PRARANCANGAN PABRIK BENZENE DARI TOLUENE DAN HIDROGEN KAPASITAS 300.000 TON TAHUN

TUGAS AKHIR

PRARANCANGAN PABRIK

BENZENE

DARI

TOLUENE

DAN HIDROGEN

KAPASITAS 300.000 TON/TAHUN

Oleh:

Tutuk Laksana Wati

I 0506050

Vina Vikryana

I 0506051

JURUSAN TEKNIK KIMIA FAKULTAS TEKNIK

UNIVERSITAS SEBELAS MARET

SURAKARTA

2011

commit to user

LEMBAR PENGESAIIAN

TUGAS

AKHIR

PRARANCANGAN PABRIK

BENZENE

DARI

TOLAENE DAN

HIDROGEN

KAPASITAS

3OO.OOO

TON/TAHUN

Oleh:

Tutuk Laksana Wati

Vina Vikryana

I

0506050 r 0506051

ffift^n

,

4-tt

_e

2. Pembimbing II

Bresas S.T. Sembodo" S.T.. M.T. NrP. 1971nA6 t99903

|

002

Dipertahankan di depan tim penguji:

1.

YC. Danarto, S.T., M.T. NrP. 19730827 200012

| A0l

2.

Wusana Agung W., S.T., M.T.

NIP. 19801005 200501

I

001

NrP.19721 t26 200003 2 001

commit to user

ii

Segala puji syukur kepada Allah SWT, hanya karena rahmat dan ridho-Nya, penulis akhirnya dapat menyelesaikan penyusunan laporan tugas akhir dengan judul “Prarancangan Pabrik Benzene dari Toluene dan Hidrogen Kapasitas 300.000 Ton / Tahun” ini.

Dalam penyusunan tugas akhir ini penulis memperoleh banyak bantuan baik berupa dukungan moral maupun spiritual dari berbagai pihak. Oleh karena itu, penulis mengucapkan terima kasih kepada :

1. Kedua orang tua dan keluarga atas dukungan doa, materi dan semangat yang senantiasa diberikan tanpa kenal lelah.

2. Enny Kriswiyanti A., S.T., M.T. selaku Dosen Pembimbing I dan Bregas S.T. Sembodo, S.T., M.T. selaku Dosen Pembimbing II atas bimbingan dan bantuannya dalam penulisan tugas akhir.

3. Y.C. Danarto, S.T., M.T. selaku Pembimbing Akademik dan Dosen Penguji dalam ujian pendadaran tugas akhir.

4. Wusana Agung Wibowo, S.T., M.T. selaku Dosen Penguji dalam ujian pendadaran tugas akhir.

5. Ir. Arif Jumari, M.Sc. selaku Ketua Jurusan Teknik Kimia FT UNS. 6. Segenap Civitas Akademika atas semua bantuannya.

7. Teman-teman mahasiswa Teknik Kimia FT UNS khususnya tekimers ’06. Penulis menyadari bahwa laporan tugas akhir ini belum sempurna. Oleh karena itu, penulis membuka diri terhadap segala saran dan kritik yang membangun. Semoga laporan tugas akhir ini dapat bermanfaat bagi penulis dan pembaca sekalian.

Surakarta, Maret 2011

commit to user

iii DAFTAR ISI

Halaman Judul ... i

Kata Pengantar... ii

Daftar Isi ... iii

Daftar Tabel ... viii

Daftar Gambar ... xi

Intisari ... xii

BAB I PENDAHULUAN 1.1 Latar Belakang Pendirian Pabrik ... 1

1.2 Kapasitas Rancangan ... 2

1.2.1 Kebutuhan Benzenedi Indonesia ... 2

1.2.2 Ketersediaan Bahan Baku ... 4

1.2.3 Kapasitas Pabrik Minimal dan Maksimal di Luar Negeri 4 1.3 Pemilihan Lokasi Pabrik ... 5

1.4 Tinjauan Pustaka ... 7

1.4.1 Macam-macam Proses Pembuatan Benzene ... 7

1.4.2 Kegunaan Produk ... 10

1.4.3 Sifat Fisis dan Kimia Bahan Baku dan Produk ... 11

1.4.3.1 Sifat Fisis dan Kimia Bahan Baku ... 11

1.4.3.2 Sifat Fisis dan Kimia Produk ... 14

commit to user

iv BAB II DESKRIPSI PROSES

2.1 Spesifikasi Bahan Baku dan Produk ... 19

2.1.1 Spesifikasi Bahan Baku ... 19

2.1.2 Spesifikasi Produk Utama ... 19

2.1.3 Spesifikasi Produk Samping ... 20

2.2 Konsep Proses ... 20

2.2.1 Mekanisme Reaksi ... 20

2.2.2 Kondisi Operasi ... 21

2.2.3 Tinjauan Termodinamika ... 22

2.2.4 Tinjauan Kinetika Reaksi... 27

2.3 Diagram Alir Proses dan Tahapan Proses ... 28

2.3.1 Diagram Alir Proses ... 28

2.3.2 Tahapan Proses... 32

2.3.2.1 Tahap Penyimpanan Bahan Baku ... 32

2.3.2.2 Tahap Penyiapan Bahan Baku ... 32

2.3.2.3 Tahap Pembentukan Produk ... 33

2.3.2.4 Tahap Pemurnian Produk ... 34

2.4 Neraca Massa dan Neraca Panas ... 35

2.4.1 Neraca Massa ... 36

2.4.2 Neraca Panas ... 42

2.5 Lay Out Pabrik dan Peralatan Proses ... 46

2.5.1 Lay Out Pabrik ... 46

commit to user

v BAB III SPESIFIKASI ALAT PROSES

3.1 Reaktor ... 53

3.2 Flash Drum... 54

3.3 Menara Destilasi... 55

3.4 Vaporizer... 56

3.5 Tangki ... 57

3.6 Condenser... 58

3.7 Reboiler... 60

3.8 Accumulator... 61

3.9 Heat Exchanger... 62

3.10 Furnace ... 63

3.11 Pompa ... 64

3.12 Kompresor... 66

BAB IV UNIT PENDUKUNG PROSES DAN LABORATORIUM 4.1 Unit Pendukung Proses ... 67

4.1.1 Unit Pengadaan Air ... 68

4.1.1.1 Air Pendingin dan Air Pemadam Kebakaran ... 68

4.1.1.2 Air Konsumsi... 69

4.1.1.3 Pengolahan Air ... 69

4.1.1.4 Kebutuhan Air... 72

4.1.2 Unit Pengadaan Pendingin Reaktor ... 73

4.1.3 Unit Pengadaan Udara Tekan... 74

commit to user

vi

4.1.4.1 Listrik untuk keperluan proses dan utilitas... 75

4.1.4.2 Listrik untuk penerangan ... 77

4.1.4.3 Listrik untuk AC ... 79

4.1.4.4 Listrik untuk laboratorium dan instrumentasi.... 79

4.1.5 Unit Pengadaan Bahan Bakar ... 80

4.2 Laboratorium ... 81

4.2.1 Laboratorium Fisik ... 83

4.2.2 Laboratorium Analitik ... 83

4.2.3 Laboratorium Penelitian dan Pengembangan ... 84

4.3 Unit Pengolahan Limbah... 84

BAB V MANAJEMEN PERUSAHAAN 5.1 Bentuk Perusahaan ... 88

5.2 Struktur Organisasi ... 89

5.3 Tugas dan Wewenang ... 94

5.3.1 Pemegang Saham ... 94

5.3.2 Dewan Komisaris ... 94

5.3.3 Dewan Direksi ... 95

5.3.4 Staf Ahli ... 96

5.3.5 Penelitian dan Pengembangan (Litbang) ... 96

5.3.6 Kepala Bagian ... 97

5.3.7 Kepala Seksi ... 100

5.4 Pembagian Jam Kerja Karyawan ... 101

commit to user

vii

5.4.2 Karyawan Shift... 101

5.5 Status Karyawan dan Sistem Upah ... 103

5.6 Penggolongan Jabatan, Jumlah Karyawan dan Gaji ... 104

5.6.1 Penggolongan Jabatan ... 104

5.6.2 Jumlah Karyawan dan Gaji ... 104

5.7 Kesejahteraan Sosial Karyawan ... 107

BAB VI ANALISIS EKONOMI 6.1 Penaksiran Harga Peralatan ... 110

6.2 Penentuan Total Capital Investment(TCI) ... 113

6.2.1 Modal Tetap (Fixed Capital Investment)... 114

6.2.2 Modal Kerja (Working Capital Investment) ... 115

6.3 Biaya Produksi Total (Total Poduction Cost) ... 116

6.3.1 Manufacturing Cost... 116

6.3.1.1 Direct Manufacturing Cost(DMC) ... 116

6.3.1.2 Indirect Manufacturing Cost(IMC) ... 116

6.3.1.3 Fixed Manufacturing Cost(FMC) ... 117

6.3.2 General Expense(GE) ... 117

6.4 Keuntungan Produksi ... 118

6.5 Analisis Kelayakan ... 118

Daftar Pustaka ... xiii Lampiran

commit to user

viii

DAFTAR TABEL

Tabel 1.1 Data Impor BenzeneIndonesia ... 3

Tabel 1.2 Data Pabrik Penghasil Benzenedi Indonesia ... 4

Tabel 2.1 Harga Hfodan Gfo... 22

Tabel 2.2 Neraca Massa pada Tee1... 36

Tabel 2.3 Neraca Massa pada Vaporizer1 (VP-01) ... 36

Tabel 2.4 Neraca Massa pada Tee2... 37

Tabel 2.5 Neraca Massa pada Tee3... 37

Tabel 2.6 Neraca Massa pada Tee4... 38

Tabel 2.7 Neraca Massa pada Reaktor ... 38

Tabel 2.8 Neraca Massa pada Flash drum 1(FD-01)... 39

Tabel 2.9 Neraca Massa pada Tee5... 39

Tabel 2.10 Neraca Massa pada Flash drum 2(FD-02)... 40

Tabel 2.11 Neraca Massa pada Tee6... 40

Tabel 2.12 Neraca Massa pada Menara Distilasi 1 (MD-01) ... 41

Tabel 2.13 Neraca Massa pada Menara Distilasi 2 (MD-02) ... 41

Tabel 2.14 Neraca Massa Total ... 42

Tabel 2.15 Neraca Panas pada Vaporizer... 42

Tabel 2.16 Neraca Panas pada Furnace... 43

Tabel 2.17 Neraca Panas pada Reaktor... 43

Tabel 2.18 Neraca Panas pada Condensor 1 (CD-01) ... 43

commit to user

ix

Tabel 2.20 Neraca Panas pada Flash Drum 2 (FD-02)... 44

Tabel 2.21 Neraca Panas pada Menara Destilasi 1 (MD-01) ... 45

Tabel 2.22 Neraca Panas pada Menara Destilasi 2 (MD-02) ... 45

Tabel 2.23 Neraca Panas pada Total ... 46

Tabel 3.1 Spesifikasi Reaktor ... 53

Tabel 3.2 Spesifikasi Flash Drum... 54

Tabel 3.3 Spesifikasi Menara Destilasi ... 55

Tabel 3.4 Spesifikasi Vaporizer... 56

Tabel 3.5 Spesifikasi Tangki ... 57

Tabel 3.6 Spesifikasi Condensor ... 58

Tabel 3.7 Spesifikasi Reboiler ... 60

Tabel 3.8 Spesifikasi Accumulator ... 61

Tabel 3.9 Spesifikasi Heat Exchanger ... 62

Tabel 3.10 Spesifikasi Furnace ... 63

Tabel 3.11 Spesifikasi Pompa ... 64

Tabel 3.12 Spesifikasi Kompresor ... 66

Tabel 4.1 Kebutuhan air pendingin... 72

Tabel 4.2 Kebutuhan air konsumsi umum dan sanitasi... 73

Tabel 4.3 Kebutuhan listrik untuk keperluan proses dan utilitas... 76

Tabel 4.4 Jumlah Lumenberdasarkan luas bangunan... 78

Tabel 4.5 Total kebutuhan listrik pabrik ... 79

Tabel 5.1 Jadwal pembagian kelompok shift... 102

commit to user

x

Tabel 5.3 Perincian Golongan dan Gaji Karyawan ... 106

Tabel 6.1 Indeks Harga Alat ... 111

Tabel 6.2 Modal Tetap ... 114

Tabel 6.3 Modal Kerja ... 115

Tabel 6.4 Direct Manufacturing Cost ... 116

Tabel 6.5 Indirect Manufacturing Cost... 116

Tabel 6.6 Fixed Manufacturing Cost ... 117

Tabel 6.7 General Expense... 117

commit to user

xi

DAFTAR GAMBAR

Gambar 1.1 Grafik Data Impor Benzenedi Indonesia ... 3

Gambar 1.2 Gambar Pemilihan Lokasi Pabrik ... 7

Gambar 2.1 Diagram Alir Proses... 29

Gambar 2.2 Diagram Alir Kualitatif ... 30

Gambar 2.3 Diagram Alir Kuantitatif ... 31

Gambar 2.4 LayoutPabrik... 49

Gambar 2.5 LayoutPeralatan Proses ... 52

Gambar 4.1 Skema Pengolahan Air Laut ... 71

Gambar 4.2 Skema Pengolahan Air KTI ... 72

Gambar 4.3 Skema Instalasi Pengolahan Air Limbah (IPAL) ... 86

Gambar 5.1 Struktur Organisasi Pabrik Benzene... 93

Gambar 6.1 Chemical Engineering Cost Index ... 112

commit to user

xii

Tutuk Laksana Wati dan Vina Vikryana, 2011, Prarancangan Pabrik Benzene dari Toluene dan Hidrogen Kapasitas 300.000 Ton/Tahun, Jurusan Teknik Kimia, Fakultas Teknik, Universitas Sebelas Maret, Surakarta

