Atas (9) kmol/jam kg/jam 0,107 9,879 0,778 60,776 0,319 5,111 0,000 0,001 1,204 75,767



Output Bawah (8) kmol/jam kg/jam 2,831 260,880 6,940 542,112 0,000 0,000 0,124 19,114 9,895 822,106



6. Neraca Massa di Sekitar Menara Distilasi 1 Neraca massa di sekitar Menara Distilasi 1 dapat dilihat pada tabel 2.8. Tabel 2.8 Neraca Massa di sekitar Menara distilasi 1 Komponen Toluene Benzene Difenil Jumlah



Input (8) kmol/jam kg/jam 2,831 260,880 6,94 542,112 0,124 19,114 9,771 822,106



Output Atas (11) kmol/jam kg/jam 0,006 0,522 6,937 541841 0,000 0,000 6,942 542,363



Output Bawah (10) kmol/jam kg/jam 2,826 260,358 0,003 0,271 0,124 19,114 2,953 279,743



7. Neraca Massa di Sekitar Menara Distilasi 2 Neraca massa di sekitar Menara Distilasi 2 dapat dilihat pada tabel 2.9. Tabel 2.9 Neraca Massa di sekitar Menara distilasi 2 Komponen Toluene Benzene Difenil Jumlah



Input (10) kmol/jam kg/jam 2,826 260,358 0,003 0,271 0,124 19,114 2,953 279,743



Output Atas (12) kmol/jam kg/jam 2,824 260,228 0,003 0,271 0,002 0,287 2,830 260,786



Output Bawah (13) kmol/jam kg/jam 0,001 0,130 0,000 0,000 0,122 18,827 0,123 18,958



8. Neraca Massa pada Purging Neraca massa pada purging dapat dilihat pada tabel 2.10. Tabel 2.10 Neraca Massa Pada Purging Komponen Toluene Hidrogen Benzene Difenil Jumlah



Input (7) kmol/jam kg/jam 0,019 1,741 46,491 93,726 0,137 10,724 13,531 217,078 60,178 323,269



Recycle (14) kmol/jam kg/jam 0,008 0,766 20,456 41,240 0,060 4,719 5,954 95,514 26,479 142,239



Purging (15) kmol/jam kg/jam 0,011 0,975 26,035 52,487 0,077 6,006 7,577 121,564 33,700 181,031



33



NERACA MASSA AKTUAL Komponen Toluene Hidrogen Benzene Difenil Metane Jumlah



Komponen Toluene Hidrogen Benzene Difenil Metane Jumlah



Komponen Toluene Hidrogen Benzene Difenil Metane Jumlah



1 0,00 5077,518 0,00 0,00 0,499 5078,017



Arus (kg/jam) 3 4 57,069 74439,260 8149,716 0,00 351,519 835,729 0,00 21,359 7115,964 0,00 15674,268 75296,347



2 55053,236 0,00 815,536 0,00 0,00 55868,772



7 8 129,702 19434,589 6982,269 0,00 798,908 40385,364 0,025 1423,912 16171,571 0,00 24082,210 61243,865



5 20300,250 7043,974 45711,839 1424,029 16552,238 91774,564



Arus (kg/jam) 9 10 735,958 19395,721 0,00 0,00 4527,568 20,193 0,092 1423,912 380,727 0,00 5644,345 20839,826



11 38,868 0,00 40365,172 0,00 0,00 40404,040



Arus (kg/jam) 13 14 15 9,698 57,069 72,633 0,00 3072,198 3910,071 0,00 4,5 447,388 1402,553 0,00 0,00 0,00 7115,464 9056,046 1412,251 10249,232 13486,138



2.5.2 Neraca Panas 1. Mixing Valve Hidrogen Tabel 2.11 Neraca panas pada arus campuran hidrogen Komponen



Input (kJ)



∆H (kJ)



∆H freash



∆H recycle



Hidrogen



903520,429



2168922,263



3346745,123



Metana



11,369



639403,029



373029,348



Toluene



2731,021



1567,607



Benzene



15839,366



9074,029



Total



3730416,108



3730416,108



34



6 20170,547 0,00 44912,932 1424,004 380,727 66888,210



12 19386,023 0,00 20,193 21,259 0,00 19427,575



2. Kompresor Hidrogen (K-01) Tabel 2.12 Neraca panas di kompresor hidrogen Komponen



∆H input (kJ)



Hidrogen



3346745,123



Metana



373029,348



Toluene



1567,607



Benzene



9074,029



Total



∆H kompresor (kJ)



∆H output (kJ) 4312921,728 480155,125



1076459,901



2031,329 11767,827



4806876,009



4806876,009



3. Heat Exchanger Hidrogen (HE-01) Tabel 2.13 Panas yang diserap heat exchanger Komponen



n (kmol)



∆H (kJ)



Hidrogen



4042,518



40577087,372



Metana



443,556



4317949,131



Toluene



0,619



21290,819



Benzene



4,500



125461,151



Total



45041788,473



Tabel 2.14 Panas yang dilepas heat exchanger Komponen



n (kmol)



