prarancangan pabrik 1,3-butadiena dari dehidrogenasi n-butana

198
TUGAS AKHIR PRARANCANGAN PABRIK 1,3-BUTADIENA DARI DEHIDROGENASI N-BUTANA DENGAN PROSES HOUDRY KAPASITAS 60.000 TON / TAHUN Oleh : ARUM WULANDHANIE I 0502011 JURUSAN TEKNIK KIMIA FAKULTAS TEKNIK UNIVERSITAS SEBELAS MARET SURAKARTA 2007

Upload: phamphuc

Post on 12-Jan-2017

322 views

Category:

Documents


27 download

TRANSCRIPT

Page 1: prarancangan pabrik 1,3-butadiena dari dehidrogenasi n-butana

TUGAS AKHIR

PRARANCANGAN PABRIK 1,3-BUTADIENA

DARI DEHIDROGENASI N-BUTANA

DENGAN PROSES HOUDRY

KAPASITAS 60.000 TON / TAHUN

Oleh :

ARUM WULANDHANIE I 0502011

JURUSAN TEKNIK KIMIA FAKULTAS TEKNIK

UNIVERSITAS SEBELAS MARET

SURAKARTA

2007

Page 2: prarancangan pabrik 1,3-butadiena dari dehidrogenasi n-butana

vii

DAFTAR ISI

Halaman Judul i

Lembar Pengesahan ii

Motto iii

Persembahan iv

Kata Pengantar v

Daftar Isi vii

Daftar Tabel xiii

Daftar Gambar xvi

Intisari xvii

BAB I PENDAHULUAN 1

1.1. Latar Belakang Pendirian Pabrik 1

1.2. Kapasitas Rancangan Pabrik 2

1.3. Pemilihan Lokasi Pabrik 5

1.4. Tinjauan Pustaka 6

1.4.1. Macam-macam Proses 6

1.4.2. Kegunaan Produk 8

1.4.3. Sifat Fisis dan Kimia Bahan baku dan Produk 9

1.4.4. Tinjauan Proses 14

Page 3: prarancangan pabrik 1,3-butadiena dari dehidrogenasi n-butana

viii

BAB II DESKRIPSI PROSES 15

2.1. Spesifikasi Bahan Baku dan Produk 15

2.2. Konsep Proses 16

2.2.1. Dasar Reaksi 16

2.2.2. Mekanisme Reaksi 17

2.2.3. Tinjauan Termodinamika 17

2.2.4. Tinjauan Kinetika 21

2.2.5. Kondisi Operasi 21

2.2.6. Katalis 22

2.3. Diagram Alir Proses 22

2.3.1. Diagram Alir Proses 22

2.3.2. Langkah proses 22

2.4. Neraca Massa dan Neraca Panas 27

2.4.1 Neraca Massa 27

2.4.2 Neraca Panas 31

2.5. Lay Out Pabrik dan Peralatan 37

2.5.1. Lay Out Pabrik 37

2.5.2. Lay Out Peralatan 38

BAB III SPESIFIKASI PERALATAN PROSES 46

3.1. Reaktor 46

3.2. Menara Distilasi 1 48

3.3. Menara Distilasi 2 49

Page 4: prarancangan pabrik 1,3-butadiena dari dehidrogenasi n-butana

ix

3.4. Separator 1 50

3.5. Tangki Penyimpan 51

3.6. Kondensator Parsial 52

3.7. Furnace 53

3.8. Heat Exchanger 54

3.9. Reboiler 59

3.10. Kondenser 60

3.11. Akumulator 62

3.12. Kompresor 63

3.13. Pompa 63

BAB IV UNIT PENDUKUNG PROSES DAN LABORATORIUM 67

4.1. Unit Pendukung Proses 67

4.1.1. Unit Pengadaan Air 68

4.1.2. Unit Pengadaan Steam 76

4.1.3. Unit Pengadaan Udara Tekan 78

4.1.4. Unit Pengadaan Listrik 78

4.1.5. Unit pengadaan Bahan Bakar 83

4.1.6. Unit Refrigerasi 85

4.2. Laboratorium 85

BAB V MANAJEMEN PERUSAHAAN 89

5.1. Bentuk Perusahaan 89

5.2. Struktur Organisasi 90

Page 5: prarancangan pabrik 1,3-butadiena dari dehidrogenasi n-butana

x

5.3. Tugas dan Wewenang 93

5.3.1. Pemegang Saham 93

5.3.2. Dewan Komisaris 94

5.3.3. Dewan Direksi 94

5.3.4. Staf Ahli 95

5.3.5. Penelitian dan Pengembangan (Litbang) 96

5.3.6. Kepala Bagian 96

5.3.7. Kepala Seksi 100

5.4. Pembagian Jam Kerja Karyawan 100

5.4.1. Karyawan non Shift 100

5.4.2. Karyawan Shift 101

5.5. Status Karyawan dan Sistem Upah 103

5.5.1 Karyawan Tetap 103

5.5.2 Karyawan Harian 103

5.5.3 Karyawan Borongan 103

5.6. Penggolongan Jabatan, Jumlah Karyawan dan Gaji 103

5.6.1 Penggolongan Jabatan 103

5.6.2 Jumlah Karyawan dan Gaji 104

5.7. Kesejahteraan Sosial Karyawan 106

5.7.1 Gaji Pokok 106

5.7.2 Tunjangan 106

5.7.3 Cuti 107

Page 6: prarancangan pabrik 1,3-butadiena dari dehidrogenasi n-butana

xi

5.7.4 Pakaian Kerja 107

5.7.5 Pengobatan 107

5.7.6 Asuransi Tenaga Kerja 107

5.8 Manajemen Perusahaan 107

5.8.1 Perencanaan Produksi 108

5.8.2 Pengendalian Produksi 109

BAB VI ANALISA EKONOMI 111

6.1. Penaksiran Harga Peralatan 99

6.2. Dasar Perhitungan 117

6.3. Penentuan Total Capital Investment (TCI) 118

6.4. Hasil Perhitungan 119

6.4.1 Fixed Capital Invesment 119

6.4.2 Working Capital Investment 119

6.4.3 Total Capital Invesment 119

6.4.4 Direct Manufacturing Cost 120

6.4.5 Indirect Manufacturing Cost 120

6.4.6 Fixed Manufacturing Cost 120

6.4.7 Total Manufacturing Cost 121

6.4.8 General Expense 121

6.4.9 Total Production Cost 121

6.4.10 Analisa Kelayakan 121

Page 7: prarancangan pabrik 1,3-butadiena dari dehidrogenasi n-butana

xii

DAFTAR PUSTAKA

LAMPIRAN

Lampiran A : Data Sifat Fisis Bahan

Lampiran B : Neraca Massa

Lampiran C : Neraca Panas

Lampiran D : Perancangan Reaktor

Page 8: prarancangan pabrik 1,3-butadiena dari dehidrogenasi n-butana

xiv

DAFTAR GAMBAR

Gambar 1.1 Grafik Impor 1,3-Butadiena 4

Gambar 2.1 Diagram Alir Kualitatif 41

Gambar 2.2 Diagram Alir Kuantitatif 42

Gambar 2.3 Diagram Alir Proses 43

Gambar 2.4 Lay Out Pabrik 44

Gambar 2.5 Lay Out Peralatan Pabrik 45

Gambar 4.1 Diagram Alir Pengolahan Air Laut 71

Gambar 4.2 Diagram Alir Pengolahan Air Tanah 74

Gambar 4.3 Sistem Refrigerasi 85

Gambar 5.1 Struktur Organisasi Pabrik 1.3-butadiena 93

Gambar 6.1 Chemical Engineering Cost Index 116

Gambar 6.2 Grafik Analisa Kelayakan 123

Page 9: prarancangan pabrik 1,3-butadiena dari dehidrogenasi n-butana

xvii

INTISARI

Arum Wulandhanie, 2007, Prarancangan Pabrik 1,3-Butadiena dari Dehidrogenasi n-Butana dengan Kapasitas 60.000 ton/tahun, Jurusan Teknik Kimia, Fakultas Teknik, Universitas Sebelas Maret, Surakarta. Senyawa 1,3-butadiena banyak digunakan dalam industri kimia pada industri sintetik elastomer, chloroprene, polimer dan resin, adiponitril, ban mobil, dan plastik Untuk memenuhi kebutuhan dalam negeri dan adanya peluang ekspor yang masih terbuka, maka dirancang pabrik 1,3-butadiena dari dehidrogenasi n-butana proses Houdry kapasitas 60.000 ton / tahun. Bahan baku yang dibutuhkan adalah n-butana 98% berat sebanyak 68.700,532 ton/tahun dan katalis alumina chromia. Produk yang dihasilkan berupa 1,3-butadiena dengan kemurnian 99,5% berat. Pabrik direncanakan berdiri di kawasan industri Bontang, Kalimantan Timur pada tahun 2010. Pembuatan 1,3-butadiena merupakan proses dehidrogenasi n-butana dengan adanya katalis alumina chromia. Hasil reaksi adalah butena, 1,3-butadiena, dan hidrogen. Reaksi berlangsung dalam reaktor fixed bed multitube non isotermal, non adiabatik pada suhu operasi 500-600oC dan tekanan 1 atm. Reaksi yang terjadi bersifat endotermis. Tahapan proses meliputi penyiapan bahan baku n-butana, pembentukan 1,3-butadiena dalam reaktor, dan pemurnian produk. Pemurnian produk dilakukan melalui menara distilasi. Unit pendukung proses pabrik meliputi unit pengadaan air, steam, udara tekan, tenaga listrik, refrigerasi, dan bahan bakar. Pabrik juga didukung laboratorium yang mengontrol mutu bahan baku dan produk serta bahan buangan pabrik. Bentuk perusahaan yang dipilih adalah Perseroan Terbatas (PT), dengan struktur organisasi line and staff. Sistem kerja karyawan berdasarkan pembagian jam kerja yang terdiri dari karyawan shift dan non-shift. Dari hasil analisis ekonomi diperoleh, ROI (Return On Investment) sebelum dan sesudah pajak sebesar 36,23 % dan 30,79 %, POT (Pay Out Time) sebelum dan sesudah pajak selama 2,21 dan 2,51 tahun, BEP (Break Even Point) 48,87 %, dan SDP (Shut Down Point) 22,61 %. Sedangkan DCF (Discounted Cash Flow) sebesar 25,46%. Jadi dari segi ekonomi pabrik tersebut layak untuk didirikan.

Page 10: prarancangan pabrik 1,3-butadiena dari dehidrogenasi n-butana

Prarancangan Pabrik 1,3-Butadiena Dari n-Butana Dengan Proses Houdry Kapasitas Produksi 60.000 ton/tahun

Bab I Pendahuluan***

1

BAB I

PENDAHULUAN

1.1 Latar Belakang Pendirian Pabrik

Pembangunan sektor industri di Indonesia tiap tahun mengalami

perkembangan yang semakin pesat, khususnya pembangunan di subsektor

industri kimia. Salah satu industri yang mempunyai prospek cukup

menjanjikan dan mengalami peningkatan setiap tahunnya adalah industri karet

sintetis. Penggunaan karet sintesis mulai menggeser karet alam karena karet

sintesis lebih baik sifat fisisnya seperti lebih tahan cuaca, tahan asam, dan

lebih kuat. Bahan baku karet sintesis adalah senyawa butadiena.

Senyawa 1,3-Butadiena dengan rumus molekul CH2=CH-CH=CH2,

senyawa ini mempunyai nama lain buta-1,3-diene, biethylene, erythrene,

divynil, vinilethylene, sedangkan nama IUPAC dari senyawa ini adalah 1,3-

Butadiene. Pada kondisi lingkungan P = 1 atm, T = 30oC senyawa 1,3-

Butadiena adalah zat kimia berbentuk gas dengan sifat tidak berwarna,

nonkorosif, mudah terbakar, dan reaktif.

Penggunaan terbesar butadiena adalah pada industri sintetik elastomer,

chloroprene, polimer dan resin, serta industri adiponitril. Penggunaan karet

sintesis yang paling banyak pada industri styrene-butadiene rubber (SBR)

untuk industri ban mobil. Selain itu pada industri acrylonitrile butadiene

styrene (ABS) untuk industri plastik.

Page 11: prarancangan pabrik 1,3-butadiena dari dehidrogenasi n-butana

Prarancangan Pabrik 1,3-Butadiena Dari n-Butana Dengan Proses Houdry Kapasitas Produksi 60.000 ton/tahun

Bab I Pendahuluan***

2

Daftar produsen butadiena yang ada di dunia dan kapasitas

produksinya dapat dilihat pada tabel 1.1

Tabel 1.1 Produsen butadiena dunia

Nama produsen Negara Kapasitas(ton/tahun)

Shell Chemical LP Amerika 145.000

Shell Nederland Chemie BV Belanda 115.000

Amoco Chemicals Company Amerika 91.000

Occidental Petrochemicals Amerika 50.000

Exxon Chemicals Company Amerika 156.700

Plaimex Chemicals Company Plox, Polandia 60.000

ANIC Revana, Italia 50.000

Palysar Chemicals Company Canada 100.000

Dengan pendirian pabrik senyawa 1,3-butadiena yang direncanakan

berdiri pada tahun 2010 diharapkan mampu untuk memenuhi kebutuhan bahan

baku industri dalam negeri, mengurangi ketergantungan dari negara lain,

menyerap tenaga kerja sehingga mengurangi angka pengangguran, dan

menghasilkan devisa dengan adanya produk yang diekspor, serta mendorong

berkembangnya industri-industri kimia yang menggunakan senyawa 1,3-

butadiena.

1.2 Kapasitas Perancangan

Dalam menentukan kapasitas produksi, faktor-faktor yang harus

dipertimbangkan adalah jumlah konsumsi produk dan pasokan bahan baku

yang akan digunakan.

1.2.1 Kebutuhan butadiena

Data impor butadiena dapat dilihat pada table 1.2 berikut ini :

Page 12: prarancangan pabrik 1,3-butadiena dari dehidrogenasi n-butana

Prarancangan Pabrik 1,3-Butadiena Dari n-Butana Dengan Proses Houdry Kapasitas Produksi 60.000 ton/tahun

Bab I Pendahuluan***

3

Tabel 1.2 Data Impor 1,3-butadiena di Indonesia

Tahun Total impor (ton)

1998 17489,089

1999 43288,040

2000 40911,310

2001 28487,794

2002 28583,781

2003 35892,437

Sumber : Biro Pusat Statistik, 1998-2003

Berdasarkan data statistik perdagangan luar negeri Indonesia,

kebutuhan butadiena di Indonesia cukup banyak. Dengan kapasitas

produksi yang masih cukup rendah, menyebabkan ketergantungan

Indonesia terhadap impor sangat tinggi. Pada tahun 2001, impor 1,3-

butadiena mengalami penurunan. Tetapi tahun 2002 mengalami

kenaikan kembali.

Dari data impor butadiena Indonesia di atas, dengan asumsi

mengabaikan penurunan impor kebutuhan butadiena. Terlihat bahwa

impor butadiena di Indonesia dari tahun ke tahun cenderung mengalami

kenaikan sesuai dengan persamaan garis lurus y = 1022,3x –2E+6

dimana y adalah impor butadiena pada tahun tertentu dalam ton,

sedangkan x adalah tahun.

Page 13: prarancangan pabrik 1,3-butadiena dari dehidrogenasi n-butana

Prarancangan Pabrik 1,3-Butadiena Dari n-Butana Dengan Proses Houdry Kapasitas Produksi 60.000 ton/tahun

Bab I Pendahuluan***

4

Impor 1,3-Butadiena

y = 1022,3x - 2E+06

0

10000

20000

30000

40000

50000

1997 1998 1999 2000 2001 2002 2003 2004

Tahun

Tota

lIm

por(

ton)

Gambar 1.1 Grafik Impor 1,3-butadiena

1.2.2 Ketersediaan Bahan Baku

Bahan baku utama pembuatan butadiena adalah butana. Butana

dapat dipasok dari PT Badak NGL, Bontang, Kalimantan Timur.

Dari kedua hal tersebut di atas, maka dalam perencanaan pabrik

butadiena ini dipilih kapasitas 60.000 ton / tahun dengan pertimbangan:

1. Dapat memenuhi kebutuhan butadiena dalam negeri dan mengurangi

ketergantungan impor dari luar negeri.

2. Dapat memacu perkembangan industri dengan bahan baku butadiena di

Indonesia.

Page 14: prarancangan pabrik 1,3-butadiena dari dehidrogenasi n-butana

Prarancangan Pabrik 1,3-Butadiena Dari n-Butana Dengan Proses Houdry Kapasitas Produksi 60.000 ton/tahun

Bab I Pendahuluan***

5

3. Dapat memberikan keuntungan secara ekonomis karena kapasitas

produksi masih berada dalam batas kapasitas yang menguntungkan.

1.3 Pemilihan Lokasi Pabrik

Pemilihan lokasi pabrik merupakan hal yang penting dalam

perancangan pabrik, karena berkaitan langsung dengan nilai ekonomi pabrik

yang akan didirikan. Idealnya lokasi pabrik yang dipilih harus dapat

memberikan kemungkinan memperluas atau memperbesar pabrik.

Lokasi pabrik 1,3-butadiena yang dipilih adalah di Kalimantan Timur.

Faktor-faktor yang mendukung pemilihan lokasi tersebut adalah:

1. Sumber bahan baku

Bahan baku menjadi faktor utama dalam penentuan lokasi pabrik. Hal ini

akan mempermudah penyediaan bahan baku dan dapat mengurangi

pengeluaran untuk biaya transportasi. Sumber bahan baku yaitu n-butana

diperoleh dari PT. Badak NGL, Bontang, Kalimantan Timur.

2. Pemasaran produk

Untuk pemasaran produk perlu diperhatikan letak pabrik dengan pasar

yang membutuhkan produk tersebut guna menekan biaya pendistribusian

ke lokasi pasar dan waktu pengiriman. Lokasi di Kalimantan Timur

stategis untuk pemasaran produk terutama bagi pabrik-pabrik berbahan

baku 1,3-butadiena.

3. Sarana Transportasi

Sarana transportasi diperlukan sebagai penunjang beroperasinya suatu

pabrik terutama untuk penyediaan bahan baku dan pemasaran produk.

Kalimantan Timur mempunyai jalur perhubungan darat, sungai, dan laut

Page 15: prarancangan pabrik 1,3-butadiena dari dehidrogenasi n-butana

Prarancangan Pabrik 1,3-Butadiena Dari n-Butana Dengan Proses Houdry Kapasitas Produksi 60.000 ton/tahun

Bab I Pendahuluan***

6

sehingga akan memperlancar pemasaran produk baik di dalam negeri

maupun luar negeri.

4. Utilitas

Kalimantan Timur merupakan kawasan industri yang telah ditetapkan oleh

pemerintah sehingga kebutuhan utilitas pabrik seperti listrik dan air dapat

dipenuhi.

5. Tenaga kerja

Tenaga kerja yang dibutuhkan dapat direkrut dari tenaga kerja ahli dan

berpengalaman serta tenaga kerja yang berasal dari lingkungan masyarakat

sekitar pabrik.

6. Kebijaksanaan pemerintah

Pemerintah telah menetapkan Kalimantan Timur sebagai kawasan industri

sehingga pemerintah sebagai fasilitator dengan memberikan kemudahan

dalam perizinan, pajak dan hal-hal lain yang menyangkut teknis

pelaksanaan pendirian suatu pabrik.

1.4 Tinjauan Pustaka

1.4.1 Macam – macam Proses

Dalam pembuatan 1,3-butadiena ada beberapa macam proses

diantaranya:

1. Proses Houdry

Pembuatan butadiena dengan proses Houdry merupakan

proses dehidrogenasi butana yang dijalankan pada reaktor fixed bed

multi tube dengan tekanan 1 atm dan suhu 500-600 °C. Katalisator

yang digunakan adalah katalis alumina chromia. Bahan baku

Page 16: prarancangan pabrik 1,3-butadiena dari dehidrogenasi n-butana

Prarancangan Pabrik 1,3-Butadiena Dari n-Butana Dengan Proses Houdry Kapasitas Produksi 60.000 ton/tahun

Bab I Pendahuluan***

7

n-butana dari umpan segar dan arus recycle dipanaskan dengan

preheater sampai suhu 600oC, kemudian direaksikan pada reaktor

berkatalis. Dari reaktor ini menghasilkan butadiena, butena, dan

hidrogen. Hasil reaksi dehidrogenasi didinginkan dalam heat

exchanger kemudian dimurnikan di unit pemurnian berupa menara

destilasi. Konversi yang dicapai dengan proses ini adalah 80-90 %,

dengan yield 60-65 wt%. (Othmer,1964)

Reaksi utama :

C4H10 → CH2=CH-CH=CH2 + 2H2 ∆H = +260 kJ/mol

(Faith, 1950)

2. Proses Pirolisis Hidrokarbon

Umpan dari campuran etana, propana, butana, nafta, masuk

pada reaktor furnace yang langsung dapat mengalami perengkahan.

Perengkahan berlangsung pada suhu 790-830oC. Pada temperatur

tersebut campuran umpan mengalami perengkahan menjadi

hidrogen, propilen, etilen, butadiena, toluena, benzena. Keluar

reaktor kemudian dilakukan pendinginan mendadak pada quench

tower agar tidak terbentuk karbon. Pemurnian butadiena

menggunakan destilasi ekstraktif dengan acetonitril, N-

metilpirolidone, atau dimetilformamid sebagai pelarutnya sehingga

didapatkan butadiena dengan kemurnian tinggi. Yield yang didapat

dari proses ini 3,5 %wt. (Othmer, 1964)

3. Dari etanol

Pembuatan butadiena dari etanol melalui 2 tahap proses, yaitu :

a. Dehirogenasi etanol menjadi asetaldehid

Page 17: prarancangan pabrik 1,3-butadiena dari dehidrogenasi n-butana

Prarancangan Pabrik 1,3-Butadiena Dari n-Butana Dengan Proses Houdry Kapasitas Produksi 60.000 ton/tahun

Bab I Pendahuluan***

8

b. Reaksi antara etanol yang tidak bereaksi dengan asetaldehid.

Reaksi 1 : CH3CH2OH → CH3CHO + H2

Reaksi 2 : CH3CH2OH + CH3CHO → CH2=CHCH=CH2 + 2H2O

Umpan etanol dengan konsetrasi 92-95 % berat masuk

vaporizer untuk mendapatkan uap etanol, kemudian masuk reaktor

1 dengan katalis copper dimana terjadi reaksi dehidrogenasi etanol

menjadi asetaldehid. Yield reaksi dehidrogenasi sebesar 92 %.

Asetaldehid yang dihasilkan direaksikan dengan etanol excess dari

reaksi 1. Rasio etanol dan asetaldehid masuk reaktor 2 adalah 3 : 1.