Benzenebanyak 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 300.000 ton/tahun dengan bahan baku toluene 401.516,153 ton/tahun dan gas hidrogen 10.890.511,46 m3/tahun pada 30 oC dan tekanan 25 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, Banten.

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)

Multitube pada kondisi non isotermal non adiabatik pada suhu 621 – 648 oC dan tekanan 25 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 hidrogen dan gas metana dari campuran tersebut. Gas hidrogen yang terpisah direcycle sebanyak 68,9% dan sisanya dijadikan fuel gaspada Furnace. Produk cair yang mengandung benzene, sisa toluene dan diphenyldipisahkan dalam Menara Distilasi untuk mendapatkan

benzene dengan kemurnian 99,93%berat. Sisa toluene dan diphenyl dipisahkan lagi dengan Menara Distilasi untuk mendapatkan produk samping diphenyl

dengan kemurnian 98,67%berat. Sedangkan toluenesisa di-recycleuntuk bereaksi lagi membentuk benzene.

Utilitas terdiri dari unit penyediaan air pendingin, pendingin reaktor (molten salt), 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 shiftdan non shift .

Hasil analisis ekonomi terhadap prarancangan pabrik benzene diperoleh total investasi sebesar US$ 153.548.755 dan total biaya produksi US$ 356.600.737. Hasil analisis kelayakan menunjukkan ROI sebelum pajak 79,99% dan setelah pajak 59,99%, POT sebelum pajak 1,1 tahun dan setelah pajak 1,4 tahun, BEP 54,08%, SDP 46,19% dan DCF sebesar 29,52%. Berdasar analisis ekonomi dapat disimpulkan bahwa pendirian pabrik benzene dengan kapasitas 300.000 ton/tahun layak dipertimbangkan untuk direalisasikan pembangunannya.

commit to user

1 BAB I PENDAHULUAN

1.1 Latar Belakang Pendirian Pabrik

Memasuki era perdagangan bebas, Indonesia dituntut untuk mampu bersaing dengan negara lain dalam bidang industri. Perkembangan industri di Indonesia sangat berpengaruh pada ketahanan ekonomi Indonesia yang akan menghadapi banyak persaingan di pasar bebas nanti. Sektor industri kimia banyak memegang peranan dalam memajukan perindustrian di Indonesia. Inovasi proses produksi maupun pembangunan pabrik baru yang berorientasi pada pengurangan ketergantungan kita pada produk impor maupun untuk menambah devisa negara sangat diperlukan, salah satunya dengan pembangunan pabrik benzene.

Benzene merupakan salah satu produk petrokimia yang berbentuk cincin tunggal dan merupakan senyawa aromatis dengan rumus molekul C6H6. Senyawa

ini berupa cairan jernih yang bersifat volatile, mudah terbakar, dan beracun.

Benzene mempunyai fungsi yang sangat penting dalam menunjang pembangunan sektor industri. Dalam industri, benzenebanyak digunakan sebagai bahan pelarut dalam ekstraksi maupun distilasi. Selain itu benzene juga digunakan sebagai bahan baku dalam pembuatan senyawa kimia organik lain (intermediet) dari produk-produk komersial, antara lain : styrene, phenol, cyclohexane, aniline, alkylbenzene danchlorobenzene (Mc. Ketta, 1977).

Hingga saat ini sebagian benzene masih diimpor dari Amerika, Australia, dan Jepang. Dengan didirikannya Pabrik benzene di Indonesia, kemungkinan

impor dapat dikurangi. Bahkan apabila produksi sudah melebihi kebutuhan dalam negeri benzenedapat menjadi produk ekspor.

Bahan baku pembuatan benzeneadalah toluenedan gas Hidrogen. Untuk bahan baku toluene dapat dipenuhi oleh PT. Pertamina RU IV, sedangkan untuk gas Hidrogen dapat dipenuhi oleh PT.Air LiquideIndonesia.

Selain pertimbangan tersebut, pendirian pabrik ini juga didasarkan pada hal-hal sebagai berikut :

1. Menciptakan lapangan kerja baru, yang berarti dapat mengurangi jumlah pengangguran.

2. Memacu pertumbuhan industri-industri baru yang menggunakan bahan baku

benzene.

3. Mengurangi ketergantungan impor dari negara asing.

4. Meningkatkan pendapatan negara dari sektor industri, serta menghemat devisa negara.

5. Meningkatkan kualitas sumber daya manusia Indonesia lewat alih teknologi. Dari berbagai pertimbangan di atas dapat disimpulkan bahwa sangat diperlukan pendirian pabrik benzenedi Indonesia.

1.2 Kapasitas Rancangan

Ada beberapa pertimbangan yang perlu diperhatikan dalam pemilihan kapasitas pabrik benzene yaitu :

1.2.1 Kebutuhan Benzenedi Indonesia

Kebutuhan benzene di Indonesia hampir setiap tahun mengalami peningkatan. Berdasarkan data Badan Pusat Statistik Indonesia, perkembangan

commit to user

jumlah impor benzeneIndonesia sejak tahun 2005 dapat dilihat pada Tabel 1.1. Tabel 1.1 Data Impor BenzeneIndonesia

Tahun Jumlah (ton)

2005 187.554,005 2006 110.252,885 2007 106.204,189 2008 143.348,768 2009 163.182,653

(Badan Pusat Statistik Indonesia, 2010)

Gambar 1.1 Grafik Data Impor Benzenedi Indonesia

Dari Gambar 1.1 diperoleh suatu persamaan regresi linier untuk mengetahui kebutuhan benzenepada tahun 2015 :

y = 19593,3876x - 39202978,49

0 20000 40000 60000 80000 100000 120000 140000 160000 180000 200000

2004 2005 2006 2007 2008 2009 2010

J

u

m

la

h

Tahun

y = (19593,387 X) – 39202978,49 y = (19593,387 x 2015 ) – 39202978,49 y = 277.696,315 ton

1.2.2 Ketersediaan Bahan Baku

Bahan baku benzene adalah toluene dan gas hidrogen. Toluene diperoleh dari PT. Pertamina RU IV, Cilacap. Sedangkan gas hidrogen diperoleh dari PT.Air Liquide, Cilegon, sehingga ketersediaan bahan baku tidak menjadi masalah, karena cukup tersedia.

1.2.3 Kapasitas Pabrik Minimal dan Maksimal di Luar Negeri

Untuk memproduksi benzene harus diperhitungkan juga kapasitas produksi yang menguntungkan. Kapasitas produksi secara komersial yang telah ada terlihat pada Tabel 1.2.

Tabel 1.2 Data Pabrik Penghasil Benzene di Dunia Pabrik Kapasitas (ton) Dow Chemical, USA 752.000

Exxon Corp. 50.000

USX Corp. 23.000

Solomon Inc. 17.000

Shell Oil Co. 685.000

(Kirk and Othmer, 1991) Dari Tabel 1.2 dapat diketahui kapasitas produksi minimal di dunia sebesar 17.000 ton/tahun. Sedangkan kebutuhan benzene di dalam negeri adalah sebesar 277.696,315 ton/tahun. Maka dapat disimpulkan bahwa kapasitas pabrik

commit to user

benzenesebesar 300.000 ton/tahun, sehingga diharapkan : 1. Dapat memenuhi kebutuhan benzenedalam negeri.

2. Dapat memberikan keuntungan karena kapasitas rancangan berada diatas kapasitas terkecil pabrik yang ada di dunia.

3. Dapat merangsang berdirinya industri-industri lainnya yang menggunakan bahan baku benzene.

1.3 Pemilihan Lokasi Pabrik

Letak geografis suatu pabrik mempunyai pengaruh yang sangat besar terhadap keberhasilan perusahaan. Beberapa faktor dapat menjadi acuan dalam menentukan lokasi pabrik antara lain, penyediaan bahan baku, pemasaran produk, transportasi dan tenaga kerja. Berdasarkan tinjauan tersebut maka lokasi pabrik benzeneini dipilih di Cilegon, Banten dengan pertimbangan sbb :

a. Penyediaaan bahan baku

Toluene sebagai bahan baku pembuatan benzene diperoleh dari PT. Pertamina RU IV, Cilacap. Sedangkan gas hidrogen diperoleh dari PT. Air Liquide, Cilegon. Orientasi pemilihan ditekankan pada jarak lokasi sumber bahan baku dengan pabrik cukup dekat. Terutama bahan baku gas hidrogen yang akan disalurkan oleh PT.Air Liquidedengan jalur perpipaan.

b. Letak pabrik terhadap daerah pemasaran

Benzene merupakan bahan intermediet yaitu bahan untuk membuat produk seperti cumene, ethylbenzene, alkylbenzene, styrene, cyclohexane,

Daerah Cilegon merupakan daerah yang tepat untuk daerah pemasaran karena banyaknya industri kimia yang menggunakan bahan baku benzene

diantaranya :

1. Industri alkylbenzeneyang diproduksi PT. Unggul Indah Corporation 2. Industri ethylbenzeneyang diproduksi PT. Stirindo Mono Indonesia c. Transportasi

Kawasan industri Cilegon dekat dengan pelabuhan laut Merak, telah ada sarana transportasi jalan raya, sehingga mempermudah sistem pengiriman bahan baku dan produk.

d. Tenaga kerja

Kawasan industri Cilegon terletak di daerah Jawa Barat dan Jabotabek yang syarat dengan lembaga pendidikan formal maupun non formal dimana banyak dihasilkan tenaga kerja ahli maupun non ahli, sehingga tenaga kerja mudah didapatkan.

e. Utilitas

Utilitas yang diperlukan seperti air, bahan baku dan tenaga listrik dapat dipenuhi karena lokasi terletak di kawasan industri.

 Penyediaan air, untuk kebutuhan air minum dan sanitasi diperoleh dari PT. Krakatau Tirta Industri, sedangkan untuk kebutuhan proses menggunakan air laut dari Selat Sunda.

commit to user

Gambar 1.