∆H (kJ)



Hidrogen



4042,518



-41549442,616



Metana



443,556



-3374357,720



Toluene



0,619



-17113,691



Benzene



4,500



-100874,447



Total



-45041788,473



35



4. Mixing Valve Toluene Tabel 2.15 Panas pada arus campuran toluene Input (kJ)



Komponen



∆H (kJ)



∆H freash



∆H recycle



Toluena



471663,092



3298310,147



3781917,154



Benzene



6921,881



3386,742



1015,999



3786,860



1135,569



Difenil Total



3784068,722



3784068,722



5. Heater Toluene (H-01) Tabel 2.16 Panas yang diserap heater Komponen



n (kmol)



∆H (kJ)



Toluene



807,884



7641798,776



Benzene



0,259



2041,157



Difenil



0,139



2284,894



Total



7646124,827 Kebutuhan steam heater toluene = 3629,088 kg steam 6. Vaporizer (V-01) Tabel 2.17 Harga panas sensibel Komponen



n (kmol)



∆H (kJ)



Toluene



807,884



73933,733



Benzene



0,259



19,106



Difenil



0,139



19,945



Total



73972,783 Tabel 2.18 Harga panas laten



Komponen



n (kmol)



∆H (kJ)



Toluene



807,884



27138063,681



Benzene



0,259



7355,977



Difenil



0,139



8150,594



Total ∆H vaporizer



27153570,252 = ∆H laten + ∆H sensible = 27153570,252+ 73972,783 = 27227543,035 kJ 36



Kebutuhan steam vaporizer = 12923,035 kg steam 7. Kompresor Toluene (K-02) •



Stage 1 Tabel 2.19 Beban kerja kompresor pada stage 1 Komponen



n (kmol)



∆H (kJ)



Toluene



807,884



4785978,802



Benzene



0,259



1239,605



Difenil



0,139



1290,361



Total •



4788508,768



Stage 2 Tabel 2.20 Beban kerja kompresor pada stage 2 Komponen



n (kmol)



∆H (kJ)



Toluene



807,884



11732918,415



Benzene



0,259



3050,563



Difenil



0,139



3159,739



Total •



11739128,718



Stage 3 Tabel 2.21 Beban kerja kompresor pada stage 3 Komponen



n (kmol)



∆H (kJ)



Toluene



807,884



6214965,326



Benzene



0,259



1619,313



Difenil



0,139



1672,301



Total



6218256,940



8. Furnace (F-01) Tabel 2.22 Beban panas feed hidrogen Komponen



n (kmol)



∆H (kJ)



Hidrogen



4042,518



97353948,768



Metana



443,556



8941215,629



Toluene



0,619



46310,861



Benzene



4,500



273917,912



Total



106615393,171



37



Tabel 2.23 Beban panas feed toluene Komponen



n (kmol)



∆H (kJ)



Toluene



807,884



64712305,629



Benzene



0,259



16857,863



Difenil



0,139



17308,008



Total



6474671,500 = ∆H feed hidrogen + ∆H feed toluene



∆H furnace



= 106615393,171+ 6474671,500 = 171361864,671 kJ 9. Reaktor (R-01) •



Panas reaktan Tabel 2.24 Panas reaktan hidrogen Komponen



n (kmol)



∆H (kJ)



Hidrogen



4042,518



-142243957,868



Metana



443,556



-13739319,885



Toluene



0,619



-69633,009



Benzene



4,500



-411146,890



Total



-156464057,653 Tabel 2.25 Panas reaktan toluene



Komponen



n (kmol)



∆H (kJ)



Toluene



807,884



-90827475,025



Benzene



0,259



-23617,926



Difenil



0,139



-24348,793



Total ∆H reaktan



-90875441,744 = ∆H feed hidrogen + ∆H feed toluene = -156464057,653 + (-90875441,744) = -247339499398 kJ



38



•



Panas reaksi Tabel 2.26 Panas reaksi



•



Reaksi



∆H (kJ)



1



-24656772,052



2



147622,648



Total



-24509149,404



Panas output Tabel 2.27 Panas pada produk Komponen



n (kmol)



∆H (kJ)



Hidrogen



3463,427



143611029,216



Metana



1031,742



36666482,703



Toluene



220,317



28408566,943



Benzene



585,194



61303279,325



Difenil



9,234



1859290,615



Total



271.848.648,802



10. Waste Heat Boiler (WHB-01) Tabel 2.28 Panas yang dilepas WHB Komponen



n (kmol)



∆H (kJ)



Hidrogen



3463,427



-75467720,180



Metana



1031,742



-19309858,749



Toluene



220,317



-15335992,998



Benzene



585,194



-33178353,381



Difenil



9,234



-1003793,969



Total



-144295719,278



39



11. Economizer (E-01) Tabel 2.29 Panas yang dilepas economizer Komponen



n (kmol)