Reaktor 2 menggunakan tantala-silika sebagai katalis dengan 2 %

tantalum pentoxide dalam silica gel.

Reaktor beroperasi pada tekanan atmosferis dan temperatur

325-350oC. total yield adalah 28-30 %. Pemurnian produk

butadiena dengan distilasi.(Faith and Keyes, 1950)

1.4.2 Kegunaan Produk

Butadiena digunakan sebagai bahan intermediet atau setengah

jadi dari industri karet sintesis seperti styrene butadiene rubber (SBR),

polybutadiene, polycloroprene (neoprene), dan nitrile rubber. Selain

itu digunakan juga pada industri polimer dan resin seperti acrylonitrile

butadiene styrene (ABS), styrene butadiene copolymer (latex). Serta

digunakan pada industri adiponitril. (Othmer, 1964)

Page 18: prarancangan pabrik 1,3-butadiena dari dehidrogenasi n-butana

Prarancangan Pabrik 1,3-Butadiena Dari n-Butana Dengan Proses Houdry Kapasitas Produksi 60.000 ton/tahun

Bab I Pendahuluan***

9

1.4.3 Sifat fisis dan kimia bahan baku dan produk

1.4.3.1 Bahan baku n-butana

• Sifat fisis :

Rumus molekul : C4H10

Berat Molekul : 58,124 gr/gr mol

Fase : gas pada P=1 atm,T=30oC

Titik beku : -138,4 °C

Titik didih : -0,5 °C

Specific gravity pada 20 °C : 0,5788

Densitas : 2,52 g/l

Temperatur kritis : 152 °C

Tekanan kritis : 550,07 psia

Volume kritis : 0,0702 ft3/lb

Panas pembakaran : 21,12 Btu/lb (pada 77 °F)

Panas laten (pada 25 °C) : 86,63 kal/g

Panas spesifik : 0,549 kal/g °C

• Data Termodinamika

∆Hfo 298 (gas) = -126,15 kJ/mol

∆Go 298 (gas) = -17,15 kJ/mol

cairρ = 0,22827. (0,)2776.0

4611 ⎟

⎠⎞

⎜⎝⎛ −−

T

g/ml

Cpcair = 62,873 + 5,8913.10-1T -2,3588.10-3T2 + 4,2257.10-6T3

J/mol.K

Cpgas = 20,056 + 2,8153.10-1T - 1,3143.10-5T2 - 9,4571.10-8T3

+ 3,4149.10-11T4 J/mol.K

Page 19: prarancangan pabrik 1,3-butadiena dari dehidrogenasi n-butana

Prarancangan Pabrik 1,3-Butadiena Dari n-Butana Dengan Proses Houdry Kapasitas Produksi 60.000 ton/tahun

Bab I Pendahuluan***

10

Logµcair=-6.859 + 6,7393.102T-1 + 2,9173.10-2T-3,0686.105T2

micropoise

µgas = -4,946 + 2,9001.10-1 -6,9665.10-5 micropoise

Log kcair = -1,8929 + 1,2885.(1-18,425

T )2/7 W/m.K

k gas = -0,00182 + 1,9396.10-5 T + 1,3818.10-7 T2 W/m.K

(Yaws, 1999)

• Sifat kimia :

* Dengan O2 berlebih mengalami reaksi pembakaran

membentuk H2O dan CO2.

Reaksi : C4H10 + 13/2 O2 → 4CO2 + 5H2O

* Dengan halogen mengalami reaksi substitusi membentuk

halida.

Reaksi : C4H10 + X2 → C4H9X + HX

* Pada pemanasan pada suhu tinggi terjadi reaksi

dehidrogenasi. Reaksi : C4H10 → C4H8 + H2

(Othmer, 1984)

1.4.3.2 Butena

• Sifat fisis :

Rumus molekul : C4H8

Berat Molekul : 56,107 gr/gr mol

Fase : gas pada P=1 atm, T=30 °C

Titik beku : -185,35 °C

Titik didih : -6,25 °C

Specific gravity pada 20 °C : 0,5788

Page 20: prarancangan pabrik 1,3-butadiena dari dehidrogenasi n-butana

Prarancangan Pabrik 1,3-Butadiena Dari n-Butana Dengan Proses Houdry Kapasitas Produksi 60.000 ton/tahun

Bab I Pendahuluan***

11

Densitas : 2,52 g/l

Temperatur kritis : 146,44 °C

Tekanan kritis : 550,07 psia

Volume kritis : 0,0702 ft3/lb

Panas pembakaran : 21,12 Btu/lb (pada 77 °F)

Panas laten (pada 25 °C) : 86,63 kal/g

Panas spesifik : 0,549 kal/g °C

• Data Termodinamika

∆Hfo 298 (gas) = -0,13 kJ/mol

∆Go 298 (gas) = -71,3 kJ/mol

cairρ = 0,23224. (0,26630)

2853,0

59,4191 ⎟⎟

⎞⎜⎜⎝

⎛−−

T

g/ml

Cpcair = 74,597 + 3,3434.10-1T -1,3914.10-3T2 + 3,0241.10-6T3

J/mol.K

Cpgas = 24,915 + 2,0648.10-1T -5,9828.10-5T2 -1,4166.10-7T3 +

4,7053.10-11 T4 J/mol.K

Log µcair = -4,9218 + 4,9503.102T-1 + 1,439.10-2T -2,0853.10-

5T2 micropoise

µgas = -9,143 + 3,1562.10-1 -8,4164.10-5 micropoise

Log kcair = -1,6512 + 0,9899.(1-37,425

T )2/7 W/m.K

k gas = -0,00293 + 3,0205.10-6 T + 1,0192.10-7 T2 W/m.K

(Yaws, 1999)

Page 21: prarancangan pabrik 1,3-butadiena dari dehidrogenasi n-butana

Prarancangan Pabrik 1,3-Butadiena Dari n-Butana Dengan Proses Houdry Kapasitas Produksi 60.000 ton/tahun

Bab I Pendahuluan***

12

1.4.3.3 Produk 1,3-butadiena

• Sifat fisis :

Rumus molekul : C4H6

Berat Molekul : 54,092 gr/gr mol

Fase : gas pada P=1 atm, T=30 C

Titik beku : -108,902 °C

Titik didih : -4,411 °C

Densitas cairan pada 25 °C : 0,6194 g/mL

Temperatur kritis : 152 °C

Tekanan kritis : 42,7 atm

Volume kritis : 221 cm3/mol

Panas pembakaran pada 25 °C : 11,055 kal/gr

Panas pembentukan liquid : 88,7 kJ/mol

Panas pembentukan gas : 110,165 kJ/mol

Panas penguapan pada 25 °C : 389 J/g

Kapasitas panas pada 25 °C : 79,538 J/mol K

Kelarutan butadiena dalam air : 0,06 % berat

• Data Termodinamika

∆Hfo 298 (gas) = -110,16 kJ/mol

∆Go 298 (gas) = -150,67 kJ/mol

cairρ = 0,254597. (0,27227)

.029074

37,4251 ⎟⎟

⎞⎜⎜⎝

⎛−−

T

g/ml

Cp cair = 34,680 + 7,3205.10-1T -2,8426.10-3T2 + 4,6035.10-

6T3 J/mol.K

Page 22: prarancangan pabrik 1,3-butadiena dari dehidrogenasi n-butana

Prarancangan Pabrik 1,3-Butadiena Dari n-Butana Dengan Proses Houdry Kapasitas Produksi 60.000 ton/tahun

Bab I Pendahuluan***

13

Cp gas = 18,835 + 2,0473.10-1T + 6,2485.10-5T2 – 1,7148.10-

7T3 + 6,0858.10-11 T4 J/mol.K

Log µcair = 0,3772 + 7,9658.101T-1 – 5,8889 .10-3T +

2,9221.10-6T2 micropoise

µgas = 10,256 + 2,6833.10-1 -4,1148.10-5 micropoise

Log kcair = -1,6539 + 0,9786.(1-59,419

T )2/7 W/m.K

k gas = -0,00085 + 7,1537.10-6 T + 1,6202.10-7 T2 W/m.K

(Yaws, 1999)

• Sifat kimia :

* Dengan O2 berlebih mengalami reaksi pembakaran

membentuk H2O dan CO2.

Reaksi : C4H6+ 11/2 O2 → 4CO2 + 3H2O

* Monomer butadiena dan monomer lain dapat bereaksi

membentuk polimer. Misalnya butadiena dengan

akrilonotril membentuk polimer acrylonitrile-butadiene

copolymers (nitrile-butadiene rubber) dengan cara

polimerisasi emulsi. (Othmer, 1964)

1.4.3.4 Bahan Pembantu

Katalisator Chromia Alumina

Bentuk : Pellet silinder

Fase : Padat

Densitas : 0,78 g/cm3

Komposisi : 80 % Al2O3, 20 % Cr2O3

(Faith, Keyes, 1950)

Page 23: prarancangan pabrik 1,3-butadiena dari dehidrogenasi n-butana

Prarancangan Pabrik 1,3-Butadiena Dari n-Butana Dengan Proses Houdry Kapasitas Produksi 60.000 ton/tahun

Bab I Pendahuluan***

14

1.4.4 Tinjauan Proses

Proses pembuatan 1,3-butadiena dengan proses Houdry

merupakan reaksi dehidrogenasi katalitik butana. Reaksi yang

terjadi:

Reaksi 1 : C4H10 → CH2=CH-CH=CH2 + H2

Reaksi 2: C4H8 → CH2=CH-CH2-CH2 + H2

Reaksi dijalankan pada reaktor fixed bed multitube dengan

menggunakan katalis Chromina Alumina. Kondisi operasi pada suhu

500-600°C dan tekanan 1 atm.

Konversi yang dapat dicapai pada reaksi 1 adalah 94 %,

sedangkan konversi reaksi 2 adalah 90 %.

Page 24: prarancangan pabrik 1,3-butadiena dari dehidrogenasi n-butana

Prarancangan Pabrik 1,3-Butadiena Dari n-Butana Dengan Proses Houdry Kapasitas Produksi 60.000 ton/tahun

Bab II Deskripsi Proses ****

15

BAB II

DESKRIPSI PROSES

2.1 Spesifikasi Bahan Baku dan Produk

2.1.1 Bahan baku n-butana

Rumus molekul : C4H10

Berat Molekul : 58,123 g/gmol

Wujud : gas pada P=1 atm, T=298,15 K

Titik didih : 272,65 K pada P=1 atm, T=298,15 K

Kemurnian : 98 % C4H10

Impuritis : 2 % i-C4H10

(Othmer, 1964)

2.1.2 Produk Butena

Rumus molekul : C4H8

Berat Molekul : 56,107 g/gmol

Wujud : gas pada P=1atm, T=298,15 K

Titik didih : 266,9 K pada P=1 atm, T=298,15 K

(Othmer, 1964)

2.1.3 1,3-Butadiena

Rumus molekul : C4H6

Berat Molekul : 54,092 g/gmol

Wujud : gas pada P=1 atm, T=298,15 K

Kemurnian : 99,5 % C4H6

Impuritis : 0,39 % n-C4H10

0,1 % C4H8

Page 25: prarancangan pabrik 1,3-butadiena dari dehidrogenasi n-butana

Prarancangan Pabrik 1,3-Butadiena Dari n-Butana Dengan Proses Houdry Kapasitas Produksi 60.000 ton/tahun

Bab II Deskripsi Proses ****

16

2.1.4 Katalisator Chromia Alumina

Bentuk = Pelet silinder

Fase = Padat

Bulk density = 0,78 g/cm3

Viskositas = 0,81 cP

Komposisi = 80 % Al2O3, 20 % Cr2O3

Spesific gravity = 0,825

(Faith Keyes, 1975)

2.2 Konsep Proses

2.2.1 Dasar Reaksi

Pembuatan 1,3-butadiena dengan dehidrogenasi butana dijalankan

pada reaktor fixed bed multi tube dengan kondisi operasi 500-600°C

dengan tekanan 1 atm. Suhu reaktor tersebut dipilih berdasarkan

pertimbangan bahwa pada suhu tersebut dihasilkan konversi yang tinggi.

Reaksi bersifat endotermis sehingga untuk mempertahankan suhu

reaktor digunakan pemanas.

Pemanas yang digunakan adalah superheated steam yang mengalir

melalui shell, sedangkan reaktan mengalir melalui tube berisi katalis.

Proses ini menggunakan katalis berupa campuran 80 % Al2O3 dan 20 %

Cr2O3, dimana katalis ini berfungsi untuk mengarahkan dan

mempercepat reaksi, juga menurunkan energi aktifasi.

Page 26: prarancangan pabrik 1,3-butadiena dari dehidrogenasi n-butana

Prarancangan Pabrik 1,3-Butadiena Dari n-Butana Dengan Proses Houdry Kapasitas Produksi 60.000 ton/tahun

Bab II Deskripsi Proses ****

17

2.2.2 Mekanisme Reaksi

Dengan bantuan katalis :

C4H10 + Al2O3Cr2O3 → C4H10Al2O3Cr2O3*

C4H10Al2O3Cr2O3* → C4H8 + H2 + Al2O3Cr2O3

C4H8 + Al2O3Cr2O3 → C4H8 *Al3Cr2O3

C4H8 A2O3Cr2O3* → C4H6 + H2 + Al2O3Cr2O3

___________________________________________________________________+

C4H10 → C4H6 + 2H2

2.2.3 Tinjauan Termodinamika

Tinjauan secara termodinamika ditujukan untuk mengetahui sifat

reaksi (endotermis/eksotermis) dan arah reaksi (reversible/irreversible).

Penentuan panas reaksi berjalan secara eksotermis atau endotermis dapat

dihitung dengan perhitungan panas pembentukan standart (∆Hfo) pada

P = 1 atm dan T=298,15oK. Pada proses pembentukan 1,3-Butadiena

terjadi reaksi sebagai berikut:

Reaksi I :

C4H10 (g) C4H8(g) + H2 (g)

Harga ∆Hof masing-masing komponen pada suhu 298.15 K dapat dilihat

pada tabel 2.1.

Tabel 2.1 Harga ∆Hof masing-masing komponen

Komponen Harga ∆Hof (kJ/mol)

nC4H10 -126.15

C4H8 -0.13

H2 0

Page 27: prarancangan pabrik 1,3-butadiena dari dehidrogenasi n-butana

Prarancangan Pabrik 1,3-Butadiena Dari n-Butana Dengan Proses Houdry Kapasitas Produksi 60.000 ton/tahun

Bab II Deskripsi Proses ****

18

∆H298 = ∆H produk – ∆H reaktan

∆H298 = (-0,13+ 0) kJ/mol – (-126,15) kJ/mol

= 126,02 kJ/mol

Karena harga ∆H298 positif, maka reaksi bersifat endotermis.

Tabel 2.2 Harga ∆Gof masing-masing komponen

Komponen Harga ∆Gof (kJ/mol)

nC4H10 -17.15

C4H8 -71.3

H2 0

(Yaws, 1999)

∆G° = - RT ln K

∆Gtotal = ∆Gf produk – ∆Gf reaktan

∆Gtotal = (∆Gf C4H8 + ∆Gf H2) – ∆Gf nC4H10

= (-71,3 + 0) kJ/mol – (-17,15) kJ/mol

= -54.15 kJ/mol

ln Kp = - RT∆G

= - 15.298.314.8

54150−

Kp = 3.104 x 109

K

K 15.298ln = ⎥⎥⎦

⎢⎢⎣

⎡−

∆−TKTR

H K 11

15.298

15.298

(Smith & VanNess, 1987)

Page 28: prarancangan pabrik 1,3-butadiena dari dehidrogenasi n-butana

Prarancangan Pabrik 1,3-Butadiena Dari n-Butana Dengan Proses Houdry Kapasitas Produksi 60.000 ton/tahun

Bab II Deskripsi Proses ****

19

dengan :

K = Konstanta kesetimbangan pada suhu tertentu

T = Suhu tertentu

KH 15.298∆ = Panas reaksi standar pada 298.15 K

Pada suhu 600oC (873.15 K) besarnya konstanta kesetimbangan dapat

dihitung sebagai berikut :

15.873

15.289lnKK

= ⎥⎦

⎤⎢⎣

⎡−

∆−

15.87315.298

15.298 11TTR

H K

109.104.3ln 15.298K

= ⎥⎦⎤

⎢⎣⎡ −

−15.873

115.298

1314.8

126000

K = 1,07 x 1024

Karena harga konstanta kesetimbangan relatif besar, maka reaksi

berlangsung searah ke arah kanan (irreversible).

Reaksi II :

C4H8 (g) → C4H6(g) + H2 (g)

Harga ∆Hof masing-masing komponen pada suhu 298.15 K dapat dilihat

pada tabel 2.3 sebagai berikut :

Tabel 2.3 Harga ∆Hof masing-masing komponen

Komponen Harga ∆Hof (kJ/mol)

C4H8 -0.13

C4H6 110.16

H2 0

(Yaws,1999)

Page 29: prarancangan pabrik 1,3-butadiena dari dehidrogenasi n-butana

Prarancangan Pabrik 1,3-Butadiena Dari n-Butana Dengan Proses Houdry Kapasitas Produksi 60.000 ton/tahun

Bab II Deskripsi Proses ****

20

∆H298 = ∆H produk – ∆H reaktan

∆H298 = (110,16+ 0) kJ/mol – (-0,13) kJ/mol

= 110,29 kJ/mol

Karena harga ∆H298 positif, maka reaksi bersifat endotermis.

Tabel 2.4 Harga ∆Gof masing-masing komponen

Komponen Harga ∆Gof (kJ/mol)

C4H8 -71.3

C4H6 -150.67

H2 0

(Yaws, 1999)

∆Gtotal = ∆Gf produk – ∆Gf reaktan

= (-150.67 + 0) kJ/mol – (-71.3) kJ/mol

= -79.37 kJ/mol

ln Kp = - RT∆G

= - 298.314,8

79370−

Kp = 8,178 x 1013

Pada suhu 600oC (873.15 K) besarnya konstanta kesetimbangan dapat

dihitung sebagai berikut :

15.873

15.298lnKK

= ⎥⎦

⎤⎢⎣

⎡−

∆−

15.87315.298

15.298 11TTR

H K

1315.298

10.178.8ln

K = ⎥⎦

⎤⎢⎣⎡ −

−15..298

115.873

1314.8

110290

K = 4.3406 × 1026

Karena harga Kp besar, maka dapat dianggap reaksi searah (irreversible)

Page 30: prarancangan pabrik 1,3-butadiena dari dehidrogenasi n-butana

Prarancangan Pabrik 1,3-Butadiena Dari n-Butana Dengan Proses Houdry Kapasitas Produksi 60.000 ton/tahun

Bab II Deskripsi Proses ****

21

2.2.4 Tinjauan Kinetika

Kecepatan reaksi n-Butana menjadi 1,3-Butadiena adalah reaksi

orde satu, dengan konstanta kecepatan reaksi dapat dituliskan sebagai

berikut :

Reaksi 1 : C4H10 (g) → C4H8(g) + H2 (g)

Log k = 43,16575,473900

+−

T

Reaksi 2 : C4H8 (g) → C4H6(g) + H2 (g)

Log k = 27,15575,460000

+−

T

(Hougen, Watson, Ragantz, 1976)

2.2.5 Kondisi Operasi

Kondisi operasi sangat menentukan proses dan produk reaksi.

Operasi komersial pada pembentukan 1,3-butadiena berlangsung pada

suhu 500-600oC dan tekanan 1 atm (Kirk-Othmer, 1984).

Pada prarancangan ini dipilih kondisi operasi pada suhu 500-600oC

dan tekanan 1 atm. Hal yang menjadi pertimbangan bahwa pada

persamaan kecepatan reaksi pembentukan 1,3-Butadiena, jika suhu

reaksi tinggi maka kecepatan reaksi akan semakin besar sehingga

konversi reaksi akan semakin besar pula, namun reaksi dehidrogenasi n-

Butana menjadi 1,3-Butadiena merupakan reaksi katalitik sehingga

kondisi operasi harus pada rentang suhu dimana katalis dalam keadaan

aktif. Oleh karena itu dipilih suhu dimana kecepatan reaksi tinggi dan

katalis masih dalam keadaan aktif.

Page 31: prarancangan pabrik 1,3-butadiena dari dehidrogenasi n-butana

Prarancangan Pabrik 1,3-Butadiena Dari n-Butana Dengan Proses Houdry Kapasitas Produksi 60.000 ton/tahun

Bab II Deskripsi Proses ****

22

2.2.6 Katalis

Dalam reaksi heterogen katalitik, meskipun katalis tidak berubah

pada akhir reaksi, tetapi katalis tetap ikut aktif dalam reaksi. Kecepatan

reaksi dapat dipercepat karena energi aktifasi tiap langkah reaksi dengan

menggunakan katalis akan lebih rendah jika dibandingkan dengan tidak

menggunakan katalis. Konversi kesetimbangan tidak dipengaruhi katalis,

tetapi selektifitas dapat ditingkatkan dengan adanya katalis. Umumnya

penurunan tekanan akan semakin besar bila diameter katalis semakin

kecil, tetapi permukaan yang luas lebih baik karena laju reaksi setara

dengan luas permukaan yang ditempati.

Katalis yang biasa digunakan dalam proses pembentukan 1,3-

butadiena adalah alumina kromia.

2.3 Diagram Alir Proses

2.3.1 Diagram Alir Proses

Diagram alir ada tiga macam, yaitu :

a. Diagram alir proses

b. Diagram alir kualitatif (gambar 2.1)

c. Diagram alir kuantitatif (gambar 2.2)

2.3.2 Langkah Proses

Proses produksi 1,3-butadiena dapat dibagi dalam beberapa tahap,

yaitu :

a) Tahap persiapan bahan baku

• Bahan baku n-butana dari tangki penyimpanan (T-01) pada fase

cair dengan suhu penyimpanan 30°C dan tekanan 5 atm. Setelah

Page 32: prarancangan pabrik 1,3-butadiena dari dehidrogenasi n-butana

Prarancangan Pabrik 1,3-Butadiena Dari n-Butana Dengan Proses Houdry Kapasitas Produksi 60.000 ton/tahun

Bab II Deskripsi Proses ****

23

melewati expander valve terjadi penurunan tekanan menjadi 1 atm

dan temperatur -0,89 oC yang mengakibatkan perubahan fase

menjadi gas.

• Kemudian dicampur dengan arus recycle hasil atas menara distilasi

01 (D-01).

• Temperatur arus pencampuran adalah -1,79 oC.

• Bahan baku campuran (mixed feed) masuk dipanaskan lebih dahulu

di penukar panas 01 (HE-01) dengan fluida pemanas adalah air.

