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
(2)
commit to user
LEMBAR PENGESAIIAN
TUGAS
AKHIR
PRARANCANGAN PABRIK
BENZENEDARI
TOLAENE DANHIDROGEN
KAPASITAS
3OO.OOOTON/TAHUN
Oleh:
Tutuk Laksana WatiVina Vikryana
I
0506050 r 0506051ffift^n
,
4-tt
e2. Pembimbing II
Bresas S.T. Sembodo" S.T.. M.T. NrP. 1971nA6 t99903
|
002Dipertahankan 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
001NrP.19721 t26 200003 2 001
(3)
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
(4)
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
(5)
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
(6)
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
(7)
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
(8)
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
(9)
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
(10)
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
(11)
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
(12)
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
(13)
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.
(14)
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
(15)
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
(16)
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
(17)
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
(18)
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,
(19)
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.
(20)
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
(21)
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
(22)
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
(23)
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.
(24)
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
(25)
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
(26)
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
(27)
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
(28)
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
(29)
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
(30)
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
(31)
(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.
(32)
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)
(33)
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 :
(34)
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
(35)
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:
(36)
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:
(37)
∆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
(38)
commit to user
K 298 1 K 20 9 1 J/mol.K 8,314 J/mol 41.760 10 x 3,238 Kln 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
(39)
∆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 :
(40)
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 C6H6C12H10+ 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.
(41)
Persamaan kecepatan reaksi dikalkulasi dan didapatkan nilai sebagai berikut:
r = 3.6858. 10 . exp −2.5616. 10T PP . r = 0.62717. exp −1.5362. 10T P
r = 0.08124. exp −1.2237. 10T 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 )
(42)
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)
(43)
Tee5 Tee4 Tee2 H2 CH4 H2 CH4
C6H6
C7H8
Furnace
H2
CH4
C6H6
C7H8
Reaktor
H2
CH4
C6H6
C7H8
C12H10
Kondenser
T=25oC
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 oC
P=25 atm
T=638,7oC
P=25 atm
T=10,16o
C P=15 atm
T=10,16oC
P=15 atm
T=5o
C P=1 atm
T=5oC
P=1 atm
T=10,16o
C P=15 atm
T=10,16oC
P=15 atm
T=80,24oC
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=245,07oC
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=189,49oC
P=25 atm
T=44,4oC
P=25 atm
T=119,51oC
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=-53,72oC
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
(44)
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
(45)
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
(46)
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
(47)
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
(48)
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
(49)
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
(50)
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
(51)
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
(52)
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
(53)
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
(54)
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
(55)
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
(56)
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
(57)
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
(58)
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
(59)
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.
(60)
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.
(61)
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.
(62)
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
(63)
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.
(64)
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.
(65)
FU
R
N
A
C
E
C
D
-0
1
R
B
-02 CD-0
3
Gambar 2.5 Lay OutPeralatan Proses
5
(66)
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
(67)
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
(68)
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
(69)
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
(70)
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
(71)
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
(72)
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
(73)
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
(74)
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
(75)
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
(76)
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
(77)
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
(78)
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
(79)
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
(80)
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
(81)
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 :
(1)
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
(2)
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
(3)
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
(4)
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
(5)
(6)