∆H (kJ)



Hidrogen



3463,427



-9089664,216



Metana



1031,742



-2585460,097



Toluene



220,317



-2022794,729



Benzene



585,194



-4373673,692



Difenil



9,234



-133088,207



Total



-18204680,942



12. Cooler (C-01) Tabel 2.30 Panas yang dilepas cooler Komponen



n (kmol)



∆H (kJ)



Hidrogen



3494,035



-12709412,096



Metana



1040,860



-3703645,337



Toluene



222,264



-2778726,699



Benzene



590,366



-5983222,563



Difenil



9,316



-182084,368



Total



-25358091,063



13. Kondensor Parsial (KP-01) Tabel 2.31 Panas pada kondensor parsial Komponen



Input



Hidrogen



Output Atas



Bawah



10746747,762



-4929368,781



0



Metana



3218522,657



-1453188,703



-368590,3138



Toluene



2183466,759



-6206,866



-1366238,081



Benzene



4650241,782



-35998,559



-3011545,027



Difenil



144252,508



0



-100963,7987



Total



20943231,469



-6424762,909



-4847337,220



40



14. Flash Drum (FD-01) Tabel 2.32 Neraca panas di flash drum Komponen



∆H Input



Metana



∆H Output



Panas



Atas



Bawah



penguapan



368590,3138



20550,898



0



0



Toluene



1366238,081



20830,672



791062,825



296560,137



Benzene



3011545,027



120438,679



1628272,772



1908948,033



Difenil



100963,7987



2,451



60633,589



37,164



Total



4847337,220



161822,700



2479969,186



2205545,334



15. Heater (HE-02) Tabel 2.33 Neraca panas di heater Komponen



n (kmol)



∆H (kJ)



Toluene



210,922



2859375,853



Benzene



517,005



5843631,786



Difenil



9,233



217597,443



Total



8920605,081



Kebutuhan steam heater = 4233,995 kg 16. Menara Distilasi 1 (MD-01) Tabel 2.34 Neraca panas di merana distilasi 1 Komponen



∆H Input



Toluene



∆H Output Atas



Bawah



3650438,678



3455,864



3773969,992



Benzene



7471904,558



3390314,346



3868,964848



Difenil



278231,032



Panas reboiler



40585963,540



Panas kondensor Total



288014,3675



33126340,005 40585963,540



36520110,215



4065853,324



41



17. Menara Distilasi 2 (MD-02) Tabel 2.35 Neraca panas di merana distilasi 2 Komponen



∆H Input



Toluene



∆H Output Atas



Bawah



3774012,453



4433304,719



4797,118



Benzene



3869,008



5592,732



Difenil



288017,539



4119,357



Panas reboiler



8243085,262



Panas kondensor Total



681133,627



7180036,708 12308984,261



11623053,516



695930,745



18. Cooler Benzena (C-02) Tabel 2.36 Panas yang dilepas cooler Komponen



n (kmol)



∆H (kJ)



Toluene



0,422



-2939,719538



Benzene



516,747



-3011390,568



Total



-3014330,288



19. Cooler Difenil (C-03) Tabel 2.37 Panas yang dilepas cooler Komponen



n (kmol)



∆H (kJ)



Toluene



0,105



-4343,443742



Difenil



9,095



-612479,205



Total



-616822,6487



2.6 Tata Letak Pabrik dan Peralatan 2.6.1 Tata Letak Pabrik Tata letak pabrik atau tata letak fasilitas adalah susunan mesin, proses, departemen, tempat kerja, area penyimpanan, gang dan fasilitias umum yang ada (Arif, 2017). Sedangkan layout (tata letak) adalah susuan departemen, tempat kerja, dan peralatan dengan perhatian utama pada gerakan kerja (pelanggan atau material) melalui sistem: tata letak tetap (fixed position layouts), tata letak produk (product layouts), tata



42



letak proses (process layouts) atau tata letak kombinasi (Arif, 2017). Tata letak pabrik harus dirancang sedemikian rupa sehingga penggunaan area pabrik menjadi efisien dan kelancaran proses terjamin serta keamanan, keselamatan dan kenyamanan bagi karyawan dapat dipenuhi. Tata letak pabrik atau lay out pabrik disusun untuk memudahkan jalannya keseluruhan proses produksi dan memudahkan bila sewaktu-waktu terjadi keadaan berbahaya. Di pabrik ini juga dibuat daerah pengamanan dengan jarak 100 meter untuk menjaga lingkungan terhadap adanya kemungkinan polusi. Selain peralatan yang tercantum di dalam flow sheet proses, beberapa bangunan fisik yang lain seperti kantor, bengkel, poliklinik, laboratorium, kantin, fire safety, pos penjagaan, MCK, dan sebagainya hendaknya ditempatkan pada bagian yang tidak mengganggu, ditinjau dari segi lalu lintas barang, control, dan keamanan. Menurut Arif, Muhammad (2017), tujuan dan manfaat dari adanya perancangan tata letak pabrik adalah sebagai berikut: 1. Mengurangi investasi perusahaan. 2. Penggunaan ruang lebih efektif 3. Menjaga perputaran barang setengah jadi menjadi lebih baik. 4. Menjaga fleksibilitas susunan mesin dan peralatan. 5. Memberi kemudahan, keamanan dan kenyamanan bagi karyawan. 6. Meminimalkan material handling. 7. Memperlancar proses produksi. 8. Meningkatkan efektivitas penggunaan tenaga kerja. Hal-hal yang perlu diperhatikan dalam perancangan tata letak pabrik adalah: 1. Perluasan pabrik dan kemungkinan penambahan bangunan Perluasan pabrik ini harus sudah masuk dalam perhitungan sejak awal supaya masalah kebutuhan tempat tidak timbul di masa yang akan datang. Sejumlah area khusus sudah disiapkan untuk dipakai sebagai perluasan pabrik, penambahan peralatan pabrik untuk