1.4 Tinjauan Pustaka 1.4.1 Macam-macam

Pada awalnya benzene

bumi dan batubara. Akan minyak bumi dikenal pula bakunya dari bahan aromatis pembuatan benzene deng

benzeneterus meningkat. Macam

1. Catalytic Extraction Reforming Catalytic

mengubah naphthalene

mempunyai

Gambar 1.2 Gambar Pemilihan Lokasi Pabrik

Tinjauan Pustaka

macam Proses Pembuatan Benzene

enzenesebagian besar diproduksi dari bahan baku batubara. Akan tetapi disamping pembuatan benzene dari batu

dikenal pula adanya proses sintesis. Proses ini menggunakan bahan aromatis yang sudah jadi, seperti toluenedan xylene

dengan cara sintesis dikembangkan mengingat kebutuhan at. Macam-macam proses sintesis adalah :

c Extraction Reforming(CRE)

Catalytic reforming adalah proses yang dikembangkan

naphthalene dan paraffin yang ada dalam gasoline

punyai angka oktan rendah menjadi tinggi dan mengandun bahan baku minyak

dari batu bara dan menggunakan bahan

ylene. Proses mengingat kebutuhan

dikembangkan untuk

gasoline yang dan mengandung

senyawa aromatis. Untuk mempercepat reaksi, proses ini berlangsung dengan bantuan katalis platinum-alumina. Reaksinya meliputi:

a. Isomerisasi Paraffin b. Hydrocracking

c. DehidrogenasiCyclohexane

d. Isomerisasi/Dehidrogenasi Cyclopentane

e. Dehidrosikliasi Paraffin

Salah satu proses yang termasuk catalytic reforming adalah

Platforming(UOP, Inc). Proses ini dioperasikan pada suhu 495-525oC

dan tekanan 0,8-5MPa (Mc. Ketta, 1977). 2. Hidrodealkilasi (HDA)

Hidrodealkilasi dikembangkan untuk mengubah higher aromatis menjadi benzene. Proses ini memproduksi benzenedengan kemurnian tinggi. Proses ini berlangsung pada suhu dan tekanan tinggi dan dibantu hidrogen. Dengan adanya hidrogen akan menghilangkan gugus alkil pada senyawa aromatis sehingga menghasilkan benzene dan gas parafin ringan. HDA dapat dilakukan secara thermal ataupun katalitik. Hidrodealkilasi thermal dioperasikan pada suhu 1000-1470oF dan

tekanan 200-1000 lb/in2gauge, sedangkan catalytic hydrodealkylation

pada suhu 930-1100oF dan tekanan 590-875 lb/in2gauge.

Reaksi yang terjadi adalah: C6H5CH3+ H2→ C6H6+ CH4

commit to user

3. Disproporsionasi toluene

Proses ini dikembangkan dari 2 toluene menjadi benzene dan

xylene. Salah satu contoh proses ini adalah Proses Tatoray. Proses

Tatorayberlangsung pada suhu 350-530oC dan tekanan 1-5 MPa (10 –

50 atm). Hasil yang diperoleh biasanya 37% benzene dan 55% xylene. Reaksi yang terjadi:

2 C6H5CH3→ C6H6+ C6H4(CH3)2

(Kirk and Othmer, 1991) 4. PirolisaGasoline

Pirolisa gasoline atau dripolene adalah hasil samping dari produksi etilena. Dengan umpan senyawa hidrokarbon ringan seperti ethanedan

propane, dripolene akan terbentuk. Kandungan senyawa aromatis dripolene sekitar 65%, dimana 50% adalah benzene. Benzene dan senyawa aromatis lainnya hanya dapat diperoleh setelah melewati proses hidrogenasi dan desulfurisasi. Proses ini untuk menghilangkan senyawa tidak stabil seperti olefin dan senyawa sulfur yang merusak senyawa aromatis (Mc. Ketta, 1977).

Dari beberapa proses pembuatan benzene, proses yang dipilih adalah Proses Hidrodealkilasi (HDA). Proses ini menghasilkan benzene dengan kemurnian tinggi. Proses Hidrodealkilasi (HDA) merupakan reaksi penggantian gugus alkil dengan adanya hidrogen dimana dapat terjadi pada suhu dan tekanan tertentu. Proses ini sering dijumpai pada senyawa aromatis dimana hidrogen mengganti gugus alkil dalam ikatan cincin menghasilkan senyawa aromatis utama

dan gas parafin ringan. Pada proses ini dikenal dua macam proses yaitu hidrodealkilasi termal dan katalitik. Dalam perancangan ini proses yang digunakan adalah hidrodealkilasi termal. Proses ini berlangsung pada suhu 1000-1470oF dan tekanan 200-1000 lb/in2gauge. Reaksi bersifat eksotermik.

Reaksi utama:

CH3+ H2→ + CH4 Reaksi samping:

2 → + H2

(Mc. Ketta, 1977) Keuntungan HDA termal diantaranya: non katalitik, produk samping yang dihasilkan lebih sedikit, dan tidak terbentuk coke.

1.4.2 Kegunaan Produk

Benzene merupakan salah satu produk petrokimia yang sangat penting untuk pembuatan bahan kimia, antara lain :

1. Ethylbenzene

Ethylbenzene ini mempunyai kegunaan untuk industri styrene,

divinylbenzene, polystyrene, resin ion exchanger. 2. Cumene

Cumeneini dimanfaatkan dalam pembuatan fenol yaitu bahan pembuat lem, solvent, indikator fenolftalein, dan lain sebagainya.

commit to user

3. Nitrobenzene

Nitrobenzene digunakan dalam pembuatan poliuretan, herbisida, dan anilin. Dimana anilin berguna sebagai pelarut, bahan dasar zat warna dan bahan peledak.

4. Cyclohexane

Cyclohexane bermanfaat untuk industri nilon 6 dan nilon 66 yaitu bahan baku dalam industri tekstil dan untuk pembuatan plasticizer. 5. Detergen alkilat

Detergen alkilat digunakan pada pembuatan detergen dan zat aditif minyak pelumas.

6. Chlorobenzene

Chlorobenzene sebagai bahan pembuat DDT, bahan insektisida lain, dan phenol.

7. Maleic anhydride

Maleic anhydridesebagai bahan baku fumarat dan poliester resin. (Mc. Ketta, 1977) 1.4.3 Sifat Fisis dan Kimia Bahan Baku dan Produk

1.4.3.1 Sifat Fisis dan Kimia Bahan Baku a. Toluene

Sifat fisis

 Berat molekul : 92,14

 Titik leleh, oC : -95

 Temperatur kritis, oC : 318.65

 Tekanan kritis, MPa : 4,108

 Densitas, g/cm3 : 0,8623

 Viskositas, cp

Gas : 0,00698

Liquid : 0,5068

 Kapasitas panas, J/mol.K

Gas : 104,7

Liquid : 156,5

 Panas pembentukan, kJ/mol : 50,17

 Panas penguapan, kJ/mol : 38,26

 Panas pembakaran, kJ/mol : -3734

(Kirk and Othmer, 1991) Sifat kimia

 Hidrogenasi termal dari toluene akan menghasilkan benzene, methanedan diphenyl.

(toluene) (benzene) (methane)

(diphenyl)

 Dengan oksigen (oksidasi) dalam fase cair dan katalis Br-Co-Mn menghasilkan asam benzoat.

+ CH3

CH3

H2

commit to user

(toluene) (asam benzoat) Oksidasi parsial menghasilkan stilbene

(toluene) (stilbene)

(Kirk and Othmer, 1991) b. Hidrogen

Sifat fisis

 Berat molekul : 2,016

 Titik leleh, oC : - 256,6

 Titik didih, oC : - 252,7

 Temperature kritis, oC : -239.97

 Tekanan kritis, kPa : 1315

 Panas penguapan, J/mol : 911,3

 Densitas, g/cm3(pada 30 oC 25 atm) : 0.002

(Kirk and Othmer, 1991) Sifat kimia

 Hidrogen bereaksi dengan sejumlah oksida logam pada suhu tinggi untuk menghasilkan logam dan air.

FeO + H2→ Fe + H2O Cr2O3+ 3 H2→ 2 Cr + H2O

CH3

O2,Br,Co,Mn

50oC COOH

2 CH3

O

 Dibawah kondisi tertentu, hidrogen bereaksi dengan nitrit oksida menghasilkan nitrogen.

2 NO + 2 H2→ N2+ 2 H2O

(Kirk and Othmer, 1991)

1.4.3.2 Sifat Fisis dan Kimia Produk a. Benzene

Sifat fisika

 Berat molekul : 78,115

 Titik beku, oC : 5,530

 Titik didih, oC : 80,094

 Densitas, g/cm3

Pada 20oC : 0,8789

Pada 25oC : 0,8736

 Tekanan uap, kPa : 12,6

 Viskositas, cp : 0,6010

 Temperature kritis, oC : 289,01

 Tekanan kritis, kPa : 4,898 x 103

 Panas pembentukan, kJ/mol

Gas : 82,93

Liquid : 49,08

commit to user

 Panas penguapan, kJ/mol : 33,899

 Kelarutan dalam H2O, g / 100 g H2O : 0,180

(Kirk and Othmer, 1991) Sifat kimia

 Oksidasi

Benzene dioksidasi dengan permanganate atau dikromat menjadi air dan karbondioksida.

C6H6 CO2+ H2O (benzene)

(Kirk and Othmer, 1991) Oksidasi fase uap dengan udara dan katalis vanadium pentoksida

menjadi maleic anhydride.

C6H6 + 4 O2 C4H2O3 + 2 CO2 + H2O (benzene) (maleic anhydride)

(Mc. Ketta, 1977)

Benzoquinone adalah produk samping oksidasi benzenepada suhu 410-430oC. Oksidasi dengan hidrogen peroksida menghasilkan

phenol. Phenoldapat juga diperoleh dengan mengoksidasi benzene

dalam fase uap pada suhu 450-800oC tanpa menggunakan katalis

(Kirk and Othmer, 1977).

 Reduksi

Pada suhu kamar dan tekanan biasa, benzenebaik senyawa tunggal ataupun dalam pelarut hidrokarbon dapat direduksi menjadi

cyclobenzene (dengan hydrogen dan katalis nickel atau cobalt). MnO4/Cr2O3

Hidrogenasi katalitik benzene fase uap berlangsung pada suhu sekitar 200oC.

(benzene) (cyclobenzene)

(Kirk and Othmer, 1991)

 Halogenasi

Produk substitusi atau adisi diperoleh dengan halogenasi benzene. Benzene direaksikan dengan Br2 dan Cl2 (katalis halida logam)

akan diperoleh chlorobenzene dan bromobenzene. Chlorobenzene

dihasilkan melalui reaksi pada fase cair dengan katalis

molybdenum chloride dan kondisi operasinya pada suhu 30-50oC

dan tekanan atmosfer.

C6H6+ Cl2 C6H5Cl + HCl

C6H6+ Br2 C6H5Br2+ HCl

(Kirk and Othmer, 1991)

 Nitrasi

Benzene dinitrasi menjadi nitrobenzene. Proses nitrasi dengan menggunakan campuran asam nitrat dan sulfat pekat pada suhu 50-55oC akan menghasilkan nitrobenzene yang lebih besar sekitar

95%.

(benzene) (nitrobenzene)

(Kirk and Othmer, 1991) FeCl3

FeBr3 H2, Ni, Co

200 oC

+ HNO3+ H2SO4 + H₃O++ HSO₄

-NO2 50-55oC

commit to user

 Sulfonasi

Benzene bereaksi dengan asam sulfat (uap) pada suhu ruangan menghasilkan asam benzene sulfonat. Dalam asam sulfat uap ditambahkan sulfur trioksida (SO3). Sulfonasi dapat juga dilakukan

dengan asam sulfat saja, tetapi reaksinya lebih lambat.

(benzene) (benzene sulfonat)

(Kirk and Othmer, 1991)

 Alkilasi

Hasil alkilasi benzeneseperti ethylbenzenedan cumenediproduksi dengan mereaksikannya dengan etilen dan propilen. Reaksi berlangsung baik dalam fase uap maupun cair. Katalis yang digunakan seperti BF3, aluminium chloride (AlCl3) atau asam

poliphospat(Kirk and Othmer, 1991).