Gas umpan keluar dari penukar panas pada suhu 20 oC.

• Gas umpan keluar HE-01 masuk ke HE-02 menggunakan media

pemanas dari hasil atas menara distilasi 01 (D-01). Gas umpan

keluar HE-02 pada suhu 60 oC.

• Gas umpan keluar HE-02 masuk ke HE-03 menggunakan media

pemanas dari produk keluar reaktor. Gas keluar HE-03 pada suhu

125 oC.

• Gas umpan keluar HE-03 masuk ke HE-04 menggunakan media

pemanas dari gas keluar kompresor. Gas umpan keluar HE-04 pada

suhu 140 oC.

• Gas umpan keluar HE-04 masuk ke HE-05 menggunakan media

pemanas dari hasil bawah menara distilasi 02 (D-02). Gas umpan

keluar HE-04 pada suhu 200 oC.

• Gas umpan keluar HE-05 dipanaskan lebih lanjut dengan furnace

hingga mencapai suhu 600 °C.

Page 33: prarancangan pabrik 1,3-butadiena dari dehidrogenasi n-butana

Prarancangan Pabrik 1,3-Butadiena Dari n-Butana Dengan Proses Houdry Kapasitas Produksi 60.000 ton/tahun

Bab II Deskripsi Proses ****

24

b) Tahap Reaksi

Di dalam reaktor terjadi reaksi pembentukan 1,3-butadiena.

Reaktor beroperasi pada suhu 500-600oC dan tekanan 1 atm.

Reaksinya sebagai berikut :

C4H10 (g) → C4H8(g) + H2 (g)

C4H8 (g) → C4H6(g) + H2 (g)

Katalis yang digunakan adalah alumina kromia. Reaksi yang

terjadi adalah endotermis sehingga untuk menjaga kondisi operasi

reaktor dilengkapi dengan pemanas. Pemanas yang digunakan adalah

superheated steam dengan suhu 726,85 °C.

c) Sistem pendinginan produk

Produk yang keluar dari reaktor mempunyai suhu tinggi

yaitu 551,76°C dan tekanan 0,9934 atm. Panas yang dibawa gas

keluar reaktor dimanfaatkan sebagai fluida pemanas pada reboiler 1

(reb-01). Setelah digunakan sebagai fluida pemanas pada reboiler

suhunya menjadi 182,2 oC. Kemudian digunakan kembali sebagai

media pemanas pada HE-03. Setelah digunakan sebagai fluida

pemanas pada HE-03 suhunya menjadi 134,3 oC.

d) Sistem Kompresi

Gas produk dikompresi melalui kompresor dua tahap hingga

tekanan 5 atm dan suhunya mengalami kenaikan mencapai 257,19

oC.

Page 34: prarancangan pabrik 1,3-butadiena dari dehidrogenasi n-butana

Prarancangan Pabrik 1,3-Butadiena Dari n-Butana Dengan Proses Houdry Kapasitas Produksi 60.000 ton/tahun

Bab II Deskripsi Proses ****

25

e) Sistem pemisahan Hidrogen

• Gas produk keluaran kompresor pada suhu 257,19 oC

dimanfaatkan sebagai pemanas pada penukar panas 04 (HE-04)

sehingga suhu 157 oC.

• Gas produk ini kemudian diembunkan pada konderser parsial

(CP-01) pada suhu 11 oC. Sebagai fluida pendingin adalah

child water, dimana gas produk selain Hidrogen akan

mengembun sedangkan Hidrogen tetap dalam fase gas.

• Hidrogen dan gas produk yang tercairkan dipisahkan dalam

separator 01 (SP-01).

f) Sistem fraksinasi

• Menara distilasi 1

Hidrokarbon cair keluaran SP-01 dipompa oleh pompa 1 (P-

01) masuk menara distilasi 1. Pada D-01 ditambahkan solven

untuk merubah volatilitas campuran hidrokarbon agar mudah

dipisahkan karena masing-masing memiliki titik didih yang

berdekatan. Solven yang ditambahkan yaitu dimetilformamid.

Produk akan terpisah menjadi produk atas berupa n-butana, i-

butana, butena yang kemudian menjadi arus recycle.

Produk bawah berupa butadiena dan dimetilformamid

dipompa oleh P-04 ke menara distilasi 2 (D-02) untuk

dipisahkan kembali.

Kondisi operasi atas pada P= 5,2 atm, T= 49,9 oC

Kondisi operasi bawah pada P= 5,4 atm, T= 173,3 oC

Page 35: prarancangan pabrik 1,3-butadiena dari dehidrogenasi n-butana

Prarancangan Pabrik 1,3-Butadiena Dari n-Butana Dengan Proses Houdry Kapasitas Produksi 60.000 ton/tahun

Bab II Deskripsi Proses ****

26

• Menara distilasi 2

Umpan dari menara distilasi 1 masuk ke menara distilasi 2

(D-02).

Produk akan terpisah menjadi produk atas berupa butadiena

yang kemudian digunakan sebagai media pemanas pada HE-

02. Kemudian masuk ke HE-07 (cooler) untuk diturunkan

suhunya sebelum disimpan dalam tangki penyimpan produk

(TP-02) pada suhu 40 oC.

Produk bawah berupa solven dimetilformamid yang

kemudian dipompa ke menara distilasi 1 sebagai arus recycle

solven.

Kondisi operasi atas pada P= 5,2 atm, T= 69,3 oC

Kondisi operasi bawah pada P= 5,4 atm, T= 222,22 oC

Page 36: prarancangan pabrik 1,3-butadiena dari dehidrogenasi n-butana

Prarancangan Pabrik 1,3-Butadiena Dari n-Butana Dengan Proses Houdry Kapasitas Produksi 60.000 ton/tahun

Bab II Deskripsi Proses ****

27

2.4 Neraca Massa dan Neraca Panas

Produk : 1,3-butadiena 99,5 %

Kapasitas perancangan : 60.000 ton/tahun

Waktu operasi selama 1 tahun : 330 hari

Waktu operasi selama 1 hari : 24 jam

2.4.1 Neraca Massa

Diagram alir neraca massa sistem table.

Basis perhitungan : 1jam operasi

Satuan : kg

2.4.1.1 Neraca Massa Overall

Tabel 2.5 Komponen dalam tiap arus

Komponen Arus

1 2 3 4 5 6 7 8 9 10 11 12 13 14

nC4H10 v v v v v v v v v v v

iC4H10 v v v v v v v v v v

C4H8 v v v v v v v v v v

C4H6 v v v v v v v v v v v v

H2 v v

H2O v v v v v v v

C3H7NO v v v v v v v

Page 37: prarancangan pabrik 1,3-butadiena dari dehidrogenasi n-butana

Prarancangan Pabrik 1,3-Butadiena Dari n-Butana Dengan Proses Houdry Kapasitas Produksi 60.000 ton/tahun

Bab II Deskripsi Proses ****

28

Tabel 2.6 Neraca Massa Overall

Input Output Komponen

Arus 1 Arus 11 Arus 5 Arus 9 Arus 14

nC4H10 8.500,8235 _ 0,5337 7,8336 131,3304

iC4H10 173,4862 _ 0,6939 _ 172,7923

C4H8 _ _ 0,8700 30,030 209,7839

C4H6 _ _ 7,5605 7.537,8790 3,7746

H2 _ _ 571,2225 _ _

H2O _ 0,005 _ 0,005 _

C3H7NO _ 0,01 _ 0,01 _

8.674,3097

0,0150 580,8851

7.575,7576

517,6812

Total

8.674,3247 8674,3239

2.4.1.2 Neraca Massa Tiap Alat

2.4.1.2.1 Reaktor (R-01)

Tabel 2.7 Neraca Massa Reaktor

Input Output Komponen

Arus 3 Arus 4

nC4H10 8.894,8150 533,6889

iC4H10 693,9448 693,9448

C4H8 629,3517 870,0357

C4H6 11,3238 7560,5379

H2 _ 571,2225

Total 10229,4353 10229,435

Page 38: prarancangan pabrik 1,3-butadiena dari dehidrogenasi n-butana

Prarancangan Pabrik 1,3-Butadiena Dari n-Butana Dengan Proses Houdry Kapasitas Produksi 60.000 ton/tahun

Bab II Deskripsi Proses ****

29

2.4.1.2.2 Separator 01 (SP-01)

Tabel 2.8 Neraca Massa Separator

Input Output Komponen

Arus 4 Arus 5 Arus 6

nC4H10 533,6889 0,5337 533,1552

iC4H10 693,9448 0,6939 693,2509

C4H8 870,0357 0,8700 869,1656

C4H6 7560,5379 7,5605 7552,9774

H2 571,2225 571,2225 _

10229,435 580,8807 9648,5491 Total

10229,435 10229,435

2.4.1.2.3 Menara Distilasi 01 (MD-01)

Tabel 2.9 Neraca Massa Menara Distilasi 1

Input Output Komponen

Arus 6 Arus 12 Arus 7 Arus 8

nC4H10 533,1552 _ 525,3216 7,8336

iC4H10 693,2509 _ 693,2509 _

C4H8 869,1656 _ 839,1356 30,0300

C4H6 7.552,9774 7,5454 15,0984 7.545,4244

H2 _ _ _ _

H2O _ 154,3770 _ 154,3770

C3H7NO 77.034,0159 _ 77034,0159

9.648,5491 77.195,9383 2.072,807 84.771,6809Total

86.844,4869 86.844,488

Page 39: prarancangan pabrik 1,3-butadiena dari dehidrogenasi n-butana

Prarancangan Pabrik 1,3-Butadiena Dari n-Butana Dengan Proses Houdry Kapasitas Produksi 60.000 ton/tahun

Bab II Deskripsi Proses ****

30

2.4.1.2.4 Menara Distilasi 02 (MD-02)

Tabel 2.10 Neraca Massa Menara Distilasi 2

Output Output Komponen

Arus 8 Arus 9 Arus 10

nC4H10 7,8336 7,8336 _

C4H8 30,0303 30,0303 _

C4H6 7545,4244 7537,8790 7,5454

H2O 154,3770 0,01 154,3670

C3H7NO 77034,0159 0,005 77034,0110

84771,6810 7575,7576 77195,916 Total

84771,6810 84771,673

2.4.1.2.5 Arus Pencampuran 01

Tabel 2.11 Neraca Massa Arus Pencampuran

Input Output Komponen

Arus 1 Arus 13 Arus 2

nC4H10 8.500,8235 393,9912 8894,8150

iC4H10 173,4862 520,4586 693,9448

C4H8 _ 629,3517 629,3517

C4H6 _ 11,3238 11,3238

8.674,3097 1.555,1253 10.229,4353 Total

10.229,4353 10.229,4353

Page 40: prarancangan pabrik 1,3-butadiena dari dehidrogenasi n-butana

Prarancangan Pabrik 1,3-Butadiena Dari n-Butana Dengan Proses Houdry Kapasitas Produksi 60.000 ton/tahun

Bab II Deskripsi Proses ****

31

2.4.2 Neraca Panas

Basis perhitungan : 1 jam operasi

Satuan : kJ

2.4.2.1 Neraca Panas di Tee-01

Tabel 2.12 Neraca panas di Tee – 01

Arus Input Output

Q arus 13 -79.168,748 _

Q arus 1 -375.811,519 _

Q arus 2 _ -454.980,267

Total -454.980,267 -454.980,267

2.4.2.2 Neraca panas di furnace 01 (F-01)

Tabel 2.13 Neraca panas di Furnace – 01

Arus Input Output

Q masuk furnace 3.726.419,827 _

Q keluar furnace _ 16.342.752,342

Q pemanas 12.616.332,515 _

Total 16.342.752,342 16.342.752,342

Page 41: prarancangan pabrik 1,3-butadiena dari dehidrogenasi n-butana

Prarancangan Pabrik 1,3-Butadiena Dari n-Butana Dengan Proses Houdry Kapasitas Produksi 60.000 ton/tahun

Bab II Deskripsi Proses ****

32

2.4.2.3 Neraca panas di reaktor 01 (R-01)

Tabel 2.14 Neraca panas di Reaktor 01

Arus Input Output

Q reaktan 20.632.227,682 _

Q reaksi 33.524.251,104 _

Q produk _ 16.586.933,187

Q pemanas _ 37.569.545,599

Total 54.156.478,786 54.156.478,786

2.4.2.4 Neraca panas di Menara Distilasi 01 (MD-01)

Tabel 2.15 Neraca panas di Menara distilasi 01

Arus Input Output

Q umpan -2.516.294,199 _

Q hasil atas (distilat) _ 127.600,578

Q bawah (bottom) _ 28.711.499,450

Q kondenser _ 2.145.436,540

Q reboiler 33.500.830,767 _

Total 30.984.536,566 30.984.536,566

Page 42: prarancangan pabrik 1,3-butadiena dari dehidrogenasi n-butana

Prarancangan Pabrik 1,3-Butadiena Dari n-Butana Dengan Proses Houdry Kapasitas Produksi 60.000 ton/tahun

Bab II Deskripsi Proses ****

33

2.4.2.5 Neraca panas di Menara Distilasi 02 (MD-02)

Tabel 2.16 Neraca panas di Menara distilasi 02

Arus Input Output

Q umpan 28.624.832,062 _

Q hasil atas (distilat) _ 800.893,530

Q bawah (bottom) _ 35.054.447,765

Q kondenser _ 13.019.918.057,467

Q reboiler 13.027.148.566,700 _

Total 13.055.773.398,762 13.055.773.398,762

2.4.2.6 Neraca panas di kondenser parsial (CP-01)

Tabel 2.17 Neraca panas di Kondenser Parsial

Arus Input Output

Q desuperheating -3.553.837,284 _

Q vap -68.591.907,489 _

Q kondensasi -3.329,034 _

Q cairan yang terkondensasi 1.205,793

Q yang masih berwujud gas 719,894 _

Q kondenser _ -72.147.148,119

Total -72.147.148,119 -72.147.148,119

Page 43: prarancangan pabrik 1,3-butadiena dari dehidrogenasi n-butana

Prarancangan Pabrik 1,3-Butadiena Dari n-Butana Dengan Proses Houdry Kapasitas Produksi 60.000 ton/tahun

Bab II Deskripsi Proses ****

34

2.4.2.7 Neraca Panas di HE-01

Tabel 2.18 Neraca panas di HE – 01

Arus Input Output

Q masuk arus 2 -454.980,267 _

Q keluar HE-01 -87.346,612

Q pemanas 367.633,655

Total -87.346,612 -87.346,612

2.4.2.8 Neraca Panas di HE-02

Tabel 2.21 Neraca panas di HE – 02

Arus Input Output

Q masuk HE-02 -87.346,612 _

Q keluar HE-02 _ 642.181,639

Q pemanas 729.528,251 _

Total 642.181,639 642.181,639

2.4.2.9 Neraca Panas di HE-03

Tabel 2.19 Neraca panas di HE – 03

Arus Input Output

Q masuk HE-03 642.181,639 _

Q keluar HE-03 _ 1.974.184,337

Q pemanas 1.332.002,698 _

Total 1.974.184,337 1.974.184,337

Page 44: prarancangan pabrik 1,3-butadiena dari dehidrogenasi n-butana

Prarancangan Pabrik 1,3-Butadiena Dari n-Butana Dengan Proses Houdry Kapasitas Produksi 60.000 ton/tahun

Bab II Deskripsi Proses ****

35

2.4.2.10 Neraca Panas di HE-04

Tabel 2.20 Neraca panas di HE – 04

Arus Input Output

Q masuk HE-04 1.974.184,337 _

Q keluar HE-04 _ 2.306.577,180

Q pemanas 332.392,843 _

Total 2.306.577,180 2.306.577,180

2.4.2.11 Neraca Panas di HE-05

Tabel 2.21 Neraca panas di HE – 05

Arus Input Output

Q masuk HE-05 2.306.577,180 _

Q keluar HE-05 _ 3.726.419,827

Q pemanas 1.419.842,647 _

Total 3.726.419,827 3.726.419,827

2.4.2.12 Neraca panas di Cooler (HE-06)

Tabel 2.22 Neraca panas di cooler

Arus Input Output

Q aroclor masuk 35.054.281,618 _

Q aroclor keluar _ 22.993.864,227

Q pendingin _ 12.060.417,390

Total 35.054.281,618 35.054.281,618

Page 45: prarancangan pabrik 1,3-butadiena dari dehidrogenasi n-butana

Prarancangan Pabrik 1,3-Butadiena Dari n-Butana Dengan Proses Houdry Kapasitas Produksi 60.000 ton/tahun

Bab II Deskripsi Proses ****

36

2.4.2.13 Neraca panas di Cooler (HE-07)

Tabel 2.23 Neraca panas di cooler

Arus Input Output

Q masuk HE-07 9.130.389,335 _

Q keluar HE-07 _ 2.701.889,570

Q pendingin _ 6.428.499,765

Total 9.130.389,335 9.130.389,335

Page 46: prarancangan pabrik 1,3-butadiena dari dehidrogenasi n-butana

Prarancangan Pabrik 1,3-Butadiena Dari n-Butana Dengan Proses Houdry Kapasitas Produksi 60.000 ton/tahun

Bab II Deskripsi Proses ****

37

2.5 Lay Out Pabrik dan Peralatan

2.5.1 Lay out pabrik

Tata letak pabrik merupakan suatu pengaturan yang optimal dari

seperangkat fasilitas-fasilitas dalam pabrik. Tata letak yang tepat sangat

penting untuk mendapatkan efisiensi, keselamatan, dan kelancaran kerja

para pekerja serta keselamatan proses.

Untuk mencapai kondisi yang optimal, maka hal-hal yang harus

diperhatikan dalam menentukan tata letak pabrik adalah :

1. Pabrik 1,3-butadiena ini merupakan pabrik baru (bukan

pengembangan), sehingga penentuan lay out tidak dibatasi oleh

bangunan yang ada.

2. Kemungkinan perluasan pabrik sebagai pengembangan pabrik di masa

depan.

3. Faktor keamanan sangat diperlukan untuk bahaya kebakaran dan

ledakan, maka perencanaan lay out selalu diusahakan jauh dari sumber

api, bahan panas, dan dari bahan yang mudah meledak, juga jauh dari

asap atau gas beracun.

4. Sistem kontruksi yang direncanakan adalah out door untuk menekan

biaya bangunan dan gedung, dan juga karena iklim Indonesia

memungkinkan konstruksi secara out door.

5. Harga tanah amat tinggi sehingga diperlukan efisiensi dalam

pemakaian dan pengaturan ruangan / lahan.

(Vilbrant, 1959)

Secara garis besar lay out dibagi menjadi beberapa bagian

utama, yaitu :

Page 47: prarancangan pabrik 1,3-butadiena dari dehidrogenasi n-butana

Prarancangan Pabrik 1,3-Butadiena Dari n-Butana Dengan Proses Houdry Kapasitas Produksi 60.000 ton/tahun

Bab II Deskripsi Proses ****

38

a. Daerah administrasi / perkantoran, laboratorium dan ruang kontrol

Merupakan pusat kegiatan administrasi pabrik yang mengatur

kelancaran operasi. Laboratorium dan ruang kontrol sebagai pusat

pengendalian proses, kualitas dan kuantitas bahan yang akan diproses

serta produk yang dijual

b. Daerah proses

Merupakan daerah dimana alat proses diletakkan dan proses

berlangsung.

c. Daerah penyimpanan bahan baku dan produk.

Merupakan daerah untuk tangki bahan baku dan produk.

d. Daerah gudang, bengkel dan garasi.

Merupakan daerah untuk menampung bahan-bahan yang diperlukan

oleh pabrik dan untuk keperluan perawatan peralatan proses.

e. Daerah utilitas

Merupakan daerah dimana kegiatan penyediaan bahan pendukung

proses berlangsung dipusatkan.

(Vilbrant, 1959)

2.5.2 Lay out peralatan

Beberapa hal yang harus diperhatikan dalam menentukan lay out

peralatan proses pada pabrik 1,3-butadiena, antara lain :

1. Aliran bahan baku dan produk

Pengaliran bahan baku dan produk yang tepat akan memberikan

keuntungan ekonomi yang besar serta menunjang kelancaran dan

keamanan produksi.

Page 48: prarancangan pabrik 1,3-butadiena dari dehidrogenasi n-butana

Prarancangan Pabrik 1,3-Butadiena Dari n-Butana Dengan Proses Houdry Kapasitas Produksi 60.000 ton/tahun

Bab II Deskripsi Proses ****

39

2. Aliran udara

Aliran udara di dalam dan di sekitar area proses perlu diperhatikan

kelancarannya. Hal ini bertujuan untuk menghindari terjadinya

stagnasi udara pada suatu tempat sehingga mengakibatkan akumulasi

bahan kimia yang dapat mengancam keselamatan pekerja.

3. Cahaya

Penerangan seluruh pabrik harus memadai dan pada tempat-tempat

proses yang berbahaya atau beresiko tinggi perlu adanya penerangan

tambahan.

4. Lalu lintas manusia

Dalam perancangan lay out pabrik perlu diperhatikan agar pekerja

dapat mencapai seluruh alat proses dangan cepat dan mudah. Hal ini

bertujuan apabila terjadi gangguan pada alat proses dapat segera

diperbaiki. Keamanan pekerja selama menjalani tugasnya juga

diprioritaskan.

5. Pertimbangan ekonomi

Dalam menempatkan alat-alat proses diusahakan dapat menekan biaya

operasi dan menjamin kelancaran dan keamanan produksi pabrik.

6. Jarak antar alat proses

Untuk alat proses yang mempunyai suhu dan tekanan operasi tinggi

sebaiknya dipisahkan dengan alat proses lainnya, sehingga apabila

terjadi ledakan atau kebakaran pada alat tersebut maka kerusakan

dapat diminimalkan.