43



menambah kapasitas pabrik maupun mengolah produknya ke produk lain. 2. Keamanan Keamanan terhadap kemungkinan bahaya kebakaran, ledakan, asap/api atau gas yang beracun harus benar-benar diperhatikan di dalam penentuan tata letak pabrik. Untuk itu diperlukan peralatanperalatan pemadam kebakaran di sekitar lokasi yang berbahaya tadi. Tangki penyimpanan bahan baku atau unit-unit lain yang mudah meledak harus diletakkan di area khusus serta perlu adanya jarak antara bangunan yang satu dengan bangunan yang lainnya. 3. Luas daerah yang tersedia Harga tanah menjadi hal yang membatasi kemampuan penyediaan area. Pemakaian tempat disesuaikan dengan area yang tersedia. Jika harga tanah terlalu tinggi, maka diperlukan efisiensi dalam pemakaian ruang sehingga peralatan tertentu diletakkan di atas peralatan yang lain ataupun lantai ruangan diatur sedemikian agar menghemat tempat. 4. Instalasi dan utilitas Pemasangan dan distribusi yang baik dari gas, udara, steam, dan listrik akan membantu kemudahan kerja dan pemeliharaannya. Penempatan peralatan proses hendaknya diatur sedemikian rupa sehingga petugas dapat dengan mudah mencapainya dan dapat menjamin kelancaran operasi serta mempermudah perawatannya. Secara garis besar lay out pabrik dibagi menjadi beberapa daerah utama sebagai berikut: 1. Daerah administrasi/perkantoran, laboratorium, dan ruang kontrol 2. Daerah proses 3. Daerah pergudangan umum, bengkel, dan garasi 4. Daerah utilitas (Sinnott, 2005)



44



Lay out pabrik pada pabrik benzene ini ditampilkan pada Gambar 2.1



Area Tangki



Gudang



IPAL Taman Kantin



Mushola



Bengkel



Laboratorium



Area Perluasan pabrik



Unit Proses Ruang Kontrol



Parkir



Kantor HSE



Unit Utilitas Pemadam Kebakaran



Parkir



Pos Keamanan



Taman



Masjid



Kantor Utama



Kantin Koperasi Mess



Klinik Taman



Mess



Mess



Taman & Gazebo



Gedung Serba Guna Serba Guna



Parkir



Pos Keamanan



Mess



Mess



Mess



Mess



Gambar 2.1 Tata letak pabrik



45



Adapun perincian luas tanah dan bangunan dapat dilihat pada Tabel 2.3 berikut Tabel 2.38. Perincian luas tanah dan bangunan Fungsi Tanah



Luas (m2)



Ruang Kontrol



280



Laboratorium



320



Gudang



740



Bengkel



560



Pemadam Kebakaran



170



Gedung Kantor



1140



Gedung Serba Guna



220



Koperasi



50



Pos Keamanan



50



Poliklinik



150



Tempat Ibadah



250



Mess



900



Kantin



320



Unit Proses



4200



Unit Utilitas



2000



Unit Pengolahan Limbah



1700



Daerah Perluasan Pabrik



5000



Jalan



2800



Lapangan Parkir



900



Taman



700



Total Luas Tanah (m2)



22450



2.6.2 Tata Letak Peralatan Proses Tata letak peralatan proses adalah tempat kedudukan dari alat-alat yang digunakan di dalam proses produksi. Tata letak alat-alat proses harus dirancang sedemikian rupa sehingga: 1. Kelancaran proses produksi dapat terjamin. 2. Penggunaan luas lahan efektif. 46