(isopropil klorida) (cumene)

(Fessenden & Fessenden, 1986) 1.4.4 Tinjauan Proses

Dalam pembuatan Benzene ini digunakan proses hidrodealkilasi dengan bahan baku toluene (C7H8) dan gas hidrogen (H2) yang direaksikan dalam Reaktor

Alir Pipa (RAP)multitubedimana reaksi dijaga pada suhu optimum 621 – 648 oC + SO3

H2SO4pekat

25oC SO3H 50%

+ (CH3)2CHCl

AlCl 30oC

(dari range suhu reaksi 537 – 798 oC) tekanan 25 atm. Reaksi yang terjadi reaksi

hidrodealkilasi atau reaksi pemecahan gugus metil dari tolueneuntuk membentuk

benzenedan methane:

C6H5CH3+ H2→ C6H6+ CH4

(Mc. Ketta, 1977) Umpan toluene diuapkan dalam vaporizer untuk kemudian dicampur dengan gas hidrogen dan dipanaskan dengan furnace sebelum masuk reaktor. Di dalam reaktor, toluene dan hidrogen bereaksi membentuk benzene dan methane

serta hasil samping diphenyl fase gas. Setelah bereaksi, gas keluaran dari reaktor masuk ke kondensor parsial untuk dikondensasikan menjadi campuran uap-cair. Campuran tersebut kemudian masuk ke dalam flash drum untuk memisahkan semua gas hidrogen dan gas methane yang terikut dalam produk. Benzene dan

diphenyl serta sisa toluene yang tidak bereaksi, kemudian dipisahkan menggunakan Menara Distilasi (MD). Produk benzene memiliki kemurnian 99,93% berat dan produk samping berupa diphenyl dengan kemurnian 98,67% berat.

commit to user

19 BAB II

DESKRIPSI PROSES

2.1 Spesifikasi Bahan Baku dan Produk 2.1.1 Spesifikasi Bahan Baku

a. Toluene(C7H8)

Wujud : cairan jernih tanpa endapan Kemurnian : min. 98,5 % berat

Impuritas : C6H6( maks. 1,5 % berat )

Densitas : 0,865 – 0,870 (pada 20oC)

(www.pertamina.com) b. Hidrogen (H2)

Wujud : gas

Kemurnian : 99,99 % berat Impuritas : CH4(0,01 % berat)

(www.uk.airliquide.com) 2.1.2 Spesifikasi Produk Utama

Benzene(C6H6)

Wujud : cairan jernih Kemurnian : min. 99,90 % berat Impuritas : C7H8(maks. 0,05% berat)

Non-aromatis (maks. 0,01% berat)

2.1.3 Spesifikasi Produk Samping Diphenyl(C12H10)

Wujud : Cairan berwarna kuning Kemurnian : min. 98,5 % berat

Impuritas : C7H8( maks. 1,5 % berat )

(www.merck-chemicals.co.id)

2.2 Konsep Proses 2.2.1 Mekanisme Reaksi

Proses pembuatan benzenedengan cara hidrodelakilasi toluene dilakukan dalam reaktor alir pipa (tubular reactor), dimana gas toluene dan hidrogen dimasukkan bersamaan ke dalam reaktor melalui bagian tube reaktor. Di dalam reaktor terjadi reaksi:

C6H5CH3 (g)+ H2 (g)→ C6H6 (g)+ CH4 (g) Reaksi samping:

2 C6H6 (g)C12H10 (g)+ H2 (g)

Hidrodealkilasi termal ini menghasilkan produk utama benzene dan reaksi samping menghasilkan diphenyl.

Pada proses HDA termal terjadi dealkilasi dengan cara substitusi karena adanya hidrogen. Dealkilasi ini pada dasarnya adalah reaksi pemutusan ikatan C-C yaitu karbon yang dimiliki ikatan cincin dengan karbon pada gugus metan (CH3) dengan adanya hidrogen. Mekanismenya adalah sebagai berikut :

commit to user

H2↔ H* + H*

C6H5CH3+ H*→ C6H5* + CH4 C6H5* + H2→ C6H6+ H* H* + H*↔ H2

(Mc. Ketta, 1977) 2.2.2 Kondisi Operasi

 Temperatur

Penentuan temperatur reaksi di reaktor harus memperhatikan fase reaksi dan tinjauan secara termodinamika, untuk itu temperatur reaksi dijaga pada suhu optimum 621 – 648 oC (dari range suhu reaksi 537 – 798 o

C). Hal ini didasarkan pada temperatur tersebut dihasilkan konversi dan selektivitas optimum. Jika temperatur melebihi range tersebut maka akan terjadi hydrocrackingsehingga konversi reaksi akan turun. Sedangkan jika suhu di bawah range suhu tersebut, reaksi akan berjalan lambat (Mc. Ketta, 1977).

 Tekanan

Tekanan operasi dalam reaktor ditentukan sebesar 25 atm (dari range 14,6 – 69,1 atm) dengan tinjauan bahwa kondisi reaktan dalam reaktor berada dalam fase gas.

Pada prarancangan pabrik benzene ini rasio mol reaktan antara

toluene dengan hidrogen yang digunakan adalah 1 : 5, sehingga akan diperoleh konversi sebesar 85% terhadap toluene dan selektivitas sebesar 93%, dimana selektivitas disini adalah % mol benzenebaru yang terbentuk

dari tolueneyang bereaksi untuk membentuk benzene tersebut (Mc. Ketta, 1977).

Reaksi dijalankan pada kondisi non isotermal non adiabatik dimana reaksi dijaga pada suhu optimum 621 – 648 oC (dari range suhu reaksi 537

– 798 oC). Untuk menjaga reaksi berjalan pada keadaan tersebut, maka

digunakan pendingin berupa molten salt. Reaktor yang sesuai untuk reaksi fase gas dan dengan pendinginan adalah Reaktor Alir Pipa (RAP)

multitube.

2.2.3 Tinjauan Termodinamika

Untuk menentukan sifat reaksi (eksotermis/endotermis) dan arah reaksi (reversible/irreversible), maka perlu perhitungan dengan menggunakan panas pembentukan standar (∆Hfo) pada 1 atm dan 298 K dari reaktan dan produk.

Tabel 2.1 Harga ∆Hfodan ∆Gfo

Komponen ∆Hfo, kJ/mol ∆Gfo, kJ/mol

H2 0 0

CH4 -74,520 - 50,460

C6H6 82,930 129,665

C7H8 50,170 122,050

C10H12 182,090 280,080

(Yaws, 1999) Pada proses pembentukan benzene terjadi reaksi berikut :

C6H5CH3 (g)+ H2 (g)→ C6H6 (g)+ CH4 (g) Reaksi samping:

commit to user

Sehingga didapatkan, a. Untuk reaksi utama

C6H5CH3 (g)+ H2 (g)→ C6H6 (g)+ CH4 (g) i. Panas reaksi standar (∆HRo)

∆HRo = ∑ ∆Hfoproduk -∑ ∆Hforeaktan

∆HRo = ( ∆HfoC6H6+ ∆HfoCH4) – (∆HfoC6H5CH3+ ∆HfoH2) = (82,930 + (-74,520) ) – (50,170 + 0)

= - 41,760 kJ/mol

Karena∆HRobernilai negatif maka reaksi bersifat eksotermis.

∆H920 pada suhu reaksi 647oC (920 K) adalah : dH = Cp.dT

∆H920 =



920K

298K

dT Cp.

∆H920 = [ ∑ Cp produk -∑ Cp reaktan ] dT

∆H920 = 215.542,596 J/mol – 218.501,396 J/mol

∆H920 = -2.958,8 J/mol

∆H = ∆HRo+ ∆H920

= - 41.760 – 2.958,8 = - 44.718,8 J/mol

ii. Konstanta kesetimbangan (K) pada keadaan standar

Gfo= - RT ln K Dimana:

∆HRo: Panas reaksi, J/mol K : Konstanta Kesetimbangan T : Suhu standar =298 K

R : Tetapan Gas Ideal = 8,314 J/mol.K sehingga Godari reaksi tersebut adalah :

Gfo = Gfoproduk-Gforeaktan

Gfo = ( ∆G C6H6+ ∆G CH4) – ( ∆G C6H5CH3+ ∆G H2) = (129,665+ (- 50,460) ) – (122,050 + 0)

= - 42,845 kJ/mol

RT ΔG K ln o f

298   =

K 298 . J/mol.K 8,314 J/mol 42.845 = 17,293

K298 = 3,238 x 107

iii. Konstanta kesetimbangan (K) pada T = 647oC = 920 K

         1 2 0 R 298 1 T 1 T 1 R ΔH K K ln Dengan :

K298 = Konstanta kesetimbangan pada 298 K

K1 = Konstanta kesetimbangan pada suhu operasi

T1 = Suhu standar (25oC = 298 K)

T2 = Suhu operasi (647oC = 920 K)

R = Tetapan Gas Ideal = 8,314 J/mol.K

commit to user

      _  K 298 1 K 20 9 1 J/mol.K 8,314 J/mol 41.760 10 x 3,238 K

ln 1 ₇

10 x 3,238

K

ln 1 _{7 = - 11,395}

1,124x10-5 = 1 ₇

10 x 3,238

K

K1 = 363,951

Karena harga konstanta kesetimbangan relatif besar, maka reaksi berlangsung searah, yaitu ke kanan (irreversible).

b. Untuk reaksi samping (K2)

2 C6H6 (g)C12H10 (g)+ H2 (g) i. Panas reaksi standar (∆HRo)

∆HRo = ∑ ∆Hfoproduk -∑ ∆Hforeaktan

∆HRo = ( ∆HfoC12H10+ ∆HfoH2) – ( 2. ∆HfoC6H6) = ( 182,090 + 0 ) – ( 2 x 82,930)

= 16,230 kJ/mol

Karena∆HRobernilai positif maka reaksi bersifat endotermis.

∆H920 pada suhu reaksi 647oC (920 K) adalah : dH = Cp.dT

∆H920 =



920K

298K

dT Cp.

∆H920 = [ ∑ Cp produk -∑ Cp reaktan ] dT

∆H920 = 51.031,638 J/mol – 237.830,396 J/mol

∆H = ∆HRo+ ∆H920

= 16.230 – (- 186.798,758) = 203.028,758 J/mol

ii. Konstanta kesetimbangan (K) pada keadaan standar

Gf0= - RT ln K Dimana:

Gf0 : Energi Gibbs pada keadaan standar (T = 298 oK, P = 1 atm), J/mol

∆HRo: Panas reaksi, J/mol K : Konstanta Kesetimbangan T : Suhu standar = 298 K

R : Tetapan Gas Ideal = 8,314 J/mol.K sehingga Godari reaksi tersebut adalah :

Gfo = Gfoproduk-Gforeaktan

Gfo = ( ∆G C12H10+ ∆G H2) – ( 2 x ∆G C6H6) = ( 280,080 + 0 ) – ( 2 x 129,665 )

= 20,750 kJ/mol

RT ΔG K ln o f

298   =

K 298 . J/mol.K 8,314 J/mol 20.750

= - 8,375

K298 = 2,305 x 10-4

i. Konstanta kesetimbangan (K) pada T = 647 oC = 920 K

         1 2 0 298 2 T 1 T 1 R ΔHr K K ln Dengan :

commit to user

K2 = Konstanta kesetimbangan pada suhu operasi

T1 = Suhu standar (25 oC = 298 K)

T2 = Suhu operasi (647 oC = 920 K)

R = Tetapan Gas Ideal = 8,314 J/mol.K

∆HRo= Panas reaksi standar pada 298 K

      _  K 298 1 K 20 9 1 J/mol.K 8,314 J/mol 16.230 -2,305x10 K

ln 2 _-4

4 -2

2,305x10 K

ln = 4,429

83,838 = 2 _-4

2,305x10 K

K2 = 0,019

Karena harga konstanta kesetimbangan K2relatif kecil, maka reaksi

berlangsung bolak-balik (reversible).

2.2.4 Tinjauan Kinetika Reaksi

Proses hidrodealkilasi (HDA) toluene menjadi benzenepada fase gas dan

non-catalytic, reaksi yang terjadi adalah:

Reaksi 1 : C7H8+ H2→ C6H6+ CH4 Reaksi 2 dan 3 : 2 C6H6C12H10+ H2

Hidrogen dan toluenebereaksi membentuk benzenedan metana pada reaksi 1, dan diphenil terbentuk pada reaksi kedua. Reaksi kedua merupakan reaksi reversible, sehingga reaksi yang membentuk diphenil disebut reaksi 2 dan reaksi kebalikannya disebut reaksi 3.