(Vilbrant, 1959)

Page 49: prarancangan pabrik 1,3-butadiena dari dehidrogenasi n-butana

Prarancangan Pabrik 1,3-Butadiena Dari n-Butana Dengan Proses Houdry Kapasitas Produksi 60.000 ton/tahun

Bab II Deskripsi Proses ****

40

Tata letak alat-alat proses harus dirancng sedemikian rupa sehingga :

- Kelancaran proses produksi dapat terjamin

- Dapat mengefektifkan luas lahan yang tersedia

- Karyawan mendapat kepuasan kerja agar dapat meningkatkan

produktifitas kerja disamping keamanan yang terjadi

Page 50: prarancangan pabrik 1,3-butadiena dari dehidrogenasi n-butana

Prarancangan Pabrik 1,3-Butadiena Dari n-Butana Dengan Proses Houdry Kapasitas Produksi 60.000 ton/tahun

Bab II Deskripsi Proses ****

41

Page 51: prarancangan pabrik 1,3-butadiena dari dehidrogenasi n-butana

Prarancangan Pabrik 1,3-Butadiena Dari n-Butana Dengan Proses Houdry Kapasitas Produksi 60.000 ton/tahun

Bab II Deskripsi Proses ****

42

Page 52: prarancangan pabrik 1,3-butadiena dari dehidrogenasi n-butana

Prarancangan Pabrik 1,3-Butadiena Dari n-Butana Dengan Proses Houdry Kapasitas Produksi 60.000 ton/tahun

Bab II Deskripsi Proses ****

43

Page 53: prarancangan pabrik 1,3-butadiena dari dehidrogenasi n-butana

Prarancangan Pabrik 1,3-Butadiena Dari n-Butana Dengan Proses Houdry Kapasitas Produksi 60.000 ton/tahun

Bab II Deskripsi Proses ****

44

F-01

R-0

1

SP-0

1

D-0

1D

-02

Aru

s 2nC

4H10

8

894,

82 k

giC

4H10

693

,94

kgC

4H8

62

9,35

kg

C4H

6

1

1,32

kg

102

29,4

4 kg

CP-

01

Gam

bar 2

.2 D

iagr

am A

lir K

uant

itatif

Aru

s 1nC

4H10

85

00,8

2 k

giC

4H10

1

73,4

9 k

g

8674

,31

kg

Aru

s 4nC

4H10

5

33,6

9 kg

iC4H

10

69

3,94

kg

C4H

8

870

,04

kgC

4H6

75

60,5

4 kg

H2

5

71,2

2 kg

102

29,4

3 kg

Aru

s 5nC

4H10

0,5

3 kg

iC4H

10

0,6

9 kg

C4H

8 0

,87

kgC

4H6

7,5

6 kg

H2

571

,22

kg

5

80,8

8 kg

Aru

s 8nC

4H10

7

,83

kg

C4H

8

30

,03

kg

C4H

6

754

5,42

kg

H2O

154

,38

kg

C3H

7NO

770

34,0

2 k

g

847

71,6

8 k

g

Aru

s 11

H2O

0

,005

kg

C3H

7NO

0

,01

kg

0

,015

kg

Aru

s 10

C4H

6

7,5

5 kg

H2O

154

,38

kgC

3H7N

O

7703

4,01

kg

7

7195

,93

kg

Aru

s 9nC

4H10

7

,83

k

gC

4H8

3

0,03

kgC

4H6

753

7,88

kgH

2O

0,0

05

kg

C3H

7NO

0,

01

kg

7575

,757

6 k

g

Aru

s 14

nC4H

10

131

,33

kg

iC4H

10

17

2,79

kg

C4H

8

209

,78

kgC

4H6

3,7

7 k

g

517

,68

kg

Aru

s 13

nC4H

10

393

,33

kg

iC4H

10

52

0,46

kg

C4H

8

6

29,3

5 k

gC

4H6

11,3

2 k

g 1

555,

13 k

g

Aru

s 6nC

4H10

5

33,1

6 kg

iC4H

10

693

,25

kgC

4H8

869

,17

kgC

4H6

75

52,9

8 kg

9648

,55

kg

Aru

s 12

C4H

6

7

,545

kg

H2O

154,

38 k

gC

3H7N

O 7

7034

,03

kg

771

95,9

3 kg

Aru

s 7nC

4H10

52

5,32

kg

iC4H

10

693

,25

kgC

4H8

839,

14 k

gC

4H6

1

5,10

kg

20

72,8

1 kg

Aru

s 2nC

4H10

8

894,

82 k

giC

4H10

693

,94

kgC

4H8

62

9,35

kg

C4H

6

1

1,32

kg

102

29,4

4 kg

nC4H

10

533

,69

kgiC

4H10

693,

94 k

gC

4H8

8

70,0

4 kg

C4H

6

7560

,54

kgH

2

571

,22

kg 1

0229

,43

kg

Page 54: prarancangan pabrik 1,3-butadiena dari dehidrogenasi n-butana

Prarancangan Pabrik 1,3-Butadiena Dari n-Butana Dengan Proses Houdry Kapasitas Produksi 60.000 ton/tahun

Bab II Deskripsi Proses ****

45

T-03

MD

-02

MD

-01

SP-0

1

HE-

01

F-01

R-0

1

Ket

eran

gan

Gam

bar :

SP-0

1Se

para

tor 1

HE-

01H

eat E

xcha

nger

1

HE-

02H

eat E

xcha

nger

2

HE-

03H

eat E

xcha

nger

3

HE-

04H

eat E

xcha

nger

4

HE-

05H

eat E

xcha

nger

5

HE-

06H

eat E

xcha

nger

6

HE-

07H

eat E

xcha

nger

7

F-01

Furn

ace

R-0

1R

eakt

or

CP-

01K

onde

nser

Par

sial

MD

-01

Men

ara

dist

ilasi

1

MD

-02

Men

ara

dist

ilasi

2

T-01

Tang

ki p

enyi

mpa

n bu

tana

T-02

Tang

ki p

enyi

mpa

n bu

tadi

ena

T-03

Tang

ki p

enyi

mpa

n D

MF

T-02

T-02T-02

T-02

TP-0

1TP

-01

TP-0

1TP

-01

CP -

01

HE -

07

HE-

06

Gam

bar 2

.5La

y ou

t per

alat

an p

abrik

HE-

02

HE-

03

HE-

04

HE-

05

Page 55: prarancangan pabrik 1,3-butadiena dari dehidrogenasi n-butana

Prarancangan Pabrik 1,3-Butadiena Dari n-Butana Dengan Proses Houdry Kapasitas Produksi 60.000 ton/tahun

Bab II Deskripsi Proses ****

46

Page 56: prarancangan pabrik 1,3-butadiena dari dehidrogenasi n-butana

Prarancangan Pabrik 1,3-Butadiena Dari n-Butana Dengan Proses Houdry Kapasitas Produksi 60.000 ton/tahun

Bab III Spesifikasi Peralatan Proses****

46

BAB III

SPESIFIKASI PERALATAN PROSES

3.1 Reaktor

Kode : R-01

Fungsi :Mereaksikan n-butana dengan katalis alumina chromia,

sehingga menghasilkan 1,3-butadiena sebagai produk

utama.

Tipe : Reaktor fixed bed multitube

Jumlah : 1 buah

Volume : 3,7497 m3

Kondisi operasi : T = 600oC

P = 1 atm

Katalis : Alumina Chromina

Pemanas : Superheated steam

Suhu pemanas masuk : 1000 K

Suhu pemanas keluar : 882,79 K

Tube :

ID : 1,9 in (4,83 cm)

OD : 2,4 in (6,10 cm)

BWG : 11

Panjang : 4,5 m

Jumlah : 166

Page 57: prarancangan pabrik 1,3-butadiena dari dehidrogenasi n-butana

Prarancangan Pabrik 1,3-Butadiena Dari n-Butana Dengan Proses Houdry Kapasitas Produksi 60.000 ton/tahun

Bab III Spesifikasi Peralatan Proses****

47

Susunan : Triangular pitch

Pitch : 0,0762 m

Clearance : 0,01524 m

∆P : 0,0066 atm

Shell :

Material : Low alloy steel SA 301 grade C

IDS : 1,0312 m

Baffle spacing : 0,2062 m

Tebal : 0,5 in (1,27 cm)

∆P : 0,5115 atm

Head :

Jenis : flanged and standard dished head

Material : Low alloy steel SA 301 grade C

Tebal : 0,75 in (1,9095 cm)

Tinggi : 10,8386 in (27,53 cm)

Pipa gas

OD : 12,75 in

ID : 11,376 in

Pipa pemanas

OD : 4,0 in

ID : 4,0 in

Page 58: prarancangan pabrik 1,3-butadiena dari dehidrogenasi n-butana

Prarancangan Pabrik 1,3-Butadiena Dari n-Butana Dengan Proses Houdry Kapasitas Produksi 60.000 ton/tahun

Bab III Spesifikasi Peralatan Proses****

48

3.2 Menara Distilasi 1

Kode : D-01

Fungsi : Memisahkan butana, butena dan butadiena

Tipe : Sieve plate tower

Material : Low Alloy Steel SA-204 grade C

P : 5 atm

Kondisi operasi

Puncak : T = 50 oC

Bawah : T = 173,4oC

Shell /Kolom

Diameter : 2,56 m

Tinggi total : 23,36 m

Tebal shell : 0,75 in

Head

Tipe : Torispherical head

Tebal head : 0,1875 in

Tinggi head : 0,21 m

Plate

Tipe : Sieve tray

Jumlah plate : 62 ( tanpa reboiler)

Plate spacing : 0,6 m

Page 59: prarancangan pabrik 1,3-butadiena dari dehidrogenasi n-butana

Prarancangan Pabrik 1,3-Butadiena Dari n-Butana Dengan Proses Houdry Kapasitas Produksi 60.000 ton/tahun

Bab III Spesifikasi Peralatan Proses****

49

3.3 Menara Distilasi 2

Kode : D-02

Fungsi : Memisahkan butadiena dan solven

Tipe : Sieve plate tower

Material : Low Alloy Steel SA-204 grade C

P : 5 atm

Kondisi operasi

Puncak : T =69,3 oC

Bawah : T = 222,22oC

Shell /Kolom

Diameter : 2,5 m

Tinggi total : 18,69 m

Tebal shell : 0,1875 in

Head

Tipe : Torispherical head

Tebal head : 0,1875 in

Tinggi head : 0,21 m

Plate

Tipe : Sieve tray

Jumlah plate : 27 ( tanpa reboiler)

Plate spacing : 0,6 m

Page 60: prarancangan pabrik 1,3-butadiena dari dehidrogenasi n-butana

Prarancangan Pabrik 1,3-Butadiena Dari n-Butana Dengan Proses Houdry Kapasitas Produksi 60.000 ton/tahun

Bab III Spesifikasi Peralatan Proses****

50

3.4 Separator 1

Kode : SP-01

Fungsi : Memisahkan antara gas dengan kondensat keluar dari

CD-03

Tipe : Silinder vertikal, flanged and standard dished head

Material : Low Alloy Steel SA-204 grade C

Jumlah : 1 buah

Kondisi operasi : P = 5 atm

T = 25 C

Waktu tinggal : 1470,176 detik

Dimensi Separator :

Diameter : 0,9144 m

Tinggi cairan (HL) : 0,4 m

Tinggi uap (Hv) : 0,61 m

Tebal shell :0,375 in

Head :

Tebal head : 0,5 in (1,27 cm)

Tinggi head : 8,1 in (20,57 cm)

Tinggi total : 40,20 in (1,02 m)

Page 61: prarancangan pabrik 1,3-butadiena dari dehidrogenasi n-butana

Prarancangan Pabrik 1,3-Butadiena Dari n-Butana Dengan Proses Houdry Kapasitas Produksi 60.000 ton/tahun

Bab III Spesifikasi Peralatan Proses****

51

3.5 Tangki Penyimpan

Tabel 3.1 Spesifikasi Tangki Penyimpan

Kode T-01 T-02

Fungsi Menyimpan bahan baku

n-butana selama 1 minggu

Menyimpan produk

butadiena

Tipe Silinder horizontal,

flanged and standart

dished head

Silinder horizontal,

flanged and standart

dished head

Jumlah 4 1

Material Low Alloy Steel SA-204

grade C

Carbon steel SA-283 A

Kondisi penyimpanan :

Suhu, oC 30 40

Tekanan, atm 5 5

Dimensi tangki :

Diameter, ft (m) 25 (7,62) 38 ft (11,62 m)

Panjang, ft (m) 50 (15,24) 76,27 (23,24)

Tebal shell, in (cm) 1,25 (3,175) 3 (7,62)

Tebal head, in (cm) 5 (12,7) 7 (17,78 )

Panjang head, ft (m) 6,883 (2,098) 11,23 (3,42 m)

Page 62: prarancangan pabrik 1,3-butadiena dari dehidrogenasi n-butana

Prarancangan Pabrik 1,3-Butadiena Dari n-Butana Dengan Proses Houdry Kapasitas Produksi 60.000 ton/tahun

Bab III Spesifikasi Peralatan Proses****

52

Kode T-03

Fungsi Menyimpan larutan

metanol (bahan baku)

selama 1 minggu

Tipe Silinder vertikal,

torispherical head

Jumlah 1

Kapasitas, bbl 2

Material Carbon steel SA-283

grade C

Kondisi penyimpanan :

Suhu, oC 30

Tekanan, atm 1

Dimensi tangki :

Diameter, ft(m) 1 (0,3048)

Tinggi, ft(m) 2 (0,6096)

Tebal shell, in (cm): 0,1875 (0,48)

Tebal bottom, in (cm) 0,25 (0,0064)

Tinggi roof, ft (m) 0,0833 (0,0254)

Tinggi total,ft (m) 2,0833 (0,635)

3.6 Kondenser Parsial

Kode : CP-01

Fungsi :Mendinginkan gas keluar kompresor sekaligus

mengkondensasikan gas

Jenis : Shell and tube

Jumlah : 1 buah

Heat Duty, kJ/jam : 62.002.336,57 Btu/jam

Page 63: prarancangan pabrik 1,3-butadiena dari dehidrogenasi n-butana

Prarancangan Pabrik 1,3-Butadiena Dari n-Butana Dengan Proses Houdry Kapasitas Produksi 60.000 ton/tahun

Bab III Spesifikasi Peralatan Proses****

53

Tube side :

Material : low alloy steel SA 301 grade C

OD tube : 1 in

ID tube : 0,87 in

BWG : 16

Susunan pitch : Triangular pitch

Pitch : 1,25 in

Panjang : 16 ft

Jumlah tube : 152 buah

Passes : 2

Shell Side :

Material : Carbon Steel

IDS :19,25 in

Fluida dingin : air dingin

Suhu air dingin masuk : 1oC

Suhu air dingin keluar : 8 oC

3.7 Furnace

Kode : F-01

Fungsi :Memanaskan gas umpan agar sesuai dengan kondisi

operasi reaktor dari 200oC sampai 600oC

Tipe : Fired heater tipe vertical tube in cylindrical shell

Jumlah : 1

Page 64: prarancangan pabrik 1,3-butadiena dari dehidrogenasi n-butana

Prarancangan Pabrik 1,3-Butadiena Dari n-Butana Dengan Proses Houdry Kapasitas Produksi 60.000 ton/tahun

Bab III Spesifikasi Peralatan Proses****

54

Dimensi

Seksi radiasi

Panjang : 30,7083 ft (9,3599 m)

Lebar : 6,5729 ft (2,0035 m)

Tinggi : 6,5729 ft (2,0035 m)

Seksi konveksi

Panjang : 30,7083 ft (9,3599 m)

Lebar : 6,5729 ft (2,0035 m)

Tinggi : 5,4687 ft (1,6669 m)

3.8 Heat Exchanger

Tabel 3.2 Spesifikasi Heat Exchanger

Kode HE-01 HE-02

Fungsi Memanaskan gas setelah

pencampuran

Memanaskan gas keluar

HE-01

Jenis Shell and Tube Shell and Tube

Jumlah 1 1

Heat Duty, kJ/jam 367.633,655 729.528,251

Tube side :

Material Low alloy steel SA 301 Low alloy steel SA 301

Fluida Gas setelah arus

pencampuran Gas keluar HE-01

OD tube, in (cm) 1,5 (3,81) 1,5 (3,81)

ID tube, in (cm) 1,4 (3,554) 1,4 (3,554)

BWG 8 8

Susunan pitch Triangular pitch Triangular pitch

Page 65: prarancangan pabrik 1,3-butadiena dari dehidrogenasi n-butana

Prarancangan Pabrik 1,3-Butadiena Dari n-Butana Dengan Proses Houdry Kapasitas Produksi 60.000 ton/tahun

Bab III Spesifikasi Peralatan Proses****

55

Pitch, in (cm) 1,875 (4,763) 1,875 (4,763)

Panjang, ft (m) 12 (3,66) 12 (3,66)

Jumlah tube 522 522

Passes 2 2

∆P, psi (atm) 0,11 (0,007) 0,11 (0,007)

Shell Side :

Material Carbon Steel Low alloy steel SA 301

Fluida Air Produk

ID shell, in (cm) 33 (83,82) 33 (83,84)

Baffle spacing, in 33 33

Passes 1 1

∆P, psi (atm) 0,0019 (0,00013) 0,000117 (7,99 E-06)

Uc (BTU/hr.ft2.F) 109,553 97,93

Ud (BTU/hr.ft2.F) 67,31 67,31

Rd 0,0052 0,0047

Rd Required 0,003 0,003

Kode HE-03 HE-04

Fungsi Memanaskan gas keluar

HE-02

Memanaskan gas keluar

HE-03

Jenis Shell and Tube Shell and Tube

Jumlah 1 1

Heat Duty, kJ/jam 1.332.002,698 332.392,843

Tube side :

Material Low alloy steel SA 301 Low alloy steel SA 301

Fluida Gas keluar HE-02 Gas keluar HE-03

OD tube, in (cm) 1,5 (3,81) 1,5 (3,81)

ID tube, in (cm) 1,4 (3,556) 1,4 (3,556)

BWG 8 8

Page 66: prarancangan pabrik 1,3-butadiena dari dehidrogenasi n-butana

Prarancangan Pabrik 1,3-Butadiena Dari n-Butana Dengan Proses Houdry Kapasitas Produksi 60.000 ton/tahun

Bab III Spesifikasi Peralatan Proses****

56

Susunan pitch Triangular pitch Triangular pitch

Pitch, in (cm) 1,875(4,763) 1,875

Panjang, ft (m) 12 (3,66) 12 (3,66)

Jumlah tube 522 522

Passes 2 2

∆P, psi (atm) 0,11 (0,007) 0,11 (0,007)

Shell Side :

Material Low alloy steel SA 301 Low alloy steel SA 301

Fluida Gas produk keluar

reaktor Gas keluar kompresor

ID shell, in (cm) 33 (83,82) 33 (83,82)

Baffle spacing, in 33 33

Passes 1 1

∆P, psi (atm) 0,00054 (3,67 E-05) 0,00045 (7,99 E-06)

Uc (BTU/hr.ft2.F) 81,099 108,4

Ud (BTU/hr.ft2.F) 67,31 67,31

Rd 0,0032 0,0041

Rd Required 0,003 0,003

Kode HE-05 HE-07

Fungsi Memanaskan gas keluar

HE-04

Mendinginkan produk

sesuai dengan kondisi

penyimpanan

Jenis Shell and Tube Shell and Tube

Jumlah 1 1

Heat Duty, kJ/jam 1.419.842,647 6.428.499,765

Tube side :

Material Low alloy steel SA 301 Low alloy steel SA 301

Fluida Gas keluar HE-04 Produk

Page 67: prarancangan pabrik 1,3-butadiena dari dehidrogenasi n-butana

Prarancangan Pabrik 1,3-Butadiena Dari n-Butana Dengan Proses Houdry Kapasitas Produksi 60.000 ton/tahun

Bab III Spesifikasi Peralatan Proses****

57

OD tube, in (cm) 1,5 (3,81) 1,5 (3,81)

ID tube, in (cm) 1,4 (3,556) 1,17 (2,97)

BWG 8 8

Susunan pitch Triangular pitch Triangular pitch

Pitch, in (cm) 1,875(4,763) 1,875(4,763)

Panjang, ft (m) 12 (3,66) 12 (3,66)

Jumlah tube 522 380

Passes 2 2

∆P, psi (atm) 0,11 (0,007) 0,108 (7,34 E-03)

Shell Side :

Material Low alloy steel SA 301 Carbon steel

Fluida Hasil bawah menara

distilasi 2 Air

ID shell, in (cm) 33 (83,82) 33 (83,82)

Baffle spacing, in 33 27

Passes 1 1

∆P, psi (atm) 0,00087 (5,918 E-05) 0,00087 (5,918 E-05)

Uc (BTU/hr.ft2.F) 110,94 145,31

Ud (BTU/hr.ft2.F) 67,31 100

Rd 0,0043 0,0043

Rd Required 0,003 0,003

Kode HE-06

Fungsi Mendinginkan solven

untuk arus recycle

solven

Jenis Double pipe

Jumlah 1

Heat Duty, kJ/jam 6.428.499,765

Page 68: prarancangan pabrik 1,3-butadiena dari dehidrogenasi n-butana

Prarancangan Pabrik 1,3-Butadiena Dari n-Butana Dengan Proses Houdry Kapasitas Produksi 60.000 ton/tahun

Bab III Spesifikasi Peralatan Proses****

58

Pipa dalam

Fluida Low alloy steel SA 301

Material Solven dimetilformamid

Suhu

T masuk, oC 215

T keluar, oC 160

IPS 2

Diameter luar, in 2,38

SN 40

Diameter dalam,in 2,067

Panjang hairpin, ft 12

Jumlah hairpin 2

∆P, psi 0,0656

Pipa luar

Fluida Titanium

Material Air

Suhu

T masuk, C 30

T keluar, 80

IPS 3

Diameter luar, in 3,5

SN 40

Diameter dalam, in 3,068

∆P, psi 0,7221

Uc (BTU/hr.ft2.F) 403,4

Ud (BTU/hr.ft2.F) 313,69

Rd 0,0037

Rd required 0,003

Page 69: prarancangan pabrik 1,3-butadiena dari dehidrogenasi n-butana

Prarancangan Pabrik 1,3-Butadiena Dari n-Butana Dengan Proses Houdry Kapasitas Produksi 60.000 ton/tahun

Bab III Spesifikasi Peralatan Proses****

59

3.9 Reboiler

Tabel 3.3 Spesifikasi Reboiler

Kode REB-01 REB-02

Fungsi Menguapkan sebagian

hasil bawah menara

distilasi 1

Menguapkan sebagian

hasil bawah menara

distilasi 2

Jenis Kettle Reboiler Kettle Reboiler

Jumlah 1 1

Heat Duty, kJ/jam 33.500.830,77 18.797.829,23

Luas transfer panas 777,15 ft2 4155,27 ft2

Material Low alloy steel SA 209 Low alloy steel SA 209

Tube side :

Fluida Gas produk reaktor Steam

Suhu :

T masuk, oC (K) 552 (825,15) 350 (623,15)

T keluar, oC (K) 182 (455,15) 350 (623,15)

OD tube, in (cm) 1,5 (3,81) 0,75 (1,905)

ID tube, in (cm) 1,4 (3,556) 0,65 (1,905)

BWG 18 18

Susunan pitch Triangular pitch Triangular pitch

Pitch, in (cm) 1,875(4,763) 1 (2,54)

Panjang, ft (m) 18 (5,45) 18

Jumlah tube 110 1176

Passes 2 2

∆P, psi (atm) 0,0268 (1,823 E-03) 0,0094 (6,39 E-04)