3. Biaya material handling rendah. 4. Karyawan akan mendapat kepuasan kerja Dalam menentukan lay out peralatan proses pada pabrik benzene, ada beberapa hal yang perlu diperhatikan yaitu: 1. Aliran bahan baku dan produk Pengaliran bahan baku dan produk yang tepat akan memberikan keuntungan yang ekonomis serta menunjang kelancaran dan keamanan produksi. 2. Aliran udara Aliran udara di dalam dan sekitar area proses perlu diperhatikan agar lancar. Hal ini bertujuan untuk menghindari terjadinya stagnasi udara pada suatu tempat yang dapat menyebabkan akumulasi



bahan



kimia



yang



berbahaya



yang



berakibat



membahayakan keselamatan pekerja. 3. Cahaya Penerangan seluruh pabrik harus memadai dan pada tempattempat proses yang berbahaya atau berisiko tinggi perlu diberi penerangan tambahan. 4. Lalu lintas manusia Dalam perancangan, lay out peralatan perlu diperhatikan agar pekerja dapat mencapai seluruh alat proses dengan cepat dan mudah. Sehingga, jika terjadi gangguan pada alat proses dapat segera diperbaiki. Keamanan pekerja selama bekerja pun perlu mendapat perhatian. 5. Pertimbangan ekonomi Dalam perancangan alat-alat proses perlu diusahakan agar dapat menekan biaya operasi dan menjamin kelancaran dan keamanan produksi pabrik yang akhirnya akan memberi keuntungan dari segi ekonomi. 6. Jarak antar alat proses Untuk alat proses yang mempunyai suhu dan tekanan operasi tinggi, sebaiknya dipisahkan dari alat proses yang lain, sehingga



47



jika terjadi ledakan atau kebakaran pada alat tersebut tidak membahayakan alat-alat proses yang lainnya. Pada prarancangan pabrik Benzene ini lay out peralatan proses dapat dilihat pada Gambar 2.2.



A



A



A



B C



E



D



F



S



G N N M



H



L I



O



Q



P



R



S



T



I



J



Gambar 2.2. Tata letak peralatan Gambar 2.2 Layout peralatan proses Keterangan : A. Tangki toluena



K. Cooler



B. Vaporizer



L. Kondensor Parsial



C. Heater toluena



M. Flash Drum



D. Kompresor toluena



N. Heater



E. Kompresor hidrogen



O. Menara Destilasi 1



F. Heat exchanger hidrogen



P. Kolom Distilasi 2



G. Furnace



Q. Cooler benzena



H. H. Reaktor



R. Cooler dipenil



I. Steam boiler



S. Tangki benzene



J. Economizer



T. Tangki difenil



48



BAB III SPESIFIKASI ALAT



3.1. Unit Penyimpanan 1. Tangki Penyimpanan Toluena (T-01) Tabel 3.1 Spesifikasi tangki penyimpanan RINGKASAN



Kode



T-01



Fungsi



Menyimpan bahan baku toluena



Tipe



Silinder vertical dengan flat bottom dan head conical roof



Bahan



Carbon steel SA-283 Grade C



Jumlah



3 buah Dimensi



Diameter tangki



100 ft



Tinggi tangki



40 ft



Jumlah course



5 Course ke-1



Tebal shell



= 1 in



Panjang plate = 31,413 ft Tebal shell dan panjang plate



Course ke-2



course tangki



Tebal shell



= 0,82 in



Panjang plate = 31,408 ft Course ke-3



Tebal shell



= 0,64 in



Panjang plate = 31,404 ft



49



Course ke-4



Tebal shell



= 0,46 in



Panjang plate = 31,399 ft Course ke-5



Tebal shell



= 0,28 in



Panjang plate = 31,394 ft



Lebar Plate tiap Course



8 ft



Jumlah Plate tiap Course



10



Tebal head tangki



1,0034 in



Tinggi head tangki



9,47 ft



Tinggi total tangki



49,47 ft



Diameter pipa pemasukan



16 in



Diameter pipa pengeluaran



6 in Kondisi Operasi



Tekanan



1,2 atm



Temperatur



30°C



Wujud



Cair



3.2. Unit Transportasi Fluida 1. Pompa Bahan Baku Toluena (P-01) Tabel 3.2 Spesifikasi pompa RINGKASAN



Kode



P-01



Fungsi



Mengalirkan bahan baku toluene dari tangka menuju vaporizer (V-01)



50



Tipe



Pompa sentrifugal



Bahan Konstruksi Pipa



Carbon Steel SA-334 Grade C



Kapasitas



0,7009 ft3/s



Tenaga Motor



6,64 HP Dimensi Pipa



Dnominal



6 in



OD



6,625 in



ID



6,065 in



Schedule No.