Persamaan kecepatan reaksi dikalkulasi dan didapatkan nilai sebagai berikut:

r = 3.6858. 10 . exp −2.5616. 10_T PP . r = 0.62717. exp −1.5362. 10_T P

r = 0.08124. exp −1.2237. 10_T PP

Dimana r1. r2 dan r3 dalam lbmol/(min.ft3), T dalam K, dan Pj dalam psia

(www.engr.uky.edu)

2.3 Diagram Alir Proses dan Tahapan Proses 2.3.1 Diagram Alir Proses

Diagram alir prarancangan pabrik benzenedari toluenedan hidrogen dapat ditunjukan dalam tiga macam, yaitu :

a. Diagram alir proses (Gambar 2.1) b. Diagram alir kualitatif (Gambar 2.2 ) c. Diagram alir kuantitatif ( Gambar 2.3 )

Arus 1 Arus 2 Arus 3 Arus 4 Arus 5 Arus 6 Arus 7 Arus 8 Arus 9 Arus 10 Arus 11 Arus 12 Arus 13 Arus 14 Arus 15 Arus 16 Arus 17 Arus 18 Arus 19 Arus 20 Arus 21

1H2 0.000 0.000 0.000 0.000 0.0006460.0005404.237 5404.237 5404.2371683.420 3720.8172739.183 6460.000 0.000 0.0001683.420 0.000 0.000 0.000 0.000 0.000 2CH4 0.000 0.000 0.000 0.000 0.000 1162.53589948.136 9948.136 1659.446 516.9181142.529 20.007 1162.536 8288.6898288.689 8805.607 0.000 0.000 0.000 0.000 0.000 3C6H6 6.541 7.240 0.699 6.541 44.437 312.000 39831.714 39831.714 388.618 121.054 267.563 0.000 267.563 39443.0961547.207 1668.262 37895.889 37857.993 37.896 0.000 37.896 4C7H8 50689.943 63362.204 12672.261 50689.943 59415.489 59432.0008914.800 8914.800 23.981 7.470 16.511 0.000 16.511 8890.819 95.039 102.509 8795.780 26.387 8769.393 43.8478725.546 5C12H10 0.000 0.000 0.000 0.000 6.548 6.548 3274.197 3274.197 0.000 0.000 0.000 0.000 0.0003274.197 0.000 0.0003274.196 0.0003274.1963267.649 6.548

Jumlah 50696.484 63369.444 12672.960 50696.484 59466.473 67373.084 67373.084 67373.084 7476.2832328.862 5147.4212759.190 7906.610 59896.8019930.935 12259.797 49965.866 37884.380 12081.4853311.496 8769.989 Komponen Laju Alir Massa Overall (kg/jam)

Tee5 Tee4 Tee2 H2 CH4 H2 CH4

C6H6

C7H8

Furnace

H2

CH4

C6H6

C7H8

Reaktor

H2

CH4

C6H6

C7H8

C12H10

Kondenser

T=25o_C

P=25 atm

FD 1

H2

CH4

C6H6

C7H8

CH4

C6H6

C7H8

C12H10 FD 2

CH4

C6H6

C7H8

C6H6

C7H8

C12H10

MD 1

C6H6

C7H8

C6H6

C7H8

C12H10

MD 2

C6H6

C7H8

C12H10

C7H8

C12H10

C6H6

C7H8

vaporizer

C6H6

C7H8

C12H10

H2

CH4

C6H6

C7H8

C12H10

C6H6

C7H8

C12H10

Recycle 68,9 %

Produk Benzene Tee1 T=30o C P=1 atm T=110,78o C P=1 atm

T=30 o_C

P=25 atm

T=638,7o_C

P=25 atm

T=10,16o

C P=15 atm

T=10,16o_C

P=15 atm

T=5o

C P=1 atm

T=5o_C

P=1 atm

T=10,16o

C P=15 atm

T=10,16o_C

P=15 atm

T=80,24o_C

P=1 atm T=85,05o C P=1 atm T=117,6o C P=1 atm T=112,07o C P=1 atm

T=245,07o_C

P=1 atm

H2

CH4

C6H6

C7H8

T=647o C P=25 atm T=80o C P=1 atm T=110,83o C P=1 atm

T=189,49o_C

P=25 atm

T=44,4o_C

P=25 atm

T=119,51o_C

P=25 atm

Tee3

H2

CH4

C6H6

C7H8

T=54,43o C P=25 atm Fuel gas T=-15,79o C P=1 atm

T=-53,72o_C

P=1 atm

DIAGRAM ALIR KUALITATIF PABRIK BENZENE

Tee6 V-3 V-1 V-2 H2 CH4

C6H6

C7H8

H2

CH4

C6H6

C7H8

T=86,64o

C P=1 atm

C6H6

C7H8

C12H10

C6H6

C7H8

Gambar 2.2 Diagram Alir Kualitatif

3

Tee5 Tee4

Tee2

H2 6460,000

CH4 1162,536

C6H6 267,563

C7H8 16,511

7906,610 _Furnace

H2 3720,817

CH4 1142,529

C6H6 267,563

C7H8 16,511

5147,421

Reaktor

H2 5404,237

CH4 9948,135

C6H6 39831,715

C7H8 8914,800

C12H10 3274,197

67373,084

Kondenser FD 1

H2 5404,237

CH4 1659,446

C6H6 388,618

C7H8 23,981

7476,283

H2 1683,420

CH4 516,918

C6H6 121,054

C7H8 7,470

2328,862

CH4 8288,689

C6H6 39443,096

C7H8 8890,819

C12H10 3274,197

59896,801

FD 2

CH4 8288,689

C6H6 1547,207

C7H8 95,039

9930,935

C6H6 37895,889

C7H8 8795,780

C12H10 3274,197

49965,866

MD 1

C6H6 37857,993

C7H8 26,387

37884,380

C6H6 37,896

C7H8 8769,393

C12H10 3274,197

12081,485 MD

2 C6H6 37,896

C7H8 8725,546

C12H10 6,548

8769,989

C7H8 43,847

C12H10 3267,649

3311,496

C6H6 6,541

C7H850689,943

50696,484

vaporizer C6H6 7.240

C7H8 63362.204

63369.444

C6H6 0.699

C7H8 12672.261

12672.960

H2 6460,000

CH4 1162,535

C6H6 312,000

C7H859432,000

C12H10 6,549

67373,084

C6H6 7.240

C7H8 63362.204

63369.444

purge Recycle 68,9 %

Produk Benzene

Tee1 C6H6 44,437

C7H8 59415,489

C12H10 6,548

59466,473

H2 2739,183

CH4 20,007

2759,190

DIAGRAM ALIR KUANTITATIF PABRIK BENZENE

Fuel gas

H2 1683,420

CH4 8805,607

C6H6 1668,262

C7H8 102,509

12259,797 Tee3 Tee6 V-3 V-1 V-2

Gambar 2.3 Diagram Alir Kuantitatif

3

2.3.2 Tahapan Proses

Proses pembuatan benzene dengan reaksi hidrodealkilasi toluene dapat dibagi menjadi empat tahap, yaitu :

1. Tahap Penyimpanan Bahan Baku 2. Tahap Persiapan Bahan Baku 3. Tahap Pembentukan Produk 4. Tahap Pemurnian Produk

Penjelasan berdasarkan gambar 2.1 mengenai masing-masing tahapan adalah sebagai berikut :

2.3.2.1 Tahap Penyimpanan Bahan Baku

Bahan baku toluene (C7H8) disimpan pada fase cair dengan suhu 300 C

dan tekanan 1 atm dalam tangki penyimpanan (T-01). Sedangkan Hidrogen (H2)

disalurkan melalui pipa dari pabrik penghasil hidrogen dengan suhu 30oC dan

tekanan 25 atm.

Bahan baku toluene(C7H8) diperoleh di pasaran dengan kemurnian 99.9%

berat, sedangkan Hidrogen (H2) diperoleh dengan kemurnian 99,99% berat.

2.3.2.2 Tahap Penyiapan Bahan Baku

Toluenecair dari tangki penyimpanan dengan kondisi 30oC dan tekanan 1

atm digunakan sebagai pendingin di kondensor parsial MD-02 (CD-03) sehingga suhunya naik menjadi 80oC. Kemudian masuk ke vaporizer (VP-01) untuk

mengubah fasenya menjadi fase gas. Campuran cair dan gas yang dihasilkan dipisahkan dalam separator 1(SP-01) dengan kondisi suhu 110,78oC dan tekanan

commit to user

1 atm, hasil bawah yang berupa cair akan dikembalikan untuk dicampur dengan umpan toluene cair. Sedangkan hasil atas separator yang berupa gas dicampur dengan recycle hasil atas Menara Distilasi 2 (MD-02). Campuran tersebut kemudian dinaikkan tekanannya dengan compressor 1(C-01) menjadi 25 atm.

Gas hydrogen dengan suhu 30oC dan tekanan 1 atm dicampur dengan

recyclehasil atas flash drum 1(FD-01) yang telah dinaikkan tekanannya menjadi 25 atm dengan compressor 2(C-02). Kemudian campuran gas tersebut dicampur dengan toluene dari C-01. Campuran gas hidrogen dan toluene kemudian dinaikkan suhunya denganfurnacemenjadi 647oC sebelum diumpankan kedalam

reaktor.

2.3.2.3 Tahap Pembentukan Produk Reaksi yang terjadi dalam reaktor : C6H5CH3 (g)+ H2 (g)→ C6H6 (g)+ CH4 (g) Reaksi samping:

2 C6H6 (g)C12H10 (g)+ H2 (g)

Bahan baku yang telah disiapkan dimasukkan dalam reaktor yang beroperasi secara non isotermal dan non adiabatik dimana reaksi dijaga pada suhu optimum 621 – 648 oC (dari range suhu reaksi 537 – 798 oC). Gas toluene dan

hidrogen dimasukkan bersama ke bagian tube reaktor. Di dalam reaktor terjadi reaksi pembentukan benzene dan sedikit diphenyl. Toluene yang bereaksi 85% dari toluene yang diumpankan ke reaktor. Reaksi yang terjadi adalah reaksi eksotermis, sehingga akan melepaskan panas yang dapat menaikkan suhu dalam reaktor, panas yang dihasilkan dari reaksi ini diserap oleh media pendingin

molten salt yang dialirkan di dalam shell. Molten salt masuk pada suhu 148oC

dan keluar pada suhu 174,02oC. Sedangkan kondisi gas keluar reaktor yaitu pada

suhu 638,7oC dan tekanan 25 atm.

2.3.2.4 Tahap Pemurnian Produk

Tahap ini bertujuan untuk memisahkan produk sehingga diperoleh produk

benzeneyang mempunyai kemurnian tinggi.

Produk reaktor yang berupa gas, terdiri dari toluenetak bereaksi, benzene,

diphenyl, hidrogen sisa dan methane yang bersuhu 638,7oC digunakan sebagai

pemanas di reboiler MD-02 (RB-02) sehingga suhunya turun menjadi 376,85oC.

Kemudian digunakan sebagai pemanas di reboiler MD-01 (RB-01) sehingga suhunya menjadi 276,85oC. Setelah itu digunakan lagi sebagai pemanas di VP-01

sehingga keluar pada suhu 126,85oC. Lalu gas tersebut dikondensasikan di

kondensor parsial (CD-01) sehingga fasenya berubah menjadi campuran gas-cair. Campuran gas dan cair yang dihasilkan dipisahkan dalam flash drum 1

(FD-01) sehingga tekanannya turun menjadi 15 atm. Hasil atas yang berupa gas sebagian di-recycle (68,9%) untuk dicampur dengan umpan hidrogen segar dan sebagian lagi dilewatkan expansion valve sehingga tekanannya akan turun menjadi 1 atm.