Shell Side :

Material Low alloy steel SA 209 Low alloy steel SA 209

Fluida Hasil bawah D-01 Hasil bawah D-02

Suhu :

Page 70: prarancangan pabrik 1,3-butadiena dari dehidrogenasi n-butana

Prarancangan Pabrik 1,3-Butadiena Dari n-Butana Dengan Proses Houdry Kapasitas Produksi 60.000 ton/tahun

Bab III Spesifikasi Peralatan Proses****

60

T masuk, oC (K) 173,4 (446,55) 222,2 (495,37)

T keluar, oC (K) 173,4 (446,55) 222,2 (495,37)

ID shell, in (cm) 25 (63,5) 39 (99,06)

Baffle spacing, in 18,75 29,25

∆P, psi (atm) Diabaikan Diabaikan

Uc (BTU/hr.ft2.F) 92 126

Ud (BTU/hr.ft2.F) 68,91 83,6

Rd 0,0036 0,0041

Rd Required 0,002 0,002

3.10 Kondensor

Tabel 3.4 Spesifikasi Kondenser

Kode CD-01 CD-02

Fungsi Mengembunkan hasil atas

D-01

Mengembunkan hasil atas

D-02

Jenis Shell and Tube Exchanger Shell and Tube Exchanger

Jumlah 1 1

Heat Duty, kJ/jam 2.145.436,54 11.567.320,00

Tube side :

Material Titanium Titanium

Fluida Air Air

Suhu :

T masuk, oC 30 30

T keluar, oC 45 45

OD tube, in (cm) 1 (2,54) 1 (2,54)

ID tube, in (cm) 0,902 (2,29) 0,902 (2,29)

BWG 18 18

Susunan pitch Triangular pitch Triangular pitch

Pitch, in (cm) 1,25 (3,175) 1,25 (3,175)

Page 71: prarancangan pabrik 1,3-butadiena dari dehidrogenasi n-butana

Prarancangan Pabrik 1,3-Butadiena Dari n-Butana Dengan Proses Houdry Kapasitas Produksi 60.000 ton/tahun

Bab III Spesifikasi Peralatan Proses****

61

Panjang, ft (m) 12 (3,66) 12 (3,66)

Jumlah tube 208 518

Passes 2 2

∆P, psi (atm) 0,319 (0,0217) 0,3027

Shell Side :

Material Low alloy steel SA 301 Low alloy steel SA 301

Fluida Hasil atas D-01 Hasil atas D-01

ID shell, in (cm) 25 (63,5) 25 (63,5)

Baffle spacing, in 21 21

Passes 1 1

∆P, psi (atm) 0,0482 (3,28 E-03) 0,6443 (0,044)

Uc (BTU/hr.ft2.F) 193,01 193,015

Ud (BTU/hr.ft2.F) 120 120

Rd 0,00315 0,00321

Rd Required 0,003 0,003

Page 72: prarancangan pabrik 1,3-butadiena dari dehidrogenasi n-butana

Prarancangan Pabrik 1,3-Butadiena Dari n-Butana Dengan Proses Houdry Kapasitas Produksi 60.000 ton/tahun

Bab III Spesifikasi Peralatan Proses****

62

3.11 Akumulator

Tabel 3.5 Spesifikasi Akumulator

Kode ACC-01 ACC-02

Fungsi Menampung hasil atas

menara distilasi D-01

Menampung hasil atas

menara distilasi D-02

Tipe

Horisontal drum dengan

torispherical head

Horisontal drum dengan

torispherical head

Jumlah 1 1

Kapasitas, m3 0,32 6,29

Material Low Alloy Steel SA-204

grade C

Low Alloy Steel SA-204

grade C

Kondisi operasi :

Suhu, oC 50 69,3

Tekanan, atm 5,2 5,2

Dimensi tangki :

Diameter, in (m) 20,87 (0,53) 56,69 (1,44)

Panjang, in (m) 62,992 (1,6) 170,47 (4,33)

Tebal shell, in (cm) 0,25 (0,635) 0,375 (0,953)

Tebal head, in (cm) 0,25 (0,635) 0,1875 (0,476)

Pipa pengeluaran :

IPS, in 1,5 1,5

OD, in 1,5 6,63

ID, in 1,66 5,76

SN, in 40 80

Page 73: prarancangan pabrik 1,3-butadiena dari dehidrogenasi n-butana

Prarancangan Pabrik 1,3-Butadiena Dari n-Butana Dengan Proses Houdry Kapasitas Produksi 60.000 ton/tahun

Bab III Spesifikasi Peralatan Proses****

63

3.12 Kompressor

Kode : K-01

Fungsi :Menaikkan tekanan gas produk agar dapat

dikondensasi dari 1 atm menjadi 5 atm.

Tipe : Centrifugal compressor

Debit gas : 104,44 m3/j

Suhu masuk : 32,9oC

Suhu keluar : 123oC

Kerja kompressor : 746,26 KW

Penggerak : Single stage turbin

3.13 Pompa

Tabel 3.6 Spesifikasi Pompa

Kode P-01 P-02

Fungsi Mengalirkan cairan

terkondensasi ke menara

distilasi 1

Mengalirkan solven

dimetilformamid ke

menara distilasi 1

Jenis Sentrifugal 1 stage Sentrifugal 1 stage

Jumlah 2 2

Kapasitas, gpm (m3/jam) 87,07 8,04 E-05

Tenaga pompa, HP 87,07 3,03 E-06

Tenaga motor, HP 4 0,5

NPSH required, ft (m) 9,84 9,84

NPSH available, ft (m) 9,98 86,51

Page 74: prarancangan pabrik 1,3-butadiena dari dehidrogenasi n-butana

Prarancangan Pabrik 1,3-Butadiena Dari n-Butana Dengan Proses Houdry Kapasitas Produksi 60.000 ton/tahun

Bab III Spesifikasi Peralatan Proses****

64

Pipa :

IPS 3 0,125

SN 40 80

ID, in (cm) 3,07 0,215

OD, in (cm) 3,5 0,405

Kode P-03 P-04

Fungsi Mengalirkan kondensat

ke menara distilasi

sebagai refluks dan

distilat sebagai arus

recycle

Mengalirkan hasil

bawah menara

distilasi 1 sebagai

umpan menara

distilasi 2

Jenis Sentrifugal 1 stage Sentrifugal 1 stage

Jumlah 2 2

Kapasitas, gpm (m3/jam) 111,64 556,3

Tenaga pompa, HP 1,04 2,73

Tenaga motor, HP 2 5

NPSH required, ft (m) 19,68 19,84

NPSH available, ft (m) 83,95 381,2

Pipa :

IPS 3 8

SN 40 80

ID, in (cm) 3,07 7,625

OD, in (cm) 3,5 8,625

Page 75: prarancangan pabrik 1,3-butadiena dari dehidrogenasi n-butana

Prarancangan Pabrik 1,3-Butadiena Dari n-Butana Dengan Proses Houdry Kapasitas Produksi 60.000 ton/tahun

Bab III Spesifikasi Peralatan Proses****

65

Kode P-05 P-06

Fungsi Mengalirkan hasil

bawah menara distilasi 2

sebagai sebagai arus

recycle solven ke

menara distilasi 1

Mengalirkan hasil atas

menara distilasi 2

sebagai umpan

menara distilasi 2

Jenis Sentrifugal 1 stage Sentrifugal 1 stage

Jumlah 2 2

Kapasitas, gpm (m3/jam) 442,72 70,58

Tenaga pompa, HP 1,67 0,83

Tenaga motor, HP 4 2

NPSH required, ft (m) 19,84 9,84

NPSH available, ft (m) 153 10,3

Pipa :

IPS 8 3

SN 80 40

ID, in (cm) 7,63 3,5

OD, in (cm) 8,63 3,07

Page 76: prarancangan pabrik 1,3-butadiena dari dehidrogenasi n-butana

Prarancangan Pabrik 1,3-Butadiena Dari n-Butana Dengan Proses Houdry Kapasitas Produksi 60.000 ton/tahun

Bab III Spesifikasi Peralatan Proses****

66

Kode P-07

Fungsi Mengalirkan produk dari

HE-07 ke tangki

penyimpan produk (T-

02)

Jenis Sentrifugal 1 stage

Jumlah 2

Kapasitas, gpm (m3/jam) 70,58

Tenaga pompa, HP 1,83

Tenaga motor, HP 5

NPSH required, ft (m) 19,84

NPSH available, ft (m) 126,3

Pipa :

IPS 3

SN 40

ID, in (cm) 3,5

OD, in (cm) 3,07

Page 77: prarancangan pabrik 1,3-butadiena dari dehidrogenasi n-butana

Prarancangan Pabrik 1,3-Butadiena Dari n-Butana Dengan Proses Houdry Kapasitas Produksi 60.000 ton/tahun

Bab III Spesifikasi Peralatan Proses****

67

Page 78: prarancangan pabrik 1,3-butadiena dari dehidrogenasi n-butana

Prarancangan Pabrik 1,3-Butadiena Dari n-Butana Dengan Proses Houdry Kapasitas Produksi 60.000 ton/tahun

Bab IV Unit Pendukung Proses dan Laboratorium****

67

BAB IV

UNIT PENDUKUNG PROSES

DAN LABORATORIUM

4.1 Unit Pendukung Proses

Unit pendukung proses atau yang lebih dikenal dengan sebutan

utilitas merupakan bagian penting untuk penunjang proses produksi dalam

pabrik. Utilitas di pabrik 1,3-butadiena yang dirancang antara lain meliputi

unit pengadaan air, unit pengadaan steam, unit pengadaan udara tekan, unit

pengadaan listrik, dan unit pengadaan bahan bakar.

1. Unit Pengadaan Air

Unit ini bertugas menyediakan dan mengolah air untuk memenuhi

kebutuhan air sebagai berikut :

a. Air pendingin

b. Air untuk pemadam kebakaran

c. Air umpan boiler

d. Air konsumsi umum dan sanitasi

Sumber air berasal dari air laut dan air tanah.

2. Unit Pengadaan Steam

Unit ini bertugas untuk menyediakan kebutuhan steam sebagai media

pemanas reaktor.

3. Unit Pengadaan Udara Tekan

Unit ini bertugas untuk menyediakan udara tekan untuk kebutuhan

instrumentasi pneumatic, untuk penyediaan udara tekan di bengkel

dan untuk kebutuhan umum yang lain.

Page 79: prarancangan pabrik 1,3-butadiena dari dehidrogenasi n-butana

Prarancangan Pabrik 1,3-Butadiena Dari n-Butana Dengan Proses Houdry Kapasitas Produksi 60.000 ton/tahun

Bab IV Unit Pendukung Proses dan Laboratorium****

68

4. Unit Pengadaan Listrik

Unit ini bertugas menyediakan listrik sebagai tenaga penggerak untuk

peralatan proses, keperluan pengolahan air, peralatan - peralatan

elektronik atau listrik AC, maupun untuk penerangan. Listrik

disupplay dari PLN dan dari generator sebagai cadangan bila listrik

dari PLN mengalami gangguan.

5. Unit Pengadaan Bahan Bakar

Unit ini bertugas menyediakan bahan bakar untuk kebutuhan boiler

dan generator.

6. Unit Refrigerasi

Unit ini bertugas menyediakan media pendingin untuk digunakan pada

kondensor parsial.

4.1.1 Unit Pengadaan Air

4.1.1.1 Air Pendingin dan Pemadam Kebakaran

Air pendingin yang digunakan berasal dari air laut yang

tidak jauh dari lokasi pabrik. Air pendingin dari air laut digunakan

pada kondenser dan heat exchanger. Selain sebagai media

pendingin, air laut juga digunakan sebagai air pemadam kebakaran.

Alasan digunakannya air laut sebagai media pendingin dan

pemadam kebakaran adalah karena faktor - faktor sebagai berikut :

a. Air laut dapat diperoleh dalam jumlah yang besar dengan biaya

murah

b. Mudah dalam pengolahannya

c. Tidak terdekomposisi

Page 80: prarancangan pabrik 1,3-butadiena dari dehidrogenasi n-butana

Prarancangan Pabrik 1,3-Butadiena Dari n-Butana Dengan Proses Houdry Kapasitas Produksi 60.000 ton/tahun

Bab IV Unit Pendukung Proses dan Laboratorium****

69

d. Tidak dibutuhkan cooling tower, karena langsung dibuang lagi

ke laut

Tabel 4.1 Kebutuhan air pendingin dari air laut

No. Nama Alat Kebutuhan air pendingin, kg/jam

1. HE-01 17529,44

2. Child water 1632035,04

3. HE-07 16357,25

4. HE-08 211420,20

5. CD-01 51081,82

6. CD-02 134347,50

7. Pemadam kebakaran 67173,75

Total 2129945,00

Hal - hal yang perlu diperhatikan dalam pengolahan air laut

sebagai pendingin adalah :

a. Partikel - partikel besar / mikroba (organisme laut dan

konstituen lain)

b. Partikel – partikel kecil / mikroba laut (ganggang dan

mikroorganisme laut) yang dapat menyebabkan fouling pada

alat heat exchanger

Untuk menghindari fouling yang terjadi pada alat – alat

penukar panas maka perlu diadakan pengolahan air laut.

Pengolahan dilakukan secara fisis (screening) dan kimia

(penambahan Chlorine).

Page 81: prarancangan pabrik 1,3-butadiena dari dehidrogenasi n-butana

Prarancangan Pabrik 1,3-Butadiena Dari n-Butana Dengan Proses Houdry Kapasitas Produksi 60.000 ton/tahun

Bab IV Unit Pendukung Proses dan Laboratorium****

70

Tahapan pengolahan air laut adalah :

Air laut dihisap dari bak suction / basin yang langsung

berada di pinggir laut dengan menggunakan pompa menuju

strainer. Dalam pengoperasian digunakan 2 buah pompa (1 service

dan 1 stand by) untuk air pendingin sedangkan untuk air pemadam

digunakan 2 buah pompa yang dalam keadaan stand by semua.

Sebelum masuk pompa, air dilewatkan pada traveling screen untuk

menyaring partikel dengan ukuran besar. Di dalam basin

diinjeksikan sodium hipoklorit NaOCl secara kontinyu untuk

menjaga kandungan klorin minimum 1 ppm. Klorin berguna untuk

mencegah pertumbuhan ganggang, kerang laut dan binatang

(organisme) air laut lainnya. Injeksi klorin dilakukan dengan 2 cara

yaitu injeksi kontinyu di basin dan intermitten di pipa pengaliran

yang menuju area proses. Strainer yang digunakan mempunyai

saringan stainless steel 0,4 mm. Dari strainer, air langsung

mengalir menuju area proses. Diagram pengolahan air pendingin

dan pemadam dari air laut sebagai berikut :

Page 82: prarancangan pabrik 1,3-butadiena dari dehidrogenasi n-butana

Prarancangan Pabrik 1,3-Butadiena Dari n-Butana Dengan Proses Houdry Kapasitas Produksi 60.000 ton/tahun

Bab IV Unit Pendukung Proses dan Laboratorium****

71

Gambar 4.1 Diagram alir pengolahan air laut

Sodium hipoklorit dihasilkan dari proses elektrolisa air laut.

Sistim pembuatan hipoklorit (Chloropac) terdiri dari dua buah

komponen utama yaitu sel - sel pembangkit dan penyedia

tegangan. Sel - sel pembangkit terdiri dari pipa - pipa yang dialiri

air laut dan sel - sel penyedia tegangan menghasilkan arus DC

sehingga proses elektrolisa dapat terjadi.

Dalam perancangan ini diinjeksikan klorin sebanyak 1,7

ppm. Untuk kondisi normal jika digunakan klorin 1 ppm maka

residual klorin sebanyak 0,05 ppm, kandungan klorin sebesar ini

tidak menyebabkan korosi pada pipa (Powell, hal. 508).

Untuk memompakan air laut dan mengatasi penurunan tekanan

pada perpipaan dan di peralatan, digunakan jenis pompa

centrifugal 1 stage dengan daya motor tiap pompa 20 HP dengan

kapasitas masing - masing 11.301,99 gpm.

Page 83: prarancangan pabrik 1,3-butadiena dari dehidrogenasi n-butana

Prarancangan Pabrik 1,3-Butadiena Dari n-Butana Dengan Proses Houdry Kapasitas Produksi 60.000 ton/tahun

Bab IV Unit Pendukung Proses dan Laboratorium****

72

4.1.1.2 Air Umpan Boiler

Untuk kebutuhan umpan boiler, sumber air yang digunakan

yaitu air tanah. Beberapa hal yang perlu diperhatikan dalam

penanganan air umpan boiler adalah sebagai berikut :

a. Kandungan yang dapat menyebabkan korosi

Korosi yang terjadi di dalam boiler disebabkan karena air

mengandung larutan - larutan asam dan gas - gas yang terlarut.

b. Kandungan yang dapat menyebabkan kerak (scale forming)

Pembentukan kerak disebabkan karena adanya kesadahan dan

suhu tinggi, yang biasanya berupa garam - garam karbonat dan

silikat.

c. Kandungan yang dapat menyebabkan pembusaan (foaming)

Air yang diambil dari proses pemanasan bisa menyebabkan

foaming pada boiler karena adanya zat - zat organik, anorganik,

dan zat - zat yang tidak larut dalam jumlah besar. Efek

pembusaan terjadi pada alkalinitas tinggi.

(Everett, 1998)

Jumlah air umpan boiler yang diperlukan sebesar

19.697,115 kg/jam. Jumlah air ini hanya diperlukan pada awal start

up pabrik. Untuk selanjutnya hanya air make up saja yang

diperlukan yaitu sebesar 3939,423 kg/jam, sedangkan sisanya

berasal dari kondensat.

Tahapan pengolahan air tanah menjadi air umpan boiler meliputi :

Page 84: prarancangan pabrik 1,3-butadiena dari dehidrogenasi n-butana

Prarancangan Pabrik 1,3-Butadiena Dari n-Butana Dengan Proses Houdry Kapasitas Produksi 60.000 ton/tahun

Bab IV Unit Pendukung Proses dan Laboratorium****

73

1. Aerasi

Merupakan proses mekanis penghembusan air dengan

udara. Proses ini bertujuan untuk menghilangkan gas - gas

terlarut dan ion - ion besi yang terlarut dalam air. Proses aerasi

dilakukan dalam suatu unit yang disebut aerator. Di dalam

aerator terjadi proses oksidasi yang menjadikan besi terlarut

(ferro carbonat) menjadi besi oksida yang tidak larut dalam air

(ferri hidroksida) sehingga bisa diendapkan.. Untuk menaikkan

pH air ditambahkan NaOH encer sehingga air pada keadaan

netral.

2. Iron Removal Filter

Merupakan suatu unit saringan bertekanan yang

mengandung Manganese dioxide untuk menyaring endapan besi

yang tidak sempat mengendap di aerator.

3. Demineralisasi

Merupakan unit penukar ion untuk menghilangkan mineral

terlarut dalam air, seperti Ca2+, Mg2+, Na+, HCO3-, SO4

-, Cl-.

4. Deaerasi

Merupakan proses penghilangan gas - gas terlarut, terutama

oksigen dan karbon dioksida dengan cara pemanasan

menggunakan steam. Oksigen terlarut dapat merusak baja. Gas

– gas ini kemudian dibuang ke atmosfer.

Page 85: prarancangan pabrik 1,3-butadiena dari dehidrogenasi n-butana

Prarancangan Pabrik 1,3-Butadiena Dari n-Butana Dengan Proses Houdry Kapasitas Produksi 60.000 ton/tahun

Bab IV Unit Pendukung Proses dan Laboratorium****

74

Gambar 4.2 Diagram alir pengolahan air tanah

4.1.1.3 Air Konsumsi Umum dan Sanitasi

Sumber air untuk keperluan konsumsi dan sanitasi juga

berasal dari air tanah. Air ini digunakan untuk memenuhi

kebutuhan air minum, laboratorium, kantor, perumahan, dan

pertamanan. Air konsumsi dan sanitasi harus memenuhi beberapa

syarat, yang meliputi syarat fisik, syarat kimia, dan syarat

bakteriologis.

Syarat fisik :

a. Suhu di bawah suhu udara luar

b. Warna jernih

c. Tidak mempunyai rasa dan tidak berbau

Syarat kimia :

a. Tidak mengandung zat organik

Page 86: prarancangan pabrik 1,3-butadiena dari dehidrogenasi n-butana

Prarancangan Pabrik 1,3-Butadiena Dari n-Butana Dengan Proses Houdry Kapasitas Produksi 60.000 ton/tahun

Bab IV Unit Pendukung Proses dan Laboratorium****

75

b. Tidak beracun

Syarat bakteriologis :

Tidak mengandung bakteri – bakteri, terutama bakteri yang

pathogen.

(Raymond D, 1999)

Jumlah air tanah untuk air konsumsi dan sanitasi = 667,969 kg/jam

=0,67 m3/jam

Tahap pengolahan air konsumsi umum dan sanitasi :

Rangkaian proses pengolahan air konsumsi umum dan

sanitasi menjadi 1 bagian dengan proses pengolahan air umpan

boiler, hanya saja setelah melalui proses penyaringan di Iron

Removal Filter, air untuk konsumsi umum selanjutnya diinjeksi

larutan calsium hipoklorit untuk mematikan kandungan biologis

air. Konsentrasi calsium hipoklorit dijaga sekitar 0,2 – 0,5 ppm.

Untuk menjaga pH air minum, ditambah larutan Ca(OH)2 sehingga

pH-nya sekitar 6,8 – 7,0. Skema pengolahan dapat dilihat di

gambar 4.2.

Tabel 4.2 Total Kebutuhan Air Tanah

Jumlah kebutuhan Jenis air

kg/jam m3/jam

Make up air umpan boiler

Air konsumsi dan sanitasi

Total

3939,423

667,96985

4607,393

3,956

0,673

4,627

Page 87: prarancangan pabrik 1,3-butadiena dari dehidrogenasi n-butana

Prarancangan Pabrik 1,3-Butadiena Dari n-Butana Dengan Proses Houdry Kapasitas Produksi 60.000 ton/tahun

Bab IV Unit Pendukung Proses dan Laboratorium****

76

Untuk keamanan dipakai 10 % berlebih, maka :

Total kebutuhan = 5.068,132 kg/jam = 5,089 m3/jam

Untuk memompakan air tanah dengan jumlah di atas dan

untuk mengatasi perbedaan tekanan karena beda elevasi dan

penurunan tekanan pada perpipaan, digunakan pompa jenis Single

Stage Centrifugal dengan daya motor 12 HP.

4.1.2 Unit Pengadaan Steam

4.1.2.1 Steam reaktor

Steam yang diproduksi pada pabrik 1,3-butadiena ini

digunakan sebagai media pemanas pada reaktor. Untuk memenuhi

kebutuhan steam digunakan boiler. Steam yang dihasilkan dari

boiler ini mempunyai suhu 800oC dan tekanan 14,7 psi.