40



3.3. Unit Penukar Panas 1. Heat Exchanger Umpan Kolom Distilasi 1 (HE-01) Tabel 3.3 Spesifikasi heat exchanger RINGKASAN T in = 959,6 K Fluida panas t in = 327,48 K Fluida dingin



t out = 553,59 K Fluida dingin T out = 848,86 K Fluida panas



Kode



HE-01



Fungsi



Memanaskan arus campuran feed hidrogen dan recycle dan menurunkan suhu produk output



Tipe



Shell and Tube



Bahan Konstruksi Pipa



Carbon Steel SA-283 Grade C



Fluida masuk



Shell : campuran feed hidrogen dan recycle Tube : produk ouput reaktor



UC



185,14 BTU/jam,ft2,°F



UD



66,26 BTU/jam,ft2,°F



Rd perhitungan



0,0097 jam,ft2,°F/BTU



51



ID



Spesifikasi Shell 25 in



OD



1 in



Pitch



1,25



Nt



252



Pass



1



Baffle



13 in



Allowable ∆P



2 psi



∆P perhitungan



0,68 psi



ID



Spesifikasi Tube 0,87 in



OD



1 in



BWG



16



Allowable ∆P



2 psi



∆P perhitungan



0,73 psi



3.4. Unit Kompresor 1. Kompresor (K-02) Tabel 3.4 Spesifikasi kompresor RINGKASAN



Kode



K-02



Fungsi



Menaikkan tekanan feed hidrogen dan recycle sebesar 32 atm menjadi 34 atm.



Jenis



Kompresor Centrifugal



52



Kondisi Operasi



Input



Output



32



34



321,01



327,48



Tekanan (atm) Suhu (K) Jumlah Stage



1 stage



Efisiensi polytropic



68,5%



Power Kompresor



301,013 kW (403,66 HP)



3.5 Unit Reaktor Kimia 1. Reaktor (R-01) Tabel 3.5 Spesifikasi reaktor RINGKASAN



Kode



R-01



Fungsi



Tempat berlangsungnya reaksi hidrogenasi toluene yang menghasilkan produk benzene dari bahan baku toluene dan hidrogen



Tipe



Reaktor Plug Flow Adiabatis Non-Isothermal



Bahan Konstruksi



Carbon Steel SA-285 Grade C



Bahan Isolasi



Asbestos Kondisi Operasi



Tekanan



34 atm



Temperatur



621 oC Dimensi



Diameter Reaktor



2,091 m



53



Panjang Reaktor



13,621 m



3.6. Unit Pemisah 1. Kolom Distilasi 1 (D-01) Tabel 3.6 Spesifikasi kolom distilasi RINGKASAN



Kode



D-01



Fungsi



Memisahkan produk utama benzene dari toluene dan diphenyl sebagai hasil atas



Tipe Kolom



Tray Tower



Tipe Tray



Sieve Tray



Bahan Konstruksi



Carbon Steel SA-283 Grade C Kondisi Operasi Tekanan



: 1,5 atm



Temperatur



: 367,18 K



Kondisi Puncak Kolom



54



Tekanan



: 1,7 atm



Temperatur



: 405,27 K



Kondisi Dasar Kolom



Spesifikasi Refluks min



0,924



Jenis Reboiler



Reboiler Parsial



Jenis Kondensor



Kondensor Total



Jumlah Plate



42



Letak Feed Umpan



Antara plate 25 dan 26 dari dasar menara



Diameter Seksi Atas



3,22 m



Diameter Seksi Bawah



3,71 m



Diameter rata-rata



3,47 meter



Diameter lubang



5 mm



Jumlah lubang tiap plate



79789 lubang



Tinggi Head Puncak



0,60 meter



Tinggi Head Dasar



0,62 meter



Tinggi Menara Distilasi



32,73 meter



Tinggi kolom



31,5 meter



Tebal Shell



0,80 cm



Tebal Head puncak



1,11 cm



Tebal Head dasar



1,59 cm



Tray Spacing



0,75 meter



55



BAB IV UNIT PENDUKUNG PROSES 4.1 Unit Pendukung Proses Dalam keberlangsungan proses produksi pada pabrik Benzene dibutuhkan adanya unit pendukung proses atau lebih dikenal sebagai unit utilitas untuk menunjang berjalannya proses produksi. Unit pendukung proses yang terdapat dalam perancangan pabrik benzene, antara lain: 1. Unit penyediaan dan pengolahan air Unit ini berfungsi untuk menyediakan dan mengolah kebutuhan air baik untuk umpan boiler (boiler feed water), air sanitasi, air hydrant pemadam kebakaran ataupun air pendingin (cooling water). 2. Unit penyediaan steam Unit ini berfungsi untuk menyediakan steam yang digunakan untuk proses pemanasan pada heater, vaporizer dan reboiler. Agar boiler tetap awet diperlukan berbagai perlakuan seperti pengendalian blow down, penambahan inhibitor untuk menghambat kerak atau korosi, pemasangan instrumen pengaman, dan penyediaan air umpan boiler sesuai baku mutu air umpan boiler. 3. Unit penyediaan tenaga listrik Unit ini berfungsi untuk menyediakan kebutuhan tenaga listrik yang digunakan sebagai tenaga penggerak pada peralatan proses, peralatan kantor, penerangan dan lain-lain. Penyediaan listrik pada industri ini di-supply dari PT. PLN. Selain itu generator digunakan sebagai cadangan pembangkit listrik. 4. Unit penyediaan bahan bakar Unit ini berfungsi untuk menyediakan kebutuhan bahan bakar untuk furnace, boiler dan generator untuk menghasilkan steam dan listrik. Bahan bakar



yang



digunakan



adalah



solar/diesel



karena



mudah



didapat,



kesetimbangan terjamin, mudah dalam penyimpanannya dan lebih ramah lingkungan dibandingkan batu bara. 5. Unit penyediaan udara tekan Unit ini berfungsi untuk menyediakan udara bertekanan untuk sistem