Hasil bawah FD-01 yang berupa cair masuk ke flash drum 2 (FD-02) sehingga tekannya turun menjadi 1 atm. Penurunan tekanan akan mengakibatkan sebagian cairan berubah menjadi gas. Hasil atas yang berupa gas akan dicampur dengan hasil atas keluaran dari FD-01 yang tekanannya telah diturunkan, kemudian digunakan juga sebagai fuel gas (bahan bakar furnace). Sedangkan

commit to user

hasil bawah yang berupa cairan akan digunakan sebagai pendingin di kondensor parsial 1 (CD-01). Kemudian diumpankan ke menara distilasi 1 (MD-01) pada suhu 85,05oC.

Produk utama benzene dengan kemurnian 99,93% berat diperoleh dari hasil atas MD-01. Hasil atas menara distilasi diembunkan dalam kondensor total (CD-02) dan kemudian didinginkan dalam heat exchanger 1 (HE-01) sehingga produk menara distilasi suhunya turun menjadi 40oC dan akan disimpan ke dalam

tangki penyimpanan produk benzene(T-02). Sedangkan hasil bawah yang masih banyak mengandung toluene diumpankan ke menara distilasi 2 (MD-02). Sehingga diharapkan toluene yang akan direcycle mengandung maks. 0,05%

diphenylyang dihasilkan dalam reaksi.

Di dalam MD-02 tolueneakan terpisah sebagai hasil atas menara distilasi. Uap jenuh hasil atas menara distilasi diembunkan dalam kondensor parsial (CD-03), hasil cairnya dimasukkan kembali ke dalam menara sebagai refluk dan hasil uapnya direcycle untuk dicampur dengan toluene segar. Sedangkan dari hasil bawah MD-02 dihasilkan produk samping diphenyl. Setelah didinginkan di dalam

heat exchanger 2 (HE-02) sampai suhunya 40oC baru disimpan dalam tangki

penyimpandiphenyl(T-03).

2.4 Neraca Massa dan Neraca Panas

Produk : Benzene99,93% berat Kapasitas : 300.000 ton/tahun Satu tahun produksi : 330 hari

2.4.1. Neraca Massa

Basis perhitungan : 1 jam operasi

Satuan : kg/jam

Neraca massa prarancangan pabrik benzenesesuai dengan gambar 2.3.

Tabel 2.2 Neraca Massa pada Tee1

Komponen

Masuk (kg/jam) Keluar (kg/jam)

Arus 1 Arus 3 Arus 2

C6H6 6,541 0,699 7,240

C7H8 50.689,943 12.672,261 63.362,204

Total

50.696,484 12.672,960 63.369,444 63.369,444 63.369,444

Tabel 2.3 Neraca Massa pada Vaporizer1 (VP-01)

Komponen

Masuk (kg/jam) Keluar (kg/jam)

Arus 2 Arus 3 Arus 4

C6H6 7,240 0,699 6,541

C7H8 63.362,204 12.672,261 50.689,943

Total

63.369,444 12.672,960 50.696,484 50.696,484 50.696,484

commit to user

Tabel 2.4 Neraca Massa pada Tee2

Komponen

Masuk (kg/jam) Keluar (kg/jam) Arus 4 Arus 21 Arus 5

C6H6 6,541 37,896 44,437

C7H8 50.689,943 8.725,546 59.415,489

C12H10 0,000 6,548 6,548

Total

50.696,484 8.769,989 59.466,473 59.466,473 59.466,473

Tabel 2.5 Neraca Massa pada Tee3

Komponen

Masuk (kg/jam) Keluar (kg/jam) Arus 5 Arus 13 Arus 6

H2 0,000 6.460,000 6.460,000

CH4 0,000 1.162,536 1.162,536

C6H6 44,437 267,563 312,000

C7H8 59.415,489 16,511 59.432,000

C12H10 6,548 0,000 6,548

Total

59.466,473 7.906,610 67.373,084 67.373.0837 67.373.0837

Tabel 2.6 Neraca Massa pada Tee4

Komponen

Masuk (kg/jam) Keluar (kg/jam) Arus 11 Arus 12 Arus 13 H2 3.720,817 2.739,183 6.460,000

CH4 1.142,529 20,007 1.162,536

C6H6 267,563 0,000 267,563

C7H8 16,511 0,000 16,511

Total

5147,421 2.759,190 7.906,610 7.906,610 7.906,610

Tabel 2.7 Neraca Massa pada Reaktor

Komponen Masuk (kg/jam) Keluar (kg/jam) Arus 6 Arus 7

H2 6.460,000 5.404,237

CH4 1.162,536 9.948,136

C6H6 312,000 39.831,714 C7H8 59.432,000 8.914,800 C12H10 6,548 3.274,197

Total 67.373.084 67.373.084 67.373.084 67.373.084

commit to user

Tabel 2.8 Neraca Massa pada Flash drum 1 (FD-01)

Komponen

Masuk (kg/jam) Keluar (kg/jam) Arus 8 Arus 9 Arus 14

H2 5.404,237 5.404,237 0,000

CH4 9.948,136 1.659,446 8.288,689 C6H6 39.831,714 388,618 39.443,096 C7H8 8.914,800 23,981 8.890,819 C12H10 3.274,197 0,000 3.274,197

Total

67.373,084 7.476,283 59.896,801 67.373,084 67.373,084

Tabel 2.9 Neraca Massa pada Tee5

Komponen

Masuk (kg/jam) Keluar (kg/jam) Arus 9 Arus 10 Arus 11 H2 5.404,237 1.683,420 3.720,817 CH4 1.659,446 516,918 1.142,529

C6H6 388,618 121,054 267,563

C7H8 23,981 7,470 16,511

Total

7.476,283 2.328,862 5147,421 7.476,283 7.476,283

Tabel 2.10 Neraca Massa pada Flash drum 2 (FD-02)

Komponen

Masuk (kg/jam) Keluar (kg/jam) Arus 14 Arus 15 Arus 17

CH4 8.288,689 8.288,689 0,000

C6H6 39.443,096 1.547,207 37.895,889 C7H8 8.890,819 95,039 8.795,780 C12H10 3.274,197 0,000 3.274,196

Total

59.896,801 9.930,935 49.965,866 59.896,801 59.896,801

Tabel 2.11 Neraca Massa pada Tee6

Komponen

Masuk (kg/jam) Keluar (kg/jam) Arus 10 Arus 15 Arus 16

H2 1.683,420 0,000 1.683,420

CH4 516,918 8.288,689 8.805,607 C6H6 121,054 1.547,207 1.668,262

C7H8 7,470 95,039 102,509

Total

2.328,862 9.930,935 12.259,797 12.259,797 12.259,797

commit to user

Tabel 2.12 Neraca Massa pada Menara Distilasi 1 (MD-01)

Komponen

Masuk (kg/jam) Keluar (kg/jam) Arus 17 Arus 18 Arus 19 C6H6 37.895,889 37.857,993 37,896 C7H8 8.795,780 26,387 8.769,393 C12H10 3.274,196 0,000 3.274,196

Total

49.965,866 37.884,380 12.081,485 49.965,866 49.965,866

Tabel 2.13 Neraca Massa pada Menara Distilasi 2 (MD-02)

Komponen

Masuk (kg/jam) Keluar (kg/jam) Arus 19 Arus 20 Arus 21

C6H6 37,896 0,000 37,896

C7H8 8.769,393 4,847 8.725,546 C12H10 3.274,196 3.267,649 6,548

Total

12.081,485 3.311,496 8.769,989 12.081,485 12.081,485

Tabel 2.14 Neraca Massa Total

Komponen

Input (kg/jam) Output (kg/jam)

Arus 1 Arus 12 Jumlah Arus 16 Arus 18 Arus 20 Jumlah H2 0,00 2.739,18 2.739,18 1.683,42 0,00 0,00 1.683,42

CH4 0,00 20,00 20,01 8.805,60 0,00 0,00 8.805,61

C6H6 6,54 0,00 6,54 1.668,26 37.857,99 0,00 39.526,25

C7H8 50.689,94 0,00 50.689,94 102,51 26,39 43,85 172,74

C12H10 0,00 0,00 0,00 0,00 0,00 3.267,65 3.267,65

Jumlah 53.455,67 53.455,67

2.4.2. Neraca Panas

Basis perhitungan : 1 jam operasi Satuan : kJ/jam

Tabel 2.15 Neraca Panas pada Vaporizer

Komponen Q input (kJ) Q output (kJ) Q umpan(arus 2) 6.886.058,006 0,000

Q vapor(arus 4) 0,000 5.384.339,717

Q liquid(arus 3) 0,000 527.362,127

Q penguapan 0,000 15.946.025,148

Qpemanas 14.971.669,986 0,000

commit to user

Tabel 2.16 Neraca Panas pada Furnace

Komponen Q input (kJ) Q output (kJ) Q umpan(arus 6) 24.284.562,435 0,000

Q keluar(arus 7) 0,000 233.299.698,565

Q pemanas 209.015.136,129 0,000

Total 233.299.698,565 233.299.698,565

Tabel 2.17 Neraca Panas pada Reaktor

Komponen Q input (kJ) Q output (kJ) Q umpan(arus 7) 233.299.698,565 0,000

Q produk(arus 8) 0,000 223.775.892,687

Q pendingin 0,000 9.523.805,898

Total 233.299.698,565 233.299.698,565

Tabel 2.18 Neraca Panas pada Condensor 1 (CD-01) Komponen Q input (kJ) Q output (kJ) Q umpan(arus 8) 25.392.955,028 0,000

Q keluar(vapor) 0,000 178,576

Q keluar(liquid) 0,000 438,530

Q pendingin 0,000 25.392.337,923

Tabel 2.19 Neraca Panas pada Flash drum1 (FD-01) Komponen Q input (kJ) Q output (kJ) Q umpan(arus 8) - 251.970,918 0,000

Q vapor(arus 9) 0,000 - 1.580.938,156

Q liquid(arus 14) 0,000 -3.581.180,522

Q penguapan 0,000 4.910.147,759

Total - 251.970,918 251.970,918

Tabel 2.20 Neraca Panas pada Flash drum2 (FD-02) Komponen Q input (kJ) Q output (kJ) Q umpan(arus 14) - 251.971,030 0,000

Q vapor(arus 15) 0,000 - 3.615.127,713

Q liquid(arus 17) 0,000 - 1.736.206,519

Q penguapan 0,000 5.099.363,202

commit to user

Tabel 2.21 Neraca Panas pada Menara distilasi 1 (MD-01) Komponen Q input (kJ) Q output (kJ) Q umpan(arus 17) 5.455.029,377 0,000

Q top(arus 18) 0,000 3.825.900,712

Q bottom(arus 19) 0,000 2.038.172,702

Q kondensor 0,000 24.528.980,000

Q reboiler 24.938.024,037 0,000

Total 30.393.053,414 30.393.053,414

Tabel 2.22 Neraca Panas pada Menara distilasi 2 (MD-02) Komponen Q input (kJ) Q output (kJ) Q umpan(arus 19) 2.035.809,658 0,000

Q top(arus 21) 0,000 1.063.802,797

Q bottom(arus 20) 0,000 1.446.319,957

Q kondensor 0,000 3.726.268,439

Q reboiler 4.146.652,548 0,000

Tabel 2.23 Neraca Panas Total

Komponen Q input (kJ) Q output (kJ)

Q arus 1 434.907,400 0,000

Q arus 12 249.980,407 0,000

Q arus 16 0,000 -6.005.148,527

Q arus 18 0,000 3.825.900,712

Q arus 20 0,000 1.446.319,957

Q pendingin 0,000 210.432.951,794

Q pemanas 209.015.136,129 0,000

Total 209.700.023,936 209.700.023,936

2.5 Lay OutPabrik dan Peralatan Proses 2.5.1. Lay OutPabrik

Lay outpabrik merupakan suatu pengaturan yang optimal dari seperangkat fasilitas-fasilitas dalam pabrik. Tata letak yang tepat sangat penting untuk mendapatkan efisiensi, keselamatan, dan kelancaran kerja dari para karyawan serta keselamatan proses.