Jumlah steam yang dibutuhkan sebesar 12.364,1477 kg/jam. Untuk

menjaga kemungkinan kebocoran steam pada saat distribusi,

jumlah steam dilebihkan sebanyak 20 %. Jadi jumlah steam yang

dibutuhkan adalah 14.836,98 kg/jam.

Spesifikasi Boiler yang dibutuhkan :

Kode : B-01

Fungsi : Memenuhi kebutuhan steam

Jenis : Water tube boiler

Jumlah : 1 buah

Heating surface : 13.015,8859 ft2

Rate of steam : 32.709,6 lb/jam

Tekanan steam : 14,7 psi

Page 88: prarancangan pabrik 1,3-butadiena dari dehidrogenasi n-butana

Prarancangan Pabrik 1,3-Butadiena Dari n-Butana Dengan Proses Houdry Kapasitas Produksi 60.000 ton/tahun

Bab IV Unit Pendukung Proses dan Laboratorium****

77

Suhu steam : 800oC

Efisiensi : 80 %

Bahan bakar : solar

Kebutuhan bahan bakar : 1.573,174 L/jam

4.1.2.2 Steam reboiler

Steam yang diproduksi pada pabrik 1,3-butadiena ini

digunakan sebagai media pemanas pada reboiler. Untuk memenuhi

kebutuhan steam digunakan boiler. Steam yang dihasilkan dari

boiler ini mempunyai suhu 350oC dan tekanan 73,3 psi.

Jumlah steam yang dibutuhkan sebesar 7.334,96 kg/jam. Untuk

menjaga kemungkinan kebocoran steam pada saat distribusi,

jumlah steam dilebihkan sebanyak 20 %. Jadi jumlah steam yang

dibutuhkan adalah 8.799,56 kg/jam.

Spesifikasi Boiler yang dibutuhkan :

Kode : B-02

Fungsi : Memenuhi kebutuhan steam

Jenis : Water tube boiler

Jumlah : 1 buah

Heating surface : 2.883,147 ft2

Rate of steam : 8.829,443 lb/jam

Tekanan steam : 73,5 psi

Suhu steam : 350oC

Efisiensi : 80 %

Bahan bakar : solar

Kebutuhan bahan bakar : 191,41 L/jam

Page 89: prarancangan pabrik 1,3-butadiena dari dehidrogenasi n-butana

Prarancangan Pabrik 1,3-Butadiena Dari n-Butana Dengan Proses Houdry Kapasitas Produksi 60.000 ton/tahun

Bab IV Unit Pendukung Proses dan Laboratorium****

78

4.1.3 Unit Pengadaan Udara Tekan

Kebutuhan udara tekan untuk prarancangan pabrik 1,3-butadiena

ini diperkirakan sebesar 100 m3/jam, tekanan 100 psi dan suhu 35oC. Alat

untuk menyediakan udara tekan berupa kompresor yang dilengkapi dengan

dryer yang berisi silica gel untuk menyerap kandungan air sampai

maksimal 84 ppm.

Spesifikasi Kompresor yang dibutuhkan :

Kode : KU-01

Fungsi : Memenuhi kebutuhan udara tekan

Jenis : Single Stage Reciprocating Compressor

Jumlah : 1 buah

Kapasitas : 100 m3/jam

Tekanan suction : 1 atm (14,7 psi)

Tekanan discharge : 100 psi (6,8027 atm)

Suhu udara : 35 oC

Efisiensi : 80 %

Daya kompresor : 11 HP

4.1.4 Unit Pengadaan Listrik

Kebutuhan tenaga listrik di pabrik 1,3-butadiena ini dipenuhi oleh

PLN dan generator pabrik. Hal ini bertujuan agar pasokan tenaga listrik

dapat berlangsung kontinyu meskipun ada gangguan pasokan dari PLN.

Generator yang digunakan adalah generator arus bolak – balik

karena :

a. Tenaga listrik yang dihasilkan cukup besar

b. Tegangan dapat dinaikkan atau diturunkan sesuai kebutuhan

Page 90: prarancangan pabrik 1,3-butadiena dari dehidrogenasi n-butana

Prarancangan Pabrik 1,3-Butadiena Dari n-Butana Dengan Proses Houdry Kapasitas Produksi 60.000 ton/tahun

Bab IV Unit Pendukung Proses dan Laboratorium****

79

Kebutuhan listrik di pabrik ini antara lain terdiri dari :

1. Listrik untuk keperluan proses dan utilitas

2. Listrik untuk penerangan

3. Listrik untuk AC

4. Listrik untuk laboratorium dan instrumentasi

Besarnya kebutuhan listrik masing – masing keperluan di atas

dapat diperkirakan sebagai berikut :

4.1.4.1 Listrik untuk Keperluan Proses dan Utilitas

Kebutuhan listrik untuk keperluan proses dan keperluan

pengolahan air diperkirakan sebagai berikut :

Tabel 4.3 Kebutuhan Listrik untuk Keperluan Proses dan Utilitas

Nama Alat service HP Total HP

P-01 1 4 4

P-02 1 0,5 0,5

P-03 1 7 7

P-04 1 5 5

P-05 1 4 4

P-06 1 2 2

P-07 1 5 5

PU-01 (Pompa air pendingin dari laut) 1 20 20

PU-02 (Pompa air tanah) 2 12 24

K-01 1 1000,75 1000,75

KU-01 1 11 11

Jumlah 1071,251

Page 91: prarancangan pabrik 1,3-butadiena dari dehidrogenasi n-butana

Prarancangan Pabrik 1,3-Butadiena Dari n-Butana Dengan Proses Houdry Kapasitas Produksi 60.000 ton/tahun

Bab IV Unit Pendukung Proses dan Laboratorium****

80

Jadi jumlah listrik yang dikonsumsi untuk keperluan proses

dan utilitas sebesar 1.071,251HP. Diperkirakan kebutuhan listrik

untuk alat yang tidak terdiskripsikan sebesar ± 10 % dari total

kebutuhan. Maka total kebutuhan listrik adalah 1.178,376 HP atau

sebesar 878,715 kW.

4.1.4.2 Listrik untuk Penerangan

Untuk menentukan besarnya tenaga listrik digunakan persamaan :

DUFaL..

=

dengan : L : Lumen per outlet

a : Luas area, ft2

F : foot candle yang diperlukan (tabel 13 Perry 3th ed)

U : Koefisien utilitas (tabel 16 Perry 3th ed)

D : efisiensi lampu (tabel 16 Perry 3th ed)

Tabel 4.4 Jumlah Lumen Berdasarkan Luas Bangunan

Bangunan Luas, m2 Luas, ft2 F U D F/U.D Lumen

Pos keamanan 30 322.90946 20 0.42 0.75 63.49206 20502.188

Parkir 300 3229.0946 10 0.49 0.75 27.21088 87866.52

Musholla 50 538.18243 20 0.55 0.75 48.48485 26093.694

Kantin 50 538.18243 20 0.51 0.75 52.28758 28140.258

Kantor 1000 10763.649 35 0.6 0.75 77.77778 837172.67

Klinik 50 538.18243 20 0.56 0.75 47.61905 25627.735

Ruang kontrol 200 2152.7297 40 0.56 0.75 95.2381 205021.88

Laboratorium 200 2152.7297 40 0.56 0.75 95.2381 205021.88

Proses 4000 43054.595 30 0.59 0.75 67.79661 2918955.6

Page 92: prarancangan pabrik 1,3-butadiena dari dehidrogenasi n-butana

Prarancangan Pabrik 1,3-Butadiena Dari n-Butana Dengan Proses Houdry Kapasitas Produksi 60.000 ton/tahun

Bab IV Unit Pendukung Proses dan Laboratorium****

81

Utilitas 1500 16145.473 10 0.59 0.75 22.59887 364869.45

Bengkel 100 1076.3649 40 0.51 0.75 104.57516 112561.03

Gudang 200 2152.7297 5 0.51 0.75 13.071895 28140.258

Ruang generator 200 2152.7297 10 0.51 0.75 26.14379 56280.516

Safety 100 1076.3649 20 0.51 0.75 52.287582 56280.516

Jalan dan taman 500 5381.8243 5 0.55 0.75 12.121212 65234.234

Area perluasan 2000 21527.297 5 0.57 0.75 11.695906 251781.25

Jumlah 10480 112803.04 5289549.6

Jumlah lumen :

∗ untuk penerangan dalam bangunan = 4.972.534,153 lumen

∗ untuk penerangan bagian luar ruangan = 317.015,4889 lumen

Untuk semua area dalam bangunan direncanakan menggunakan lampu

fluorescent 40 Watt dimana satu buah lampu instant starting daylight 40

W mempunyai 1.920 lumen (Tabel 18 Perry 3th ed.).

Jadi jumlah lampu dalam ruangan = 1920

153,4972534

= 2590 buah

Untuk penerangan bagian luar ruangan digunakan lampu mercury 100

Watt, dimana lumen output tiap lampu adalah 3.000 lumen (Perry 3th ed.).

Jadi jumlah lampu luar ruangan = 3000

4889,317015

= 106 buah

Total daya penerangan = ( 40 W x 2590 + 100 W x 106 )

= 114161,64 W

= 114,16164 kW

Page 93: prarancangan pabrik 1,3-butadiena dari dehidrogenasi n-butana

Prarancangan Pabrik 1,3-Butadiena Dari n-Butana Dengan Proses Houdry Kapasitas Produksi 60.000 ton/tahun

Bab IV Unit Pendukung Proses dan Laboratorium****

82

4.1.4.3 Listrik untuk AC

Diperkirakan menggunakan tenaga listrik sebesar 15.000

Watt atau 15 kW

4.1.4.4 Listrik untuk Laboratorium dan Instrumentasi

Diperkirakan menggunakan tenaga listrik sebesar 10.000

Watt atau 10 kW.

Tabel 4.5 Total Kebutuhan Listrik Pabrik

No. Kebutuhan Listrik Tenaga listrik, kW

1.

2.

3.

4.

Listrik untuk keperluan proses dan utilitas

Listrik untuk keperluan penerangan

Listrik untuk AC

Listrik untuk laboratoriun dan instrumentasi

878,715

114,16164

15

10

Total 1017,877

Generator yang digunakan sebagai cadangan sumber listrik

mempunyai efisiensi 75 %, sehingga generator yang disiapkan harus

mempunyai output sebesar 763,408 kW.

Dipilih menggunakan generator dengan daya 800 kW, sehingga

masih tersedia cadangan daya sebesar 36,922 kW.

Spesifikasi Generator yang diperlukan :

Kode : GU-01

Fungsi : Memenuhi kebutuhan listrik

Jenis : AC generator

Jumlah : 1 buah

Kapasitas : 800 kW

Page 94: prarancangan pabrik 1,3-butadiena dari dehidrogenasi n-butana

Prarancangan Pabrik 1,3-Butadiena Dari n-Butana Dengan Proses Houdry Kapasitas Produksi 60.000 ton/tahun

Bab IV Unit Pendukung Proses dan Laboratorium****

83

Tegangan : 220/360 Volt

Efisiensi : 80 %

Bahan bakar : solar

4.1.5 Unit Pengadaan Bahan Bakar

Unit pengadaan bahan bakar mempunyai tugas untuk memenuhi

kebutuhan bahan bakar boiler dan generator. Jenis bahan bakar yang

digunakan adalah solar. Solar diperoleh dari Pertamina dan

distributornya.

Pemilihan solar sebagai bahan bakar didasarkan pada alasan:

1. Mudah didapat

2. Kesetimbangan terjamin

3. Mudah dalam penyimpanan

Bahan bakar solar yang digunakan mempunyai spesifikasi sebagai

berikut :

Heating value : 18.800 Btu/lb

Efisiensi bahan bakar : 80 %

Specific gravity : 0,8691

Densitas : 54,31875 lb/ft3

Kebutuhan bahan bakar dapat diperkirakan sebagai berikut :

Bahan bakar = h . . effalat Kapasitas

ρ

a. Kebutuhan bahan bakar untuk boiler

Kebutuhan bahan bakar = 2338.819 L/jam

b. Kebutuhan bahan bakar untuk generator

Page 95: prarancangan pabrik 1,3-butadiena dari dehidrogenasi n-butana

Prarancangan Pabrik 1,3-Butadiena Dari n-Butana Dengan Proses Houdry Kapasitas Produksi 60.000 ton/tahun

Bab IV Unit Pendukung Proses dan Laboratorium****

84

Kapasitas generator = 800 kW

= 2763844,8 Btu/jam

Kebutuhan bahan bakar = 94,617 L/jam

c. Kebutuhan bahan bakar untuk furnace

Kebutuhan bahan bakar = 6845,379 L/jam

Untuk menyimpan kebutuhan bahan bakar solar selama 1 bulan,

dirancang tangki penyimpan bahan bakar dengan spesifikasi sebagai

berikut :

Kode : TU-01

Fungsi : Menyimpan bahan bakar solar selama 1 bulan

Tipe tangki : Silinder tegak dengan flat bottom dan conical roof

Kapasitas : 246.680 bbl

Jumlah : 2

Kondisi penyimpanan : P = 1 atm

T = 30oC

Bahan konstruksi : Carbon steel SA-283 grade C

Dimensi : D = 70 ft (21,336 m)

H = 36 ft (10,973 m)

Tebal shell = course 1 = 1,5 in (3,81 cm)

course 2 = 1,5 in (3,81 cm)

course 3 = 1,1875 in (3,016cm)

course 4 = 1,1875 in (3,016cm)

course 5 = 1 in (2,54 cm)

course 6 = 1 in (2,54 cm)

Tebal roof = 0,625 in (1,5875 cm)

Page 96: prarancangan pabrik 1,3-butadiena dari dehidrogenasi n-butana

Prarancangan Pabrik 1,3-Butadiena Dari n-Butana Dengan Proses Houdry Kapasitas Produksi 60.000 ton/tahun

Bab IV Unit Pendukung Proses dan Laboratorium****

85

4.1.6 Unit Refrigerasi

Sistem refrigerasi digunakan untuk mensuplai air pendingin pada

kondenser parsial pada suhu 1 oC sebanyak 1.632.035,04 kg/j. Sistem

refrigerasi yang digunakan adalah Vapor Compression Refrigeration cycle

dan jenis refrigerant yang digunakan adalah ammonia dengan kebutuhan

sebesar 1870,61 kg/j.

Gambar 4.3 Gambar Sistem Refrigerasi

4.2 Laboratorium

Laboratorium memiliki peranan sangat besar di dalam suatu pabrik

untuk memperoleh data – data yang diperlukan. Data – data tersebut

digunakan untuk evaluasi unit – unit yang ada, menentukan tingkat efisiensi,

dan untuk pengendalian mutu.

Pengendalian mutu atau pengawasan mutu di dalam suatu pabrik

pada hakekatnya dilakukan dengan tujuan mengendalikan mutu produk yang

dihasilkan agar sesuai dengan standar yang ditentukan. Pengendalian mutu

dilakukan mulai bahan baku, saat proses berlangsung, dan juga pada hasil

atau produk.

Page 97: prarancangan pabrik 1,3-butadiena dari dehidrogenasi n-butana

Prarancangan Pabrik 1,3-Butadiena Dari n-Butana Dengan Proses Houdry Kapasitas Produksi 60.000 ton/tahun

Bab IV Unit Pendukung Proses dan Laboratorium****

86

Pengendalian rutin dilakukan untuk menjaga agar kualitas dari

bahan baku dan produk yang dihasilkan sesuai dengan spesifikasi yang

diinginkan. Dengan pemeriksaan secara rutin juga dapat diketahui apakah

proses berjalan normal atau menyimpang. Jika diketahui analisa produk tidak

sesuai dengan yang diharapkan maka dengan mudah dapat diketahui atau

diatasi.

Laboratorium berada di bawah bidang teknik dan perekayasaan

yang mempunyai tugas pokok antara lain :

a. Sebagai pengontrol kualitas bahan baku dan pengontrol kualitas produk

b. Sebagai pengontrol terhadap proses produksi

c. Sebagai pengontrol terhadap mutu air pendingin, air umpan boiler, dan

lain – lain yang berkaitan langsung dengan proses produksi

Laboratorium melaksanakan kerja 24 jam sehari dalam kelompok

kerja shift dan nonshift.

1. Kelompok shift

Kelompok ini melaksanakan tugas pemantauan dan analisa – analisa

rutin terhadap proses produksi. Dalam melaksanakan tugasnya, kelompok

ini menggunakan sistem bergilir, yaitu sistem kerja shift selama 24 jam

dengan dibagi menjadi 4 shift. Masing – masing shift bekerja selama 8

jam.

2. Kelompok non shift

Kelompok ini mempunyai tugas melakukan analisa khusus yaitu

analisa yang sifatnya tidak rutin dan menyediakan reagen kimia yang

diperlukan di laboratorium. Dalam rangka membantu kelancaran pekerjaan

Page 98: prarancangan pabrik 1,3-butadiena dari dehidrogenasi n-butana

Prarancangan Pabrik 1,3-Butadiena Dari n-Butana Dengan Proses Houdry Kapasitas Produksi 60.000 ton/tahun

Bab IV Unit Pendukung Proses dan Laboratorium****

87

kelompok shift, kelompok ini melaksanakan tugasnya di laboratorium

utama dengan tugas antara lain :

a. Menyediakan reagen kimia untuk analisa laboratorium

b. Melakukan analisa bahan pembuangan penyebab polusi

c. Melakukan penelitian atau percobaan untuk membantu kelancaran

produksi

Dalam menjalankan tugasnya, bagian laboratorium dibagi menjadi :

1. Laboratorium fisik

2. Laboratorium analitik

3. Laboratorium penelitian dan pengembangan

4.2.1 Laboratorium Fisik

Bagian ini bertugas mengadakan pemeriksaan atau

pengamatan terhadap sifat – sifat bahan baku dan produk.

Pengamatan yang dilakukan yaitu antara lain :

∗ Specific gravity

∗ Viskositas

∗ Kandungan air

4.2.2 Laboratorium Analitik

Bagian ini mengadakan pemeriksaan terhadap bahan baku

dan produk mengenai sifat – sifat kimianya.

Analisa yang dilakukan antara lain :

» Analisa komposisi produk utama

» Analisa komposisi produk samping

» Analisa komposisi bahan baku

Page 99: prarancangan pabrik 1,3-butadiena dari dehidrogenasi n-butana

Prarancangan Pabrik 1,3-Butadiena Dari n-Butana Dengan Proses Houdry Kapasitas Produksi 60.000 ton/tahun

Bab IV Unit Pendukung Proses dan Laboratorium****

88

4.2.3 Laboratorium Penelitian dan Pengembangan

Bagian ini bertujuan untuk mengadakan penelitian, misalnya :

Diversifikasi produk

Perlindungan terhadap lingkunngan

Disamping mengadakan penelitian rutin, laboratorium ini juga

mengadakan penelitian yang sifatnya non rutin, misalnya penelitian

terhadap produk di unit tertentu yang tidak biasanya dilakukan

penelitian guna mendapatkan alternatif lain terhadap penggunaan

bahan baku.

Alat analisa penting yang digunakan antara lain :

1. Atomic Absorption Spectrofotometer (AAS), untuk menganalisa

senyawa organik.

2. Water content tester, untuk menganalisa kadar air.

3. Hidrometer, untuk mengukur specific gravity.

4. Viscometer, untuk mengukur viskositas produk.

Page 100: prarancangan pabrik 1,3-butadiena dari dehidrogenasi n-butana

Prarancangan Pabrik 1,3-Butadiena Dari n-Butana Dengan Proses Houdry Kapasitas Produksi 60.000 ton/tahun

Bab V Manajemen Perusahaan****

89

BAB V

MANAJEMEN PERUSAHAAN

5.1 Bentuk Perusahaan

Bentuk perusahaan yang direncanakan pada Prarancangan Pabrik

1,3-Butadiena adalah :

» Bentuk perusahaan : Perseroan Terbatas (PT)

» Lapangan Usaha : Industri Butadiena

» Lokasi Perusahaan : Bontang, Kalimantan Timur

Perseroan Terbatas merupakan bentuk perusahaan yang

mendapatkan modalnya dari penjualan saham, dimana tiap sekutu turut

mengambil bagian sebanyak satu saham atau lebih. Saham adalah surat

berharga yang dikeluarkan dari perusahaan atau perseroan terbatas tersebut

dan orang yang memiliki saham berarti telah menyetorkan modal ke

perusahaan, yang berarti pula ikut memiliki perusahaan. Dalam perseroan

terbatas, pemegang saham hanya bertanggung jawab menyetor penuh jumlah

yang disebutkan dalam tiap saham.

Alasan dipilihnya bentuk perusahaan ini didasarkan atas beberapa

faktor, antara lain:

1. Mudah mendapatkan modal dengan cara menjual saham di pasar modal

atau perjanjian tertutup dan meminta pinjaman dari pihak yang

berkepentingan seperti badan usaha atau perseorangan.

2. Tanggung jawab pemegang saham bersifat terbatas, artinya kelancaran

produksi hanya akan ditangani oleh direksi beserta karyawan sehingga

gangguan dari luar dapat dibatasi.

Page 101: prarancangan pabrik 1,3-butadiena dari dehidrogenasi n-butana

Prarancangan Pabrik 1,3-Butadiena Dari n-Butana Dengan Proses Houdry Kapasitas Produksi 60.000 ton/tahun

Bab V Manajemen Perusahaan****

90

3. Kelangsungan hidup perusahaan lebih terjamin karena tidak terpengaruh

dengan berhentinya pemegang saham, direksi berserta stafnya, dan

karyawan perusahaan.

4. Efisiensi dari manajemen

Para pemegang saham dapat memilih orang yang ahli sebagai dewan

komisaris dan direktur utama yang cukup cakap dan berpengalaman.

5. Lapangan usaha lebih luas

Suatu Perseroan Terbatas dapat menarik modal yang sangat besar dari

masyarakat, sehingga dengan modal ini PT dapat memperluas usahanya.

6. Pemilik dan pengurus perusahaan terpisah satu sama lain, pemilik

perusahaan adalah para pemegang saham dan pengurus perusahaan

adalah direksi beserta stafnya yang diawasi oleh dewan komisaris.