56



kontrol. Udara tekan ini diperlukan dalam peralatan proses seperti untuk menggerakkan control valve yang dikendalikan oleh sistem komputerisasi. 6. Unit pengolahan limbah Unit ini berfungsi untuk mengolah semua limbah (buangan) yang ada sebelum dibuang ke lingkungan. Limbah cair pada pabrik ini berasal dari limbah berminyak dari pompa, limbah air regenerasi dari unit demineralisasi, air blow down, dan lain-lain. 7. Unit Laboratorium Unit ini berfungsi untuk menganalisa dan mengontrol kualitas produk yang diproduksi (quality control).



4.1.1. Unit Penyediaan dan Pengolahan Air 4.1.1.1. Unit Penyediaan Air Lokasi pendirian pabrik Benzena berada di Kawasan Industri Cilegon. Kebutuhan air suatu pabrik yaitu berupa air umpan boiler, air sanitasi, air hydrant atau air pendingin. Dalam pemenuhan kebutuhan air tersebut akan digunakan sumber air dari sungai Cidanau dan PT. Krakatau Tirta Industri. Sumber air dari sungai Cidanau digunakan untuk air umpan boiler, air pendingin dan air hydrant sedangkan sumber air dari PT. Krakatau Tirta Industri digunakan untuk keperluan air sanitasi. 1. Air Umpan Boiler Boiler atau ketel uap adalah alat penyedia steam yang dihasilkan dari air yang diuapkan dengan cara pemanasan dari pembakaran bahan bakar di ruang bakar boiler. Dalam penyiapan air umpan boiler perlu perlakuan khusus agar dalam boiler tidak terbentuk kerak yang mengurangi efisiensi perpindahan panas



57



Tabel 4.1 Kualitas Air umpan Boiler Tekanan



Padatan



Alkalinitas



Padatan



Silika



Boiler



total



(psig)



(ppm)



(ppm)



(ppm)



(ppm)



451-600



2500



500



150



50



601-750



2000



400



100



35



751-900



1500



300



60



20



tersuspensi



(Setiadi, 2007) Air umpan boiler harus mengalami eksternal dan internal treatment. Eksternal treatment dilakukan terhadap air sebelum masuk unit pembangkit uap dan internal treatment dilakukan pada unit pembangkit uap yang meliputi pencegahan terhadap kerak, korosi serta foaming. Adanya kesadahan dalam air akan menghalangi terjadinya perpindahan panas di dalam boiler, sehingga dapat menghambat proses pembentukan uap. Beberapa hal yang perlu diperhatikan dalam penanganan air umpan boiler dan air proses sebagai berikut a) Zat yang dapat menyebabkan korosi Korosi yang terjadi di dalam boiler disebabkan karena air mengandung larutan asam dan gas-gas yang terlarut. Untuk menaikan pH dipakai NaOH, Ph dijaga pada 8,5-9,5. Gas-gas penyebab korosi adalah CO2 dan O2. Oksigen dalam air akan dapat dihilangkan dengan dua tahap yaitu deaerasi dan penambahan oksigen scavenger, yaitu Hidrazin. Hidrazin dapat digunakan untuk menghilangkan oksigen tanpa menambahkan jumalah kandungan padatan terlarut atau padatan tersuspensi. Hidrazin hanya dapat bereaksi dengan oksigen pada suhu tinggi, dan boiler dengan tekanan di bawah 400 psi tidak dapat menggunakan senyawa ini. b) Zat yang menyebabkan kerak Pembentukan kerak disebabkan karena adanya kesadahan dan suhu yang tinggi, yang biasanya berupa garam-garam karbonat dan silika. Untuk mencegah kerak akibat kesadahan yang masih tersisa,



58



ditambahkan phospat. Reaksinya: 2 Ca2+ + 2 PO43-



Ca(PO)43-



Endapan yang terbentuk bersifat ringan, tidak menempel pada tube boiler, sehingga endapannya yang berbentuk disperse suspense dalam air dapat mudah dikeluarkan lewat blow down dari boiler. Selain phospat, perlu ditambahkan polimer polyphosphate ke dalam boiler yang berfungsi mengotrol pengendapan dengan cara menghambat petumbuhan kristal agar tetap berukuran kecil dan dapat mencegah terjadi pengumpalan. c) Zat yang menyebabkan foaming Foaming adalah peristiwa pembentukan gelembung-gelembung di atas permukaan air dalam drum karena adanya zat-zat organik, anorganik dan zat-zat yang tidak larut dalam jumlah besar. Terbentuknya foam dapat dicegah dengan membuang sejumlah air (blow down) dengan tepat, dan penambahan bahan anti foam. Bahan anti foam tersebut adalah polyamida atau poliglikol. 2. Air Sanitasi Air sanitasi digunakan untuk keperluan air minum, laboratorium, kantor, dan perumahan dengan persyaratan menurut Peraturan Menteri Kesehatan Republik Indonesia No. 416 Tahun 1990, sesuai dengan Tabel 4.2. Sedangkan untuk air sanitasi sendiri disuplai dari PT Krakatau Tirta Industri. Tabel 4.2. Syarat Mutu Air Parameter