Pada prarancangan pabrik ini, tata letak dari pabrik dapat dilihat pada Gambar 2.4. Untuk mencapai kondisi yang optimal, maka hal-hal yang harus diperhatikan dalam menentukan tata letak pabrik ini adalah :

1. Pabrik benzene ini merupakan pabrik baru (bukan pengembangan) sehingga penentuan lay outtidak dibatasi oleh bangunan yang ada.

commit to user

2. Kemungkinan perluasan pabrik sebagai pengembangan pabrik di masa mendatang.

3. Fakor keamanan sangat diperlukan untuk bahaya kebakaran dan ledakan, maka perencanaan lay out selalu diusahakan jauh dari sumber api, bahan panas, bahan yang mudah meledak dan jauh dari asap atau gas beracun. 4. Sistem konstruksi yang direncanakan adalah outdoor unutk menekan biaya

bangunan dan gedung, dan juga iklim Indonesia memungkinkan konstruksi secara outdoor.

5. Lahan terbatas sehingga diperlukan efisiensi dalam pemakaian pengaturan ruangan/lahan.

Secara garis besar lay outdibagi menjadi beberapa bagian utama, yaitu : 1. Daerah administrasi/perkantoran, laboratorium dan ruang kontrol

Daerah administrasi merupakan pusat kegiatan administrasi pabrik yang mengatur kelancaran operasi. Laboratorium dan ruang kontrol sebagai pusat pengendalian proses, kualitas dan kuantitas bahan yang akan diproses serta produk yang dijual.

2. Daerah proses

Daerah proses merupakan daerah dimana alat proses diletakkan dan proses berlangsung.

3. Daerah penyimpanan bahan baku dan produk

Daerah penyimpanan bahan baku dan produk merupakan daerah untuk tempat bahan baku dan produk.

4. Daerah gudang, bengkel dan garasi

Daerah gudang, bengkel dan garasi merupakan daerah yang digunakan untuk menampung bahan-bahan yang diperlukan oleh pabrik dan untuk keperluan perawatan peralatan proses.

5. Daerah utilitas

Daerah utilitas merupakan daerah dimana kegiatan penyediaan bahan pendukung proses berlangsung dipusatkan.

commit to user

Skala = 1 : 1000 Keterangan

: Taman : Arah jalan

PROSES

Area Perluasan

Utilitas UPL

Ruang Generator

Pemadam Kebakaran

KANTOR

Parkir Parkir

kantin

mushola

Pintu Darurat

2.5.2 Lay OutPeralatan Proses

Lay out peralatan proses adalah tempat dimana alat-alat yang digunakan dalam proses produksi. Tata letak peralatan proses pada prarancangan pabrik ini dapat dilihat pada Gambar 2.5. Beberapa hal yang harus diperhatikan dalam menentukan lay outperalatan proses pada pabrik benzene, antara lain :

1. Aliran udara

Aliran udara di dalam dan di sekitar peralatan proses perlu diperhatikan kelancarannya. Hal ini bertujuan untuk menghindari terjadinya stagnasi udara pada suatu tempat sehingga mengakibatkan akumulasi bahan kimia yang dapat mengancam keselamatan pekerja.

2. Cahaya

Penerangan sebuah pabrik harus memadai dan pada tempat-tempat proses yang berbahaya atau beresiko tinggi perlu adanya penerangan tambahan. 3. Lalu lintas manusia

Dalam perancangan lay outperalatan perlu diperhatikan agar pekerja dapat mencapai seluruh alat proses dengan cepat dan mudah. Hal ini bertujuan apabila terjadi gangguan pada alat proses dapat segera diperbaiki. Keamanan pekerja selama menjalankan tugasnya juga diprioritaskan. 4. Pertimbangan ekonomi

Dalam menempatkan alat-alat proses diusahakan dapat menekan biaya operasi dan menjamin kelancaran dan keamanan produksi pabrik.

commit to user

5. Jarak antar alat proses

Untuk alat proses yang mempunyai suhu dan tekanan operasi tinggi sebaiknya dipisahkan dengan alat proses lainnya, sehingga apabila terjadi ledakan atau kebakaran pada alat tersebut maka kerusakan dapat diminimalkan.

FU

R

N

A

C

E

C

D

-0

1

R

B

-02 CD_-0

3

Gambar 2.5 Lay OutPeralatan Proses

5

commit to user

53 BAB III

SPESIFIKASI ALAT PROSES

3.1 Reaktor

Tabel 3.1 Spesifikasi Reaktor

Kode R-01

Fungsi Tempat terjadinya reaksi toluene dan gas hidrogen menjadi benzene

Tipe Reaktor Alir Pipa (RAP)Multitube

Kondisi operasi - Tekanan - Suhu

25 atm 621 – 648oC

Spesifikasi shell

- Diameter - Tebal - Material

0,991 m 5/16 in

Carbon Steel SA 213 TP-304

Spesifikasi tube

- Diameter - Tebal - Pitch

- Susunan - Jumlah - Panjang - Material

0,032 m 1/4 in 15/16 in

triangular

307 6 m

Carbon Steel SA 213 TP-304

Tebal head 316in Panjang head 0,371 m

Jumlah reactor 6 buah disusun paralel Panjang total reactor 40,457 m

3.2 Flash Drum

Tabel 3.2 Spesifikasi Flash Drum

Kode FD-01 FD-02

Fungsi Memisahkan komponen gas H2dari produk reaktor

Memisahkan komponen gas CH4dari keluaran FD-01 Tipe Tangki horisontal

Kondisi operasi - Tekanan - Suhu

15 atm 10,16oC

1 atm 5 oC Spesifikasi drum

- Diameter - Tebal - Panjang

1,676 m 3/16 in 4,756 m

1,219 m 3/16 in 4,781 m Material Carbon Steel SA 283 grade C

Bentuk head Elliptical dished head Torispherical dished head

Tebal head 316 in 316 in

Panjang head 0,500 m 0,251 m

commit to user

3.3 Menara Distilasi

Tabel 3.3 Spesifikasi Menara Distilasi

Kode MD-01 MD-02

Fungsi Memisahkan antara C6H6 dengan C7H8

Memisahkan antara C7H8 dengan C12H10

Tipe Tray Tower

Jumlah plate 40 11

Plateumpan Di antara plate22 dan 23 Di antara plate2 dan 3 Kondisi operasi

- Tekanan - Suhu umpan - Suhu Bottom

- Suhu Top

1 atm 85,053oC 117,604oC 67,275oC

1 atm 117,502oC 311,935oC 112,072oC Dimensi menara

- Diameter - Tray spacing

- Tebal Bag. atas Bag. bawah 2,934 m 0,6 m 3/8 in 1/2 in 1,264 m 0,6 m 3/16 in 1/4 in Bahan konstruksi Carbon Steel SA 283 grade C

Bentuk head Torispherical dished head

Tebal head

- Bag. atas - Bag. bawah

4 1 in 8 3 in 4 1 in 4 1 in

Panjang head 0,567 m 0,263 m

3.4 Vaporizer

Tabel 3.4 Spesifikasi Vaporizer

Kode VP-01

Fungsi Menguapkan bahan baku C7H8sebelum masuk reaktor

Tipe Kettle Vaporizer

Kondisi operasi - Tekanan - Suhu

1 atm 110,78oC Spesifikasi HE

- Jenis

- Luas tr. panas

Kettle Vaporizer

145.79 m2 Spesifikasi shell

- Diameter - Jumlah pass - Material

0,2032 m 1

Carbon Steel SA 268 T-430

Spesifikasi tube

- Diameter - Pitch

- Susunan - Jumlah pass - Jumlah tube - Panjang - Material

0.0195 m 15/16 in

Triangular

2 32 1.8288 m

Carbon Steel SA 268 T-430

commit to user

3.5 Tangki

Tabel 3.5 Spesifikasi Tangki

Kode T-01 T-02 T-03 T-04

Fungsi Menyimpan C7H8 selama 30 hari

Menyimpan C6H6 selama 30 hari

Menyimpan C12H10 selama 30 hari

Menyimpan H2 selama 7 hari

Tipe Silinder vertikal dengan flat bottomdan conical roof Spherical tank

Material Carbon Steel SA 212 grade B Carbon Steel SA-203 grade A

Jumlah 3 2 1 3

Kondisi operasi - Tekanan - Suhu

1 atm 30 oC

1 atm 40 oC

1 atm 40 oC

8 atm -244 oC Kapasitas 148.000 bbl 148.000 bbl 20.560 bbl 20.400 bbl Dimensi

- Diameter - Tinggi total - Tebal tangki

Course1 Course2 Course3 Course4 Course5 Course6 Course7 Course8 Course9 - Tebal head

140 ft 69,565 ft

2 7/8 in 2 3/4 in 2 9/16 in 2 3/8 in 2 3/16 in 2 1/16 in 1 7/8 in 1 11/16 in 1 1/2 in 11/16 in

140 ft 75,164 ft

2 1/4 in 2 1/16 in 1 15/16 in 1 13/16 in 1 11/16 in 1 9/16 in 1 7/16 in 1 5/16 in 1 1/8 in 7/16 in 70 ft 38,53 ft 1 in 7/8 in 13/16 in 3/4 in 11/16 in -5/16 in 60,27 ft 70,27 ft 2 in -2 in

3.6 Condenser

Tabel 3.6 Spesifikasi Condenser

Kode CD-01

Fungsi Mengkondensasikan gas produk dari R-01

Tipe Shell and tube

Jumlah 1 buah

Panjang 12 ft

Kondisi operasi - Hot fluid

- Cold fluid

126,85oC – 24,99oC 5oC – 85,05oC Spesifikasi

- Kapasitas - Material

Shell side, hot fluid (gas produk keluar R-01) 67373,083 kg/jam

Carbon Steel SA 268 TP-430

Spesifikasi - Material - Jumlah - ∆P

Tube side, cold fluid(cairan keluaran FD-02)

Carbon Steel SA 268 TP-430

1377 0,0012 psi

Dirt Factor 0,068 hr.ft2.oF/Btu

commit to user

Kode CD-02 CD-03

Fungsi Mengkondensasikan hasil atas MD-01

Mengkondensasikan hasil atas MD-02

Tipe Shell and Tube

Jumlah 1 buah 1 buah

Panjang 12 ft 8 ft

Kondisi operasi - Hot fluid

- Cold fluid

80,247oC – 80,238oC 30oC – 50 oC

116,604oC – 112,072oC 30 - 80oC

Spesifikasi

- Kapasitas - Material

Shell,hot fluid(hasil atas MD-01)

84.849,11 kg/jam

Carbon Steel SA 268 TP-430

Shell,hot fluid (hasil atas MD-01)

9.104,27 kg/jam

Carbon Steel SA 268 TP-430

Spesifikasi

- Kapasitas - Material - Jumlah - ∆P

Tube,cold fluid(air pendingin)

293.663,129 kg/jam

Carbon steel SA 213 TP-304

637tube

0,386 psi

Tube, cold fluid (toluene dari T-01)

42.221,217 kg/jam

Carbon Steel SA 268 TP-430

163tube

0,054 psi

Dirt Factor 0,0017 hr.ft2.oF/Btu 0,0012 hr.ft2.oF/Btu Luas tr. panas 2500,862 ft2 512,080 ft2

3.7 Reboiler

Tabel 3.7 Spesifikasi Reboiler

Kode RB-01 RB-02

Fungsi Menguapkan sebagian hasil bawah MD-01

Menguapkan sebagian hasil bawah MD-02

Tipe Kettle Reboiler

Jumlah 1 buah 1 buah

Panjang 16 ft 12 ft

Kondisi operasi - Hot fluid

- Cold fluid

376,85oC – 276,85oC 110,72 oC – 117,603oC

638,7oC – 376,85oC 168,518oC – 245,074oC Spesifikasi

- Kapasitas - Material

Shell, cold fluid (hasil bawah MD-01)

124.333,70 kg/jam

Carbon Steel SA 268 TP-430

Shell, cold fluid (hasil bawah MD-02)

18.423,64 kg/jam

Carbon Steel SA 268 TP-430

Spesifikasi

- Kapasitas - Material - Jumlah - ∆P

Tube, hot fluid (produk keluaran reaktor)

5.751,165 kg/jam

Carbon Steel SA 268 TP-430

301tube

0,00061 psi

Tube, hot fluid (produk keluaran reaktor)