(Djoko, 2003)

5.2 Struktur Organisasi

Struktur organisasi merupakan salah satu faktor penting yang dapat

menunjang kelangsungan dan kemajuan perusahaan, karena berhubungan

dengan komunikasi yang terjadi dalam perusahaan demi tercapainya

kerjasama yang baik antar karyawan. Untuk mendapatkan sistem organisasi

yang baik maka perlu diperhatikan beberapa azas yang dapat dijadikan

pedoman, antara lain:

Pendelegasian wewenang

Perumusan tujuan perusahaan dengan jelas

Pembagian tugas kerja yang jelas

Kesatuan perintah dan tanggung jawab

Sistem kontrol atas kerja yang telah dilaksanakan

Page 102: prarancangan pabrik 1,3-butadiena dari dehidrogenasi n-butana

Prarancangan Pabrik 1,3-Butadiena Dari n-Butana Dengan Proses Houdry Kapasitas Produksi 60.000 ton/tahun

Bab V Manajemen Perusahaan****

91

Organisasi perusahaan yang fleksibel

(Djoko, 2003)

Dengan berpedoman terhadap asas - asas tersebut, maka dipilih

organisasi kerja berdasarkan Sistem Line and Staff. Pada sistem ini, garis

wewenang lebih sederhana, praktis dan tegas. Demikian pula dalam

pembagian tugas kerja seperti yang terdapat dalam sistem organisasi

fungsional, sehingga seorang karyawan hanya akan bertanggung jawab pada

seorang atasan saja. Untuk kelancaran produksi, perlu dibentuk staf ahli yang

terdiri dari orang-orang yang ahli di bidangnya. Bantuan pikiran dan nasehat

akan diberikan oleh staf ahli kepada tingkat pengawas demi tercapainya

tujuan perusahaan.

Ada 2 kelompok orang yang berpengaruh dalam menjalankan organisasi

garis dan staff ini, yaitu:

1. Sebagai garis atau lini, yaitu orang-orang yang melaksanakan tugas

pokok organisasi dalam rangka mencapai tujuan.

2. Sebagai staff, yaitu orang - orang yang melakukan tugas sesuai dengan

keahliannya, dalam hal ini berfungsi untuk memberi saran - saran

kepada unit operasional.

Pemegang saham sebagai pemilik perusahaan, sedangkan dalam

pelaksanaan tugas sehari - harinya diwakili oleh Dewan Komisaris,

sementara itu tugas untuk menjalankan perusahaan dilaksanakan oleh

seorang Direktur Utama yang dibantu oleh Direktur Produksi dan Direktur

Keuangan-Umum. Direktur Produksi membawahi bidang produksi dan

teknik, sedangkan direktur keuangan dan umum membawahi bidang

pemasaran, keuangan, dan administrasi. Kedua direktur ini membawahi

Page 103: prarancangan pabrik 1,3-butadiena dari dehidrogenasi n-butana

Prarancangan Pabrik 1,3-Butadiena Dari n-Butana Dengan Proses Houdry Kapasitas Produksi 60.000 ton/tahun

Bab V Manajemen Perusahaan****

92

beberapa kepala bagian yang akan bertanggung jawab atas bagian dalam

perusahaan, sebagai bagian dari pendelegasian wewenang dan tanggung

jawab. Masing-masing kepala bagian akan membawahi beberapa seksi dan

masing-masing seksi akan membawahi dan mengawasi para karyawan

perusahaan pada masing-masing bidangnya. Karyawan perusahaan akan

dibagi dalam beberapa kelompok regu yang dipimpin oleh seorang kepala

regu dimana setiap kepala regu akan bertanggung jawab kepada pengawas

masing - masing seksi. (Gunawan, 2003)

Manfaat adanya struktur organisasi adalah sebagai berikut :

a. Menjelaskan, membagi, dan membatasi pelaksanaan tugas dan

tanggung jawab setiap orang yang terlibat di dalamnya

b. Penempatan tenaga kerja yang tepat

c. Pengawasan, evaluasi dan pengembangan perusahaan serta manajemen

perusahaan yang lebih efisien.

Struktur organisasi pabrik butadiena sebagai berikut :

Page 104: prarancangan pabrik 1,3-butadiena dari dehidrogenasi n-butana

Prarancangan Pabrik 1,3-Butadiena Dari n-Butana Dengan Proses Houdry Kapasitas Produksi 60.000 ton/tahun

Bab V Manajemen Perusahaan****

93

Gambar 5.1 Struktur organisasi pabrik 1,3-butadiena

5.3 Tugas dan Wewenang

5.3.1 Pemegang Saham

Pemegang Saham adalah beberapa orang yang mengumpulkan

modal untuk kepentingan pendirian dan berjalannya operasi

perusahaan tersebut. Para pemilik saham adalah pemilik perusahaan.

Kekuasaan tertinggi pada perusahaan yang mempunyai bentuk

perseroan terbatas adalah Rapat Umum Pemegang Saham (RUPS).

Pada RUPS tersebut para pemegang saham berwenang :

1. Mengangkat dan memberhentikan Dewan Komisaris

2. Mengangkat dan memberhentikan Direksi

3. Mengesahkan hasil-hasil usaha serta laba rugi tahunan perusahaan

Page 105: prarancangan pabrik 1,3-butadiena dari dehidrogenasi n-butana

Prarancangan Pabrik 1,3-Butadiena Dari n-Butana Dengan Proses Houdry Kapasitas Produksi 60.000 ton/tahun

Bab V Manajemen Perusahaan****

94

5.3.2 Dewan Komisaris

Dewan komisaris merupakan pelaksana tugas sehari-hari dari

pemilik saham sehingga dewan komisaris akan bertanggung jawab

kepada pemilik saham.

Tugas-tugas Dewan Komisaris meliputi :

∗ Menilai dan menyetujui rencana direksi tentang kebijakan umum,

target perusahaan, alokasi sumber - sumber dana dan pengarahan

pemasaran

∗ Mengawasi tugas - tugas direksi

∗ Membantu direksi dalam tugas - tugas penting

(Gunawan, 2003)

5.3.3 Dewan Direksi

Direksi Utama merupakan pimpinan tertinggi dalam perusahaan

dan bertanggung jawab sepenuhnya terhadap maju mundurnya

perusahaan. Direktur utama bertanggung jawab kepada dewan

komisaris atas segala tindakan dan kebijakan yang telah diambil

sebagai pimpinan perusahaan. Direktur utama membawahi direktur

produksi dan direktur keuangan-umum.

Tugas direktur umum antara lain :

1. Melaksanakan kebijakan perusahaan dan mempertanggung

jawabkan pekerjaannya secara berkala atau pada masa akhir

pekerjaannya pada pemegang saham.

Page 106: prarancangan pabrik 1,3-butadiena dari dehidrogenasi n-butana

Prarancangan Pabrik 1,3-Butadiena Dari n-Butana Dengan Proses Houdry Kapasitas Produksi 60.000 ton/tahun

Bab V Manajemen Perusahaan****

95

2. Menjaga kestabilan organisasi perusahaan dan membuat

kelangsungan hubungan yang baik antara pemilik saham,

pimpinan, karyawan, dan konsumen.

3. Mengangkat dan memberhentikan kepala bagian dengan

persetujuan rapat pemegang saham.

4. Mengkoordinir kerja sama antara bagian produksi (direktur

produksi) dan bagian keuangan dan umum (direktur keuangan dan

umum).

Tugas dari direktur produksi antara lain :

1. Bertanggung jawab kepada direktur utama dalam bidang produksi,

teknik, dan rekayasa produksi.

2. Mengkoordinir, mengatur, serta mengawasi pelaksanaan pekerjaan

kepala - kepala bagian yang menjadi bawahannya.

Tugas dari direktur keuangan antara lain:

1. Bertanggung jawab kepada direktur utama dalam bidang

pemasaran, keuangan, dan pelayanan umum.

2. Mengkoordinir, mengatur, dan mengawasi pelaksanaan pekerjaan

kepala - kepala bagian yang menjadi bawahannya.

(Djoko, 2003)

5.3.4 Staf Ahli

Staf ahli terdiri dari tenaga - tenaga ahli yang bertugas membantu

direktur dalam menjalankan tugasnya, baik yang berhubungan dengan

teknik maupun administrasi. Staf ahli bertanggung jawab kepada

direktur utama sesuai dengan bidang keahlian masing - masing. Tugas

dan wewenang staf ahli meliputi :

Page 107: prarancangan pabrik 1,3-butadiena dari dehidrogenasi n-butana

Prarancangan Pabrik 1,3-Butadiena Dari n-Butana Dengan Proses Houdry Kapasitas Produksi 60.000 ton/tahun

Bab V Manajemen Perusahaan****

96

1. Mengadakan evaluasi bidang teknik dan ekonomi perusahaan.

2. Memberi masukan - masukan dalam perencanaan dan

pengembangan perusahaan.

3. Memberi saran - saran dalam bidang hukum.

5.3.5 Penelitian dan Pengembangan (Litbang)

Litbang terdiri dari tenaga - tenaga ahli sebagai pembantu direksi

dan bertanggung jawab kepada direksi. Litbang membawahi 2

departemen, yaitu :

- Departemen Penelitian

- Departemen Pengembangan

Tugas dan wewenangnya meliputi :

1. Memperbaiki mutu produksi

2. Memperbaiki dan melakukan inovasi terhadap proses produksi

3. Meningkatkan efisiensi perusahaan di berbagai bidang

5.3.6 Kepala Bagian

Secara umum tugas kepala bagian adalah mengkoordinir,

mengatur, dan mengawasi pelaksanaan pekerjaan dalam lingkungan

bagiannya sesuai dengan garis wewenang yang diberikan oleh

pimpinan perusahaan. Kepala Bagian dapat juga bertindak sebagai staf

direktur. Kepala Bagian bertanggung jawab kepada Direktur Utama.

Kepala bagian terdiri dari:

1. Kepala Bagian Produksi

Bertanggung jawab kepada direktur produksi dalam bidang mutu

dan kelancaran produksi. Kepala bagian produksi membawahi

seksi proses, seksi pengendalian, dan seksi laboratorium.

Page 108: prarancangan pabrik 1,3-butadiena dari dehidrogenasi n-butana

Prarancangan Pabrik 1,3-Butadiena Dari n-Butana Dengan Proses Houdry Kapasitas Produksi 60.000 ton/tahun

Bab V Manajemen Perusahaan****

97

Tugas seksi proses antara lain :

a. Mengawasi jalannya proses produksi

b. Menjalankan tindakan seperlunya terhadap kejadian-kejadian

yang tidak diharapkan sebelum diambil oleh seksi yang

berwenang.

Tugas seksi pengendalian :

Menangani hal - hal yang dapat mengancam keselamatan pekerja

dan mengurangi potensi bahaya yang ada.

Tugas seksi laboratorium, antara lain:

a. Mengawasi dan menganalisa mutu bahan baku dan bahan

pembantu

b. Mengawasi dan menganalisa mutu produksi

c. Mengawasi hal - hal yang berhubungan dengan buangan pabrik

2. Kepala Bagian Teknik

Tugas kepala bagian teknik, antara lain:

a. Bertanggung jawab kepada direktur produksi dalam bidang

peralatan dan utilitas

b. Mengkoordinir kepala - kepala seksi yang menjadi bawahannya

Kepala Bagian Teknik membawahi seksi pemeliharaan, seksi

utilitas, dan seksi keselamatan kerja-penanggulangan kebakaran.

Tugas seksi pemeliharaan, antara lain :

a. Melaksanakan pemeliharaan fasilitas gedung dan peralatan

pabrik

b. Memperbaiki kerusakan peralatan pabrik

Page 109: prarancangan pabrik 1,3-butadiena dari dehidrogenasi n-butana

Prarancangan Pabrik 1,3-Butadiena Dari n-Butana Dengan Proses Houdry Kapasitas Produksi 60.000 ton/tahun

Bab V Manajemen Perusahaan****

98

Tugas seksi utilitas, antara lain :

Melaksanakan dan mengatur sarana utilitas untuk

memenuhi kebutuhan proses, air, steam, dan tenaga listrik.

Tugas seksi keselamatan kerja antara lain :

a. Mengatur, menyediakan, dan mengawasi hal - hal yang

berhubungan dengan keselamatan kerja

b. Melindungi pabrik dari bahaya kebakaran

3. Kepala Bagian Keuangan

Kepala bagian keuangan ini bertanggung jawab kepada

direktur keuangan dan umum dalam bidang administrasi dan

keuangan dan membawahi 2 seksi, yaitu seksi administrasi dan

seksi keuangan.

Tugas seksi administrasi :

Menyelenggarakan pencatatan utang piutang, administrasi

persediaan kantor dan pembukuan, serta masalah perpajakan.

Tugas seksi keuangan antara lain :

a. Menghitung penggunaan uang perusahaan, mengamankan uang,

dan membuat ramalan tentang keuangan masa depan

b. Mengadakan perhitungan tentang gaji dan insentif karyawan

(Djoko, 2003)

4. Kepala Bagian Pemasaran

Bertanggung jawab kepada direktur keuangan dan umum

dalam bidang bahan baku dan pemasaran hasil produksi, serta

membawahi 2 seksi yaitu seksi pembelian dan seksi pemasaran.

Page 110: prarancangan pabrik 1,3-butadiena dari dehidrogenasi n-butana

Prarancangan Pabrik 1,3-Butadiena Dari n-Butana Dengan Proses Houdry Kapasitas Produksi 60.000 ton/tahun

Bab V Manajemen Perusahaan****

99

Tugas seksi pembelian, antara lain :

a. Melaksanakan pembelian barang dan peralatan yang dibutuhkan

perusahaan dalam kaitannya dengan proses produksi

b. Mengetahui harga pasar dan mutu bahan baku serta mengatur

keluar masuknya bahan dan alat dari gudang.

Tugas seksi pemasaran :

a. Merencanakan strategi penjualan hasil produksi

b. Mengatur distribusi hasil produksi

5. Kepala Bagian Umum

Bertanggung jawab kepada direktur keuangan dan umum

dalam bidang personalia, hubungan masyarakat, dan keamanan.

Membawahi 3 seksi, yaitu seksi personalia, seksi humas, dan seksi

keamanan.

Seksi personalia bertugas :

a. Membina tenaga kerja dan menciptakan suasana kerja yang

sebaik mungkin antara pekerja, pekerjaan, dan lingkungannya

supaya tidak terjadi pemborosan waktu dan biaya.

b. Mengusahakan disiplin kerja yang tinggi dalam menciptakan

kondisi kerja yang tenang dan dinamis.

c. Melaksanakan hal - hal yang berhubungan dengan kesejahteraan

karyawan.

Seksi humas bertugas :

Mengatur hubungan antar perusahaan dengan masyarakat di luar

lingkungan perusahaan.

Page 111: prarancangan pabrik 1,3-butadiena dari dehidrogenasi n-butana

Prarancangan Pabrik 1,3-Butadiena Dari n-Butana Dengan Proses Houdry Kapasitas Produksi 60.000 ton/tahun

Bab V Manajemen Perusahaan****

100

Seksi Keamanan bertugas :

a. Mengawasi keluar masuknya orang - orang baik karyawan

maupun bukan karyawan di lingkungan pabrik.

b. Menjaga semua bangunan pabrik dan fasilitas perusahaan

c. Menjaga dan memelihara kerahasiaan yang berhubungan

dengan intern perusahaan.

(Masud, 1989)

5.3.7 Kepala Seksi

Kepala seksi adalah pelaksana pekerjaan dalam lingkungan bagiannya

sesuai dengan rencana yang telah diatur oleh kepala bagian masing-

masing agar diperoleh hasil yang maksimum dan efektif selama

berlangsungnya proses produksi. Setiap kepala seksi bertanggung

jawab kepada kepala bagian masing - masing sesuai dengan seksinya.

5.4 Pembagian Jam Kerja Karyawan

Pabrik 1,3-butadiena direncanakan beroperasi 330 hari dalam satu

tahun dan proses produksi berlangsung 24 jam per hari. Sisa hari yang bukan

hari libur digunakan untuk perawatan, perbaikan, shutdown. Sedangkan

pembagian jam kerja karyawan digolongkan dalam dua golongan yaitu :

5.4.1 Karyawan non shift

Karyawan non shift adalah karyawan yang tidak menangani

proses produksi secara langsung. Yang termasuk karyawan harian

adalah direktur, staf ahli, kepala bagian, kepala seksi serta karyawan

yang berada di kantor.

Page 112: prarancangan pabrik 1,3-butadiena dari dehidrogenasi n-butana

Prarancangan Pabrik 1,3-Butadiena Dari n-Butana Dengan Proses Houdry Kapasitas Produksi 60.000 ton/tahun

Bab V Manajemen Perusahaan****

101

Karyawan harian dalam satu minggu akan bekerja selama 5 hari

dengan pembagian kerja sebagai berikut :

Jam kerja :

• Hari Senin – Kamis : Jam 07.00 – 16.00

• Hari Jum’at : Jam 07.00 – 17.00

Jam Istirahat :

• Hari Senin – Kamis : Jam 12.00 – 13.00

• Hari Jum’at : Jam 11.00 – 13.00

5.4.2 Karyawan Shift

Karyawan shift adalah karyawan yang secara langsung

menangani proses produksi atau mengatur bagian - bagian tertentu dari

pabrik yang mempunyai hubungan dengan masalah keamanan dan

kelancaran produksi. Yang termasuk karyawan shift ini adalah operator

produksi, sebagian dari bagian teknik, bagian gedung dan bagian -

bagian yang harus selalu siaga untuk menjaga keselamatan serta

keamanan pabrik.

Para karyawan shift akan bekerja secara bergantian selama 24 jam

dengan pengaturan sebagai berikut :

Shift Pagi : Jam 07.00 – 15.00

Shift Sore : Jam 15.00 – 23.00

Shift Malam : Jam 23.00 – 07.00

Untuk karyawan shift ini dibagi menjadi 4 regu (A/B/C/D) dimana

tiga regu bekerja dan satu regu istirahat serta dikenakan secara

bergantian. Untuk hari libur atau hari besar yang ditetapkan

pemerintah, regu yang masuk tetap harus masuk.

Page 113: prarancangan pabrik 1,3-butadiena dari dehidrogenasi n-butana

Prarancangan Pabrik 1,3-Butadiena Dari n-Butana Dengan Proses Houdry Kapasitas Produksi 60.000 ton/tahun

Bab V Manajemen Perusahaan****

102

Tabel 5.1 Jadwal pembagian kelompok shift

Tgl 1 2 3 4 5 6 7 8 9 10

Pagi D D A A B B C C C D

Sore C C D D A A B B B C

Malam B B C C D D A A A B

Off A A B B C C D D D A

Tgl 11 12 13 14 15 16 17 18 19 20

Pagi D A A B B B C C D D

Sore C D D A A A B B C C

Malam B C C D D D A A B B

Off A B B C C C D D A A

Tgl 21 22 23 24 25 26 27 28

Pagi A A A B B C C D

Sore D D D A A B B C

Malam C C C D D A A B

Off B B B C C D D A

Jadwal untuk tanggal selanjutnya berulang ke susunan awal.

Kelancaran produksi dari suatu pabrik sangat dipengaruhi oleh faktor

kedisiplinan para karyawannya dan akan secara langsung

mempengaruhi kelangsungan dan kemajuan perusahaan. Untuk itu

kepada seluruh karyawan perusahaan dikenakan absensi. Disamping

itu masalah absensi digunakan oleh pimpinan perusahaan sebagai salah

satu dasar dalam mengembangkan karier para karyawan di dalam

perusahaan. (Djoko, 2003)

Page 114: prarancangan pabrik 1,3-butadiena dari dehidrogenasi n-butana

Prarancangan Pabrik 1,3-Butadiena Dari n-Butana Dengan Proses Houdry Kapasitas Produksi 60.000 ton/tahun

Bab V Manajemen Perusahaan****

103

5.5 Status Karyawan dan Sistem Upah

Pada pabrik ini sistem upah karyawan berbeda - beda tergantung pada

status, kedudukan, tanggung jawab, dan keahlian. Menurut status karyawan

dapat dibagi menjadi tiga golongan, yaitu :

5.5.1 Karyawan Tetap

Yaitu karyawan yang diangkat dan diberhentikan dengan surat

keputusan (SK) direksi dan mendapat gaji bulanan sesuai dengan

kedudukan, keahlian, dan masa kerjanya.

5.5.2 Karyawan Harian

Yaitu karyawan yang diangkat dan diberhentikan direksi tanpa

SK direksi dan mendapat upah harian yang dibayar tiap akhir pekan.

5.5.3 Karyawan Borongan

Yaitu karyawan yang digunakan oleh pabrik bila diperlukan

saja. Menerima upah borongan untuk suatu pekerjaan.

5.6 Penggolongan Jabatan, Jumlah Karyawan, dan Gaji

5.6.1 Penggolongan Jabatan

1. Direktur Utama : Sarjana Ekonomi / Teknik / Hukum

2. Direktur produksi : Sarjana Teknik Kimia

3. Direktur Keuangan Dan Umum : Sarjana Ekonomi

4. Kepala Bagian Produksi : Sarjana Teknik Kimia

5. Kepala Bagian Teknik : Sarjana Teknik Kimia / Mesin /

Elektro

6. Kepala Bagian Pemasaran : Sarjana Ekonomi / Teknik Kimia

7. Kepala Bagian Keuangan : Sarjana Ekonomi

Page 115: prarancangan pabrik 1,3-butadiena dari dehidrogenasi n-butana

Prarancangan Pabrik 1,3-Butadiena Dari n-Butana Dengan Proses Houdry Kapasitas Produksi 60.000 ton/tahun

Bab V Manajemen Perusahaan****

104

8. Kepala Bagian Umum : Sarjana Ekonomi/Hukum

9. Kepala Seksi : Sarjana Muda

10. Operator : D3 atau STM

11. Sekretaris : Sarjana atau D3 Sekretaris

12. Tenaga Kesehatan : Dokter atau Perawat

13. Sopir, Keamanan, Pesuruh : SLTA / Sederajat

5.6.2 Jumlah Karyawan dan Gaji

Jumlah Karyawan harus ditentukan dengan tepat, sehingga

semua pekerjaan dapat diselenggarakan dengan baik dan efektif.