Satuan



Syarat min. diizinkan



Keterangan



A. FISIKA 1. Bau



Tidak berbau



2. TDS



mg/l



3. Kekeruhan



Skala NTU



1000 5



4. Rasa 63oC



5. Suhu 6. Warna



Skala TCU



15



59



B. Kimia 1. Kimia Anorganik 1. Air Raksa



mg/l



0,001



2. Alumunium



mg/l



0,2



3. Arsen



mg/l



0,05



4. Balium



mg/l



1



5. Besi



mg/l



0,3



6. Flourida



mg/l



1,5



7. Kadmium



mg/l



0,05



8. Kesadahan



mg/l



500



9. Klorida



mg/l



250



10. Kromium



mg/l



0,05



11. Mangan



mg/l



0,1



12. Natrium



mg/l



200



13. Nitrat



mg/l



10



14. Nitrit



mg/l



1



15. Perak



mg/l



0,05



16. Ph



9,5



17. Selenium



mg/l



0,01



18. Seng



mg/l



5



19. Sianida



mg/l



0,1



20. Sulfat



mg/l



400



21. Sulfida



mg/l



0,05



22. Tembaga



mg/l



1



23. Timbal



mg/l



0,05



1. Aldrin



mg/l



0,0007



2. Bemzena



mg/l



0,01



3. Benzo



mg/l



0,00001



4. Chlrodane



mg/l



0,0003



5. Chloroform



mg/l



0,03



6. 2,4 D



mg/l



0,1



2. Kimia Organik



60



7. DDT



mg/l



0,03



8. 1,2 Dichloroethane



mg/l



0,01



9. 1,1 Dichloroethane



mg/l



0,0003



10. Heptachlor



mg/l



0,003



11. Hexachlorobenzena



mg/l



0,00001



12. Lindane



mg/l



0,004



13. Hethychlor



mg/l



0,03



14. Pentachlorophenol



mg/l



0,01



15. Pestisida Total



mg/l



0,1



16. 2,4,6 trichlorophenol mg/l



0,01



17. Zat organik



mg/l



10



1. Koliform tinja



jml/100 ml



0



2. Total kolifrom



jml/100 ml



0



3. Mikrobiologi



4. Radio aktivitas 1. Aktivitas alpha



mg/l



0,1



2. Aktivitas beta



mg/l



1



3. Air Hydrant Penggunaan air untuk keperluan ini tidak dilakukan secara rutin dan kontinyu tetapi hanya bersifat insidental saat terjadi kebakaran. Air hidran tidak menyangkut proses sehingga tidak membutuhkan spesifikasi yang komplek. 4. Air Pendingin Air pendingin (cooling water) adalah air yang dilewatkan melalui alat penukar panas dengan maksud untuk menyerap dan memindahkan panasnya. Sistem air pendingin dibagi dalam dua jenis, yaitu jenis resirkulasi dan sekali lewat (once-through). Pada jenis resirkulasi, air pendingin yang telah digunakan, kembali digunakan untuk keperluan yang sama, sedangkan pada sistem sekali lewat air yang telah digunakan langsung dibuang. Pabrik Benzena ini menggunakan sistem air pendinginan



61



resirkulasi yang dilengkapi dengan cooling tower. Pada resirkulasi terbuka ini harus memperhatikan TDS (Total Dissolve Solid) akibat menguapnya sebagian air saat didinginkan di cooling tower. Total dissolved solid yang tinggi menimbulkan terbentuknya kerak. Jadi, system partial blowdown dan pemberian make-up water dibutuhkan. Air pendingin di pabrik ini digunakan pada cooler dan kondensor. Tabel 4.3. Kualitas Air Pendingin Sistem Resirkulasi No



Parameter



Jumlah



1



pH



6,5-7,5



2



Konduktivitas (mhos/cm)



< 1000



3



Turbidinitas (NTU)



< 10



4



Suspended solid



< 10



5



Total Hardness (ppm CaCO3) < 100



6



Total Iron (ppm)



< 1,0



7



Residual Klorin (ppm)



0,5-1,0



8



Silica (ppm)



< 150



9



Total Kromate (ppm)



1,5-2,5 (Setiadi, 2007)



Tabel 4.4. Syarat Mutu Air Pendingin Parameter



pH



Air Pendingin Circulating Water



Make Up Water



6,5 – 8,2



6,0 – 8,0



Konduktivitas elektrik