310,724 kg/jam

Carbon Steel SA 268 TP-430

56tube

0,0318 psi

Dirt Factor 0,0033 hr.ft2.oF/Btu 0,0032 hr.ft2.oF/Btu Luas tr. panas 945,38 ft2 131,914 ft2

commit to user

3.8 Accumulator

Tabel 3.8 Spesifikasi Accumulator

Kode ACC-01

Fungsi Menampung distilat MD-01

Tipe Horizontal drum dengan torispherical dished head

Jumlah 1 buah

Material Carbon steel SA 283 grade C

Kapasitas 104,0654 m3

Waktu tinggal 10 menit Kondisi operasi

- Tekanan - Suhu

1 atm 80,238oC

Dimensi - Diameter - Panjang total - Tebal silinder - Tebal head

2,020 m 6,8546 m

16 5 in

16 5 in

3.9 Heat Exchanger

Tabel 3.9 Spesifikasi Heat Exchanger

Kode HE-01 HE-02

Fungsi Mendinginkan produk C6H6 keluaran RB-01

Mendinginkan produk C12H10 keluaran RB-02

Tipe Shell and Tube Double Pipe Heat Excanger

Jumlah 1 buah 1 buah

Panjang 12 ft 12 ft

Kondisi operasi - Hot fluid

- Cold fluid

80,238oC - 40oC 30 - 35 oC

245.07oC – 40oC 30 oC - 35oC Spesifikasi

Shell / anulus

- Kapasitas - Material

Hot fluid (C6H6) 37.884,380 kg/jam

Carbon Steel SA 268 TP-430

Hot fluid(C12H10) 3.311,496 kg/jam

Carbon Steel SA 268 TP-430

Spesifikasi

Tube/ inner pipe

- Kapasitas - Material - Jumlah - ∆P

Air pendingin 134.430,692 kg/jam

Carbon Steel SA 213 TP-304

239 0,949 psi

Air pendingin 21.481,289 kg/jam

Carbon Steel SA 213 TP-304

8hairpin

7,098 psi

Dirt Factor 0,0016 hr.ft2.oF/Btu 0,0050 hr.ft2.oF/Btu Luas tr. panas 562,988 ft2 155,278 ft2

commit to user

3.10 Furnace

Tabel 3.10 Spesifikasi Furnace

Kode F-01

Fungsi Memanaskan campuran gas H2 dan C7H8 sebelum masuk reaktor

Tipe Two radiant chamber with a common convection section

Kondisi operasi - umpan - keluaran

119,66 oC 647oC Spesifikasi

- Diameter - Lebar - Tinggi - Jumlah tube

Seksi Radiasi 16,46 m 7,14 in 17,34 m 146 Spesifikasi

- Diameter - Lebar - Tinggi - Jumlah tube

Seksi Konveksi 16,46 m 2,54 in 2,71 m 42

Material _{Batu bata tahan api} Tinggi total 20,05 m

3.11 Pompa

Tabel 3.11 Spesifikasi Pompa

Kode P-01 P-02

Fungsi Mengalirkan Fresh Toluene dari T-01 ke CD-03 (sebagai pendingin)

Mengalirkan Fresh Toluene dari CD-03 ke VP-01

Tipe Single stage centrifugal pump

Material Commercial steel

Kapasitas 336,919 gpm 360,248 gpm

Tekanan 1 - 1 atm 1 - 1 atm

Tenaga pompa 0,56 HP 0,93 HP

NPSH pompa 13,744 ft 14,372 ft

Kecepatan putar 3500 rpm 3500 rpm

Tenaga motor 1 HP 1,5 HP

Nominal pipe 6 in 6 in

Kode P-03 P-04

Fungsi Mengalirkan hasil bawah FD-02 ke CD-01 (sebagai pendingin)

Mengalirkan fluida pendingin keluaran CD-01 ke MD-01

Tipe Single stage centrifugal pump

Material Commercial steel

Kapasitas 293,613 gpm 322,395 gpm

Tekanan 1 – 1 atm 1 - 1 atm

Tenaga pompa 0,69 HP 15,33 HP

NPSH pompa 12,539 ft 13,346 ft

Kecepatan putar 3500 rpm 3500 rpm

Tenaga motor 1 HP 20 HP

commit to user

Kode P-05 P-06

Fungsi Mengalirkan refluk dari ACC-01 ke MD-ACC-01 dan T-02

Mengalirkan fluida keluaran RB-01 ke MD-02

Tipe Single stage centrifugal pump

Material Commercial steel

Kapasitas 303,666 gpm 78,359 gpm

Tekanan 1 - 1 atm 1 - 1 atm

Tenaga pompa 8 HP 0,89 HP

NPSH pompa 12,824 ft 5,198 ft

Kecepatan putar 3500 rpm 3500 rpm

Tenaga motor 10 HP 1.5 HP

Nominal pipe 2.5 in 3 in

Kode P-07 P-08

Fungsi Mengalirkan refluk dari CD-03 ke MD-02

Mengalirkan diphenyl dari RB-02 ke T-03

Tipe Single stage centrifugal pump

Material Commercial steel

Kapasitas 2,536 gpm 22,452 gpm

Tekanan 1 - 1 atm 1 - 1 atm

Tenaga pompa 0,05 HP 0,23 HP

NPSH pompa 0,528 ft 2,259 ft

Kecepatan putar 3500 rpm 3500 rpm

Tenaga motor 0,083 HP 0,333 HP

3.12 Kompresor

Tabel 3.12 Spesifikasi Kompresor

Kode C-01 C-02

Fungsi Mengkompresi gas dari tekanan 1 atm menjadi bertekanan 25 atm

Mengkompresi gas dari tekanan 15 atm menjadi bertekanan 25 atm

Tipe Single Stage Reciprocating Compressor

Spesifikasi :

- Kapasitas, m3/jam - Tekanan :

Suction, Psia Discharge, Psia - Efisiensi

- Daya Kompresor, HP

0,02173

14,7 367,5 80 % 0,05

0,00346

220,5 367,5 80% 0,05

commit to user

67

BAB IV

UNIT PENDUKUNG PROSES DAN LABORATORIUM

4.1 Unit Pendukung Proses

Unit pendukung proses atau yang lebih dikenal dengan sebutan utilitas merupakan bagian penting untuk menunjang proses produksi dalam pabrik.

Unit pendukung proses yang terdapat dalam pabrik benzeneadalah : 1. Unit pengadaan air

Unit ini bertugas menyediakan dan mengolah air untuk memenuhi kebutuhan air sebagai berikut :

a. Air pendingin dan air pemadam kebakaran b. Air konsumsi umum dan sanitasi

2. Unit pengadaan pendingin reaktor

Unit ini bertugas menyediakan pendingin untuk reaktor. 3. Unit pengadaan udara tekan

Unit ini bertugas untuk menyediakan udara tekan untuk kebutuhan instrumentasi pneumatic, untuk penyediaan udara tekan di bengkel dan untuk kebutuhan umum yang lain.

4. Unit pengadaan listrik

Unit ini bertugas menyediakan listrik sebagai tenaga penggerak untuk peralatan proses, keperluan pengolahan air, peralatan-peralatan elektronik atau listrik AC, maupun untuk penerangan. Lisrik di-supply

dari PLN dan dari generator sebagai cadangan bila listrik dari PLN mengalami gangguan.

5. Unit pengadaan bahan bakar

Unit ini bertugas menyediakan bahan bakar untuk kebutuhan

generator. 4.1.1 Unit Pengadaan Air

Air konsumsi umum dan sanitasi yang digunakan adalah air yang diperoleh dari PT. Krakatau Tirta Industri (PT. KTI). Sedangkan untuk air pendingin dan air pemadam kebakaran menggunakan air dari laut yang tidak jauh dari lokasi pabrik.

4.1.1.1 Air Pendingin dan Air Pemadam Kebakaran

Air pendingin dan air pemadam kebakaran yang digunakan adalah air laut yang diperoleh dari laut yang tidak jauh dari lokasi pabrik. Alasan digunakannya air laut sebagai media pendingin adalah karena faktor-faktor sebagai berikut :

a. Air laut dapat diperoleh dalam jumlah yang besar dengan biaya murah. b. Mudah dalam pengaturan dan pengolahannya.

c. Dapat menyerap sejumlah panas per satuan volume yang tinggi. d. Tidak terdekomposisi.

e. Tidak dibutuhkan cooling tower, karena air laut langsung dibuang lagi ke laut.

Hal-hal yang perlu diperhatikan dalam pengolahan air laut sebagai pendingin adalah :

Rd = 5.0000e-004 BWG = 10 shell dimension E = 0.8500 Pd = 441 Rs = 19.5000 ts_min = 2.5403 ts = 2.6250 ODs = 44.2500 head dimension elliptical head

from table 5.11 Brownell dish = 9.7500

sf = 3 a = 19.5000 b = 12.7500 ke = 1.5294 because ke =/= 2 so ve = 0.7232 th_min = 1.7699 th = 1.8750

vh = 4.5082 head length

from table 5.11 Brownell for th=0.625 in head_length = 14.6250

z x1 x2 T Tm

---0 0 0 920.0000 421.0000

12.2449 0.0280 0.0003 921.2137 421.5252

24.4898 0.0561 0.0004 922.4406 422.0516

36.7347 0.0844 0.0006 923.6782 422.5790

48.9796 0.1127 0.0008 924.9232 423.1076

61.2245 0.1412 0.0010 926.1718 423.6372

73.4694 0.1696 0.0013 927.4197 424.1680

85.7143 0.1981 0.0016 928.6621 424.6998

97.9592 0.2265 0.0020 929.8934 425.2328

110.2041 0.2548 0.0024 931.1075 425.7668

122.4490 0.2830 0.0029 932.2978 426.3019

134.6939 0.3109 0.0035 933.4568 426.8381

146.9388 0.3386 0.0041 934.5768 427.3752

171.4286 0.3929 0.0056 936.6663 428.4522

183.6735 0.4193 0.0064 937.6184 428.9919

195.9184 0.4452 0.0073 938.4970 429.5324

208.1633 0.4705 0.0084 939.2933 430.0735

220.4082 0.4950 0.0095 939.9990 430.6152

232.6531 0.5188 0.0107 940.6065 431.1573

244.8980 0.5418 0.0119 941.1085 431.6997

257.1429 0.5639 0.0133 941.4988 432.2424

269.3878 0.5851 0.0148 941.7725 432.7851

281.6327 0.6054 0.0163 941.9256 433.3278

293.8776 0.6246 0.0180 941.9555 433.8703

306.1224 0.6429 0.0197 941.8608 434.4125

318.3673 0.6602 0.0215 941.6414 434.9542

330.6122 0.6765 0.0234 941.2984 435.4953

342.8571 0.6917 0.0254 940.8339 436.0357

355.1020 0.7061 0.0274 940.2512 436.5752

367.3469 0.7195 0.0295 939.5542 437.1137

379.5918 0.7320 0.0316 938.7477 437.6510

391.8367 0.7436 0.0339 937.8370 438.1871

404.0816 0.7545 0.0361 936.8276 438.7218

428.5714 0.7738 0.0408 934.5364 439.7867

440.8163 0.7825 0.0432 933.2666 440.3167

453.0612 0.7904 0.0456 931.9221 440.8450

465.3061 0.7978 0.0481 930.5085 441.3714

477.5510 0.8047 0.0506 929.0316 441.8958

489.7959 0.8110 0.0531 927.4966 442.4183

502.0408 0.8168 0.0556 925.9088 442.9388

514.2857 0.8222 0.0581 924.2730 443.4571

526.5306 0.8272 0.0607 922.5937 443.9732

538.7755 0.8318 0.0632 920.8752 444.4872

551.0204 0.8360 0.0657 919.1214 444.9989

563.2653 0.8399 0.0683 917.3361 445.5083

575.5102 0.8436 0.0708 915.5226 446.0154

587.7551 0.8469 0.0733 913.6842 446.5201

600.0000 0.8500 0.0758 911.8237 447.0225

x1 = 0.8500 x2 = 0.0758 zR = 600 t = 2.5839