Tabel 5.2 Jumlah Karyawan Menurut Jabatan

No. Jabatan Jumlah

1 Direktur Utama 1

2 Direktur Produksi dan Teknik 1

3 Direktur Keuangan dan Umum 1

4 Staff Ahli 4

5 Litbang 2

6 Sekretaris 3

7 Kepala Bagian Produksi 1

8 Kepala Bagian Teknik 1

9 Kepala Bagian Pemasaran 1

10 Kepala Bagian Umum 1

11 Kepala Bagian Keuangan 1

12 Kepala Seksi Proses&Pengendalian 1

Page 116: prarancangan pabrik 1,3-butadiena dari dehidrogenasi n-butana

Prarancangan Pabrik 1,3-Butadiena Dari n-Butana Dengan Proses Houdry Kapasitas Produksi 60.000 ton/tahun

Bab V Manajemen Perusahaan****

105

13 Kepala Seksi Laboratorium 1

14 Kepala Seksi Pemasaran 1

15 Kepala Seksi Pembelian 1

16 Kepala Seksi Pemeliharaan 1

17 Kepala Seksi Utilitas 1

18 Kepala Seksi Administrasi 1

19 Kepala Seksi Keuangan 1

20 Kepala Seksi Personalia 1

21 Kepala Seksi Keamanan dan K3 1

22 Karyawan Proses 32

23 Karyawan Pengendalian 8

24 Karyawan Laboratorium 4

25 Karyawan Pemasaran 2

26 Karyawan Pembelian 2

27 Karyawan Pemeliharaan 3

28 Karyawan Utilitas 8

29 Karyawan K3 4

30 Karyawan Keuangan 4

31 Karyawan Personalia 4

32 Karyawan Keamanan 8

33 Karyawan Hubungan Masyarakat 3

34 Dokter 1

35 Perawat 2

36 Sopir 4

Page 117: prarancangan pabrik 1,3-butadiena dari dehidrogenasi n-butana

Prarancangan Pabrik 1,3-Butadiena Dari n-Butana Dengan Proses Houdry Kapasitas Produksi 60.000 ton/tahun

Bab V Manajemen Perusahaan****

106

37 Pesuruh 4

Total 120

Perincian Golongan dan Gaji Karyawan

Gol. Jabatan Gaji/Bulan Kualifikasi

I. Direktur Utama Rp. 30.000.000,00 S1/S2/S3

II. Direktur Rp. 20.000.000,00 S1/S2

III. Staff Ahli Rp. 9.000.000,00 S1/S2

IV. Kepala Bagian Rp. 8.000.000,00 S1

V. Kepala Seksi Rp. 7.000.000,00 S1

VI. Sekretaris Rp. 3.500.000,00 S1/D3

VII. Karyawan Biasa Rp. 1.000.000-2.000.000 SLTA/D1/D3

5.7 Kesejahteraan Sosial Karyawan

Kesejahteraan sosial yang diberikan oleh perusahaan pada para

karyawan, antara lain:

5.7.1 Gaji Pokok

Diberikan berdasarkan golongan karyawan yang bersangkutan.

5.7.2 Tunjangan

Berupa tunjangan jabatan yang diberikan berdasarkan jabatan yang

dipegang oleh karyawan dan tunjangan lembur yang diberikan

kepada karyawan yang bekerja di luar jam kerja berdasarkan jam

lembur.

Page 118: prarancangan pabrik 1,3-butadiena dari dehidrogenasi n-butana

Prarancangan Pabrik 1,3-Butadiena Dari n-Butana Dengan Proses Houdry Kapasitas Produksi 60.000 ton/tahun

Bab V Manajemen Perusahaan****

107

5.7.3 Cuti

Cuti tahunan yang diberikan kepada karyawan selama 12 hari

dalam 1 tahun. Cuti sakit diberikan kepada karyawan yang

menderita sakit berdasarkan keterangan dokter.

5.7.4 Pakaian Kerja

Diberikan kepada setiap karyawan setiap tahun sejumlah

tiga pasang.

5.7.5 Pengobatan

Bagi karyawan yang menderita sakit yang diakibatkan oleh

kecelakaan kerja ditanggung perusahaan sesuai dengan undang -

undang yang berlaku. Bagi karyawan yang menderita sakit tidak

diakibatkan oleh kecelakaan kerja diatur berdasarkan kebijakan

perusahaan.

5.7.6 Asuransi Tenaga Kerja

Asuransi tenaga kerja diberikan oleh perusahaan bila

jumlah karyawan lebih dari 10 orang atau dengan gaji karyawan

lebih besar dari Rp. 1.000.000,00 per bulan.

5.8 Manajemen Perusahaan

Manajemen produksi merupakan salah satu bagian dari manajemen

perusahaan yang fungsi utamanya adalah menyelenggarakan semua kegiatan

untuk memproses bahan baku menjadi produk dengan mengatur penggunaan

faktor - faktor produksi sedemikian rupa sehingga proses produksi berjalan

sesuai dengan yang direncanakan.

Page 119: prarancangan pabrik 1,3-butadiena dari dehidrogenasi n-butana

Prarancangan Pabrik 1,3-Butadiena Dari n-Butana Dengan Proses Houdry Kapasitas Produksi 60.000 ton/tahun

Bab V Manajemen Perusahaan****

108

Manajemen produksi meliputi manajemen perancangan dan

pengendalian produksi. Tujuan perencanaan dan pengendalian produksi

mengusahakan perolehan kualitas produk sesuai target dalam jangka waktu

tertentu. Dengan meningkatnya kegiatan produksi maka selayaknya diikuti

dengan kegiatan perencanaan dan pengendalian agar penyimpangan produksi

dapat dihindari.

Perencanaan sangat erat kaitannya dengan pengendalian dimana

perencanaan merupakan tolak ukur bagi kegiatan operasional sehingga

penyimpangan yang terjadi dapat diketahui dan selanjutnya dikembalikan

pada arah yang sesuai.

5.8.1 Perencanaan Produksi

Dalam menyusun rencana produksi secara garis besar ada direktur

keuangan dan umum. Hal yang perlu dipertimbangkan yaitu faktor

internal dan faktor eksternal. Faktor internal adalah kemampuan pabrik

sedangkan faktor eksternal adalah faktor yang menyangkut

kemampuan pasar terhadap jumlah produk yang dihasilkan.

1. Kemampuan Pabrik

Pada umumnya kemampuan pabrik ditentukan oleh beberapa

faktor, antara lain :

» Bahan Baku

Dengan pemakaian yang memenuhi kualitas dan kuantitas,

maka akan mencapai jumlah produk yang diinginkan.

Page 120: prarancangan pabrik 1,3-butadiena dari dehidrogenasi n-butana

Prarancangan Pabrik 1,3-Butadiena Dari n-Butana Dengan Proses Houdry Kapasitas Produksi 60.000 ton/tahun

Bab V Manajemen Perusahaan****

109

» Tenaga kerja

Kurang terampilnya tenaga kerja akan menimbulkan

kerugian, sehingga diperlukan pelatihan agar kemampuan kerja

sesuai dengan yang diinginkan.

» Peralatan

Dipengaruhi oleh keandalan dan kemampuan mesin yaitu

jam kerja efektif dan beban yang diterima.

2. Kemampuan Pasar

Dapat dibagi menjadi 2 kemungkinan, yaitu :

∗ Kemampuan pasar lebih besar dibandingkan kemampuan

pabrik, maka rencana produksi disusun secara maksimal.

∗ Kemampuan pasar lebih kecil dari kemampuan pabrik.

5.8.2 Pengendalian Produksi

Setelah perencanaan produksi disusun dan proses produksi

dijalankan, perlu adanya pengawasan dan pengendalian produksi

agar proses berjalan baik. Kegiatan proses produksi diharapkan

menghasilkan produk dengan mutu sesuai dengan standar dan

jumlah produk sesuai dengan rencana dalam jangka waktu sesuai

jadwal.

a. Pengendalian Kualitas

Penyimpangan kualitas terjadi karena mutu bahan baku

tidak baik, kerusakan alat, dan penyimpangan operasi. Hal - hal

tersebut dapat diketahui dari monitor atau hasil analisis

laboratorium.

Page 121: prarancangan pabrik 1,3-butadiena dari dehidrogenasi n-butana

Prarancangan Pabrik 1,3-Butadiena Dari n-Butana Dengan Proses Houdry Kapasitas Produksi 60.000 ton/tahun

Bab V Manajemen Perusahaan****

110

b. Pengendalian Kuantitas

Penyimpangan kuantitas terjadi karena kesalahan operator,

kerusakan mesin, keterlambatan bahan baku serta perbaikan

alat yang terlalu lama.

Penyimpangan perlu diketahui penyebabnya, baru dilakukan

evaluasi. Kemudian dari evaluasi tersebut diambil tindakan

seperlunya dan diadakan perencanaan kembali dengan keadaan

yang ada.

c. Pengendalian Waktu

Untuk mencapai kuantitas tertentu perlu adanya waktu

tertentu pula.

d. Pengendalian Bahan Proses

Bila ingin dicapai kapasitas produksi yang diinginkan maka

bahan proses harus mencukupi sehingga diperlukan

pengendalian bahan proses agar tidak terjadi kekurangan.

Page 122: prarancangan pabrik 1,3-butadiena dari dehidrogenasi n-butana

Prarancangan Pabrik 1,3-Butadiena Dari n-Butana Dengan Proses Houdry Kapasitas Produksi 60.000 ton/tahun

Bab VI Analisa Ekonomi ****

111

BAB VI

ANALISA EKONOMI

Pada perancangan pabrik 1,3-butadiena ini dilakukan evaluasi atau

penilaian investasi dengan maksud untuk mengetahui apakah pabrik yang

dirancang ini dapat menguntungkan atau tidak. Yang terpenting dari perancangan

ini adalah estimasi harga dari alat - alat, karena harga ini dipakai sebagai dasar

untuk estimasi analisa ekonomi, dimana analisa ekonomi dipakai untuk

mendapatkan perkiraan / estimasi tentang kelayakan investasi modal dalam suatu

kegiatan produksi suatu pabrik dengan meninjau kebutuhan modal investasi,

besarnya laba yang diperoleh, lamanya modal investasi dapat dikembalikan, dan

terjadinya titik impas. Selain itu analisa ekonomi dimaksudkan untuk mengetahui

apakah pabrik yang akan didirikan dapat menguntungkan atau tidak jika didirikan.

Untuk itu pada perancangan pabrik 1,3-butadiena ini, kelayakan investasi

modal dalam sebuah pabrik dapat diperkirakan dan dianalisa yaitu :

1. Profitability

adalah selisih antara total penjualan produk dengan total biaya produksi yang

dikeluarkan.

Profitability = Total penjualan produk - Total biaya produksi

2. Percent Profit on Sales (% POS)

adalah rasio keuntungan dengan harga penjualan produk yang digunakan

untuk mengetahui besarnya tingkat keuntungan yang diperoleh.

POS = 100% x produk jual Harga

Profit

(Donald, 1989)

Page 123: prarancangan pabrik 1,3-butadiena dari dehidrogenasi n-butana

Prarancangan Pabrik 1,3-Butadiena Dari n-Butana Dengan Proses Houdry Kapasitas Produksi 60.000 ton/tahun

Bab VI Analisa Ekonomi ****

112

3. Percent Return 0n Investment (% ROI)

adalah rasio keuntungan tahunan dengan mengukur kemampuan perusahaan

dalam mengembalikan modal investasi.

ROI membandingkan laba rata - rata terhadap Fixed Capital Investment.

Prb = F

ab

Ir P Pra =

F

aa

Ir P

Prb = % ROI sebelum pajak

Pra = % ROI setelah pajak

Pb = Keuntungan sebelum pajak

Pa = Keuntungan setelah pajak

ra = Annual production rate

IF = Fixed Capital Investment

(Aries-Newton, 1955)

4. Pay Out Time (POT)

adalah jumlah tahun yang diperlukan untuk mengembalikan Fixed Capital

Investment berdasarkan profit yang diperoleh.

D = Fab

F

I 0,1 r PI+

D = Pay Out time, tahun

Pb = Keuntungan sebelum pajak

ra = Annual production rate

IF = Fixed Capital Investment

(Aries-Newton, 1955)

Page 124: prarancangan pabrik 1,3-butadiena dari dehidrogenasi n-butana

Prarancangan Pabrik 1,3-Butadiena Dari n-Butana Dengan Proses Houdry Kapasitas Produksi 60.000 ton/tahun

Bab VI Analisa Ekonomi ****

113

5. Break Even Point (BEP)

adalah titik impas, suatu keadaan dimana besarnya kapasitas produksi dapat

menutupi biaya keseluruhan. Suatu keadaan dimana pabrik tidak mendapatkan

keuntungan namun tidak menderita kerugian.

ra = ( )aaa

aa

R 0,7 - V - S ZR 0,3 F +

ra = Annual production rate

Fa = Annual fixed expense at max production

Ra = Annual regulated expense at max production

Sa = Annual sales value at max production

Va = Annual variable expense at max production

Z = Annual max production

(Peters & Timmerhaus, 2003)

6. Shut Down Point (SDP)

adalah suatu titik dimana pabrik mengalami kerugian sebesar Fixed Cost yang

menyebabkan pabrik harus tutup.

ra = aaa

a

R 0,7 - V - S ZR 0,3

(Peters & Timmerhaus, 2003)

7. Discounted Cash Flow (DCF)

Discounted Cash Flow adalah interest rate yang diperoleh ketika seluruh modal

yang ada digunakan semuanya untuk proses produksi. DCF dari suatu pabrik

dinilai menguntungkan jika melebihi satu setengah kali bunga pinjaman bank.

DCF (i) dapat dihitung dengan metode Present Value Analysis dan Future

Value Analysis.

Page 125: prarancangan pabrik 1,3-butadiena dari dehidrogenasi n-butana

Prarancangan Pabrik 1,3-Butadiena Dari n-Butana Dengan Proses Houdry Kapasitas Produksi 60.000 ton/tahun

Bab VI Analisa Ekonomi ****

114

Present Value Analysis :

(FC + WC) =)1( i

C+

+ 2)1( iC+

+ 3)1( iC+

+ ….+ niC

)1( + + ni

WC)1( +

+ niSV

)1( +

Future Value Analysis :

(FC + WC) (1 + i)n = (WC + SV) + [ ]1...)1()1( 21 +++++ −− nn ii × C

dengan trial solution diperoleh nilai i = %

(Peters & Timmerhaus, 2003)

Untuk meninjau faktor - faktor di atas perlu dilakukan penafsiran terhadap

beberapa faktor yaitu :

1. Penafsiran modal industri (Total Capital Investment)

Capital Investment adalah banyaknya pengeluaran - pengeluaran yang

diperlukan untuk fasilitas - fasilitas produktif dan untuk menjalankannya.

Capital Investment meliputi :

• Fixed Capital Investment (Modal tetap)

adalah investasi yang digunakan untuk mendirikan fasilitas produksi dan

pembantunya.

• Working Capital (Modal Kerja)

adalah bagian yang diperlukan untuk menjalankan usaha atau modal

dalam operasi dari suatu pabrik selama waktu tertentu dalam harga lancar.

2. Penentuan biaya produksi total (Production Costs), yang terdiri dari :

a. Biaya pengeluaran (Manufacturing Costs)

Manufacturing Cost merupakan jumlah direct, indirect, dan fixed

manufacturing cost yang bersangkutan dengan produk.

Page 126: prarancangan pabrik 1,3-butadiena dari dehidrogenasi n-butana

Prarancangan Pabrik 1,3-Butadiena Dari n-Butana Dengan Proses Houdry Kapasitas Produksi 60.000 ton/tahun

Bab VI Analisa Ekonomi ****

115

• Direct Manufacturing Cost

Direct Manufacturing Cost merupakan pengeluaran yang bersangkutan

langsung dalam pembuatan produk.

• Indirect Manufacturing Cost

Indirect Manufacturing Cost adalah pengeluaran sabagai akibat tidak

langsung dan bukan langsung dari operasi pabrik.

• Fixed Manufacturing Cost

Fixed Manufacturing Cost merupakan harga yang berkenaan dengan

fixed capital dan pengeluaran yang bersangkutan dimana harganya

tetap, tidak tergantung waktu maupun tingkat produksi

b. Biaya pengeluaran Umum (General Expense)

General Expense adalah pengeluaran yang tidak berkaitan dengan

produksi tetapi berhubungan dengan operasional perusahaan secara umum

3. Total Pendapatan penjualan produk 1,3-butadiena

Yaitu keuntungan yang didapat selama satu periode produksi.

6.1 Penafsiran Harga Peralatan

Harga peralatan proses tiap alat tergantung pada kondisi ekonomi

yang sedang terjadi. Untuk mengetahui harga peralatan yang pasti setiap

tahun sangat sulit sehingga diperlukan suatu metoda atau cara untuk

memperkirakan harga suatu alat dari data peralatan serupa tahun-tahun

sebelumnya. Penentuan harga peralatan dilakukan dengan menggunakan

data indeks harga.

Page 127: prarancangan pabrik 1,3-butadiena dari dehidrogenasi n-butana

Prarancangan Pabrik 1,3-Butadiena Dari n-Butana Dengan Proses Houdry Kapasitas Produksi 60.000 ton/tahun

Bab VI Analisa Ekonomi ****

116

Tabel 6.1 Indeks Harga Alat

Cost Indeks tahun Chemical Engineering Plant Index

1991 361,3

1992 358,2

1993 359,2

1994 368,1

1995 381,1

1996 381,7

1997 386,5

1998 389,5

1999 390,6

2000 394,1

2001 394,3

2002 390,4

Sumber : Tabel 6-2 Peters & Timmerhaus, ed.5, 2003

y = 3.6077x - 6823.2

355

360

365

370

375

380

385

390

395

400

405

1990 1992 1994 1996 1998 2000 2002 2004

tahun

inde

ks

Gambar 6.1 Chemical Engineering Cost Index

Page 128: prarancangan pabrik 1,3-butadiena dari dehidrogenasi n-butana

Prarancangan Pabrik 1,3-Butadiena Dari n-Butana Dengan Proses Houdry Kapasitas Produksi 60.000 ton/tahun

Bab VI Analisa Ekonomi ****

117

Dengan asumsi kenaikan indeks linear, maka dapat diturunkan persamaan

least square sehingga didapatkan persamaan berikut:

Y = 3,6077 X - 6823,2

Tahun 2010 adalah tahun ke 20, sehingga indeks tahun 2010 adalah

428,277.

Harga alat dan yang lainnya diperkirakan pada tahun evaluasi (2010) dan

dilihat dari grafik pada referensi. Untuk mengestimasi harga alat tersebut

pada masa sekarang digunakan persamaan :

Ex = Ey . NyNx

Ex = Harga pembelian pada tahun 2010

Ey = Harga pembelian pada tahun 2002

Nx = Indeks harga pada tahun 2010

Ny = Indeks harga pada tahun 2002

(Peters & Timmerhaus, 2003)

6.2 Dasar Perhitungan

Kapasitas produksi : 60.000 ton/tahun

Satu tahun operasi : 330 hari

Pabrik didirikan : 2010

Harga bahan baku butana : US $ 0.064 / kg

Harga katalis alumina chromia : US $ 0.0447 / kg

Harga produk butadiena : US $ 0.948/kg

Page 129: prarancangan pabrik 1,3-butadiena dari dehidrogenasi n-butana

Prarancangan Pabrik 1,3-Butadiena Dari n-Butana Dengan Proses Houdry Kapasitas Produksi 60.000 ton/tahun

Bab VI Analisa Ekonomi ****

118

6.3 Penentuan Total Capital Investment (TCI)

Asumsi - asumsi dan ketentuan yang digunakan dalam analisa

ekonomi :

1. Pengoperasian pabrik dimulai tahun 2010. Proses yang dijalankan

adalah proses kontinyu

2. Kapasitas produksi adalah 60.000 ton/tahun

3. Jumlah hari kerja adalah 330 hari per tahun

4. Shut down pabrik dilaksanakan selama 30 hari dalam satu tahun untuk

perbaikan alat-alat pabrik

5. Modal kerja yang diperhitungkan selama 1 bulan

6. Umur alat - alat pabrik diperkirakan 8 tahun kecuali alat - alat tertentu

(umur pompa dan tangki adalah 5 tahun)

7. Nilai rongsokan (Salvage Value) adalah nol

8. Situasi pasar, biaya dan lain - lain diperkirakan stabil selama pabrik

beroperasi

9. Upah buruh asing US $ 20 per manhour

10. Upah buruh lokal Rp. 30.000,00 per manhour

11. Satu manhour asing = 3 manhour Indonesia

12. Kurs rupiah yang dipakai Rp. 9.500,00

Page 130: prarancangan pabrik 1,3-butadiena dari dehidrogenasi n-butana

Prarancangan Pabrik 1,3-Butadiena Dari n-Butana Dengan Proses Houdry Kapasitas Produksi 60.000 ton/tahun

Bab VI Analisa Ekonomi ****

119

6.4 Hasil Perhitungan

6.4.1 Fixed Capital Invesment (FCI)

Tabel 6.2 Fixed Capital Invesment

No Jenis US $ Rp. Total Rp. 1. Harga pembelian peralatan 3.001.943 - 28.518.459.703 2. Instalasi alat-alat 378.245 4.106.658.197 7.699.984.120 3. Pemipaan 1.470.952 4.998.235.306 18.972.280.561 4. Instrumentasi 729.472 769.998.412 7.699.984.120 5. Isolasi 337.538 337.718.602 3.544.334.211 6. Listrik 300.194 450.291.469 3.302.137.439 7. Bangunan 900.583 - 8.555.537.911 8. Tanah & Perbaikan lahan 300.194 7.336.000.000 10.187.845.970 9. Utilitas 16263182 - 154500225171

Physical Plant Cost 24.899.592 17.998.901.986 254.545.024.616

10. Engineering & Construction 4.979.918 3.599.780.397 50.909.004.923

Direct Plant Cost 29.879.510 21.598.682.383 305.454.029.539

11. Contractor’s fee 1.195.180 863.947.295 12.218.161.182 12. Contingency 4.481.927 3.239.802.357 45.818.104.431 Fixed Capital Invesment (FCI) 35.556.617 25.702.432.036 363.490.295.151

6.4.2 Working Capital Investment (WCI)

Tabel 6.3 Working Capital Investment

No. Jenis US $ Rp. Total Rp.

1. Persediaan Bahan baku 434.548 501.903 4.768.081.625

2. Persediaan Bahan dalam proses 621.689 1.641.608.133 7.547.653.641

3. Persediaan Produk 2.486.756 6.566.432.532 30.190.614.563

4. Extended Credit 9.479.718 - 90.057.319.224

5. Available Cash 2.486.756 6.566.432.532 30.190.614.563

Working Capital Investment (WCI) 15.576.822 14.774.473.197 162.754.283.617

6.4.3 Total Capital Investment (TCI)

TCI = FCI + WCI = Rp 526.244.578.768,00

Page 131: prarancangan pabrik 1,3-butadiena dari dehidrogenasi n-butana

Prarancangan Pabrik 1,3-Butadiena Dari n-Butana Dengan Proses Houdry Kapasitas Produksi 60.000 ton/tahun

Bab VI Analisa Ekonomi ****

120

6.4.4 Direct Manufacturing Cost (DMC)

Tabel 6.4 Direct Manufacturing Cost

No. Jenis US $ Rp. Total Rp.

1. Harga Bahan Baku 4.663.330 4.919.813 46738225340

2. Gaji Pegawai - 2.370.000.000 2.370.000.000

3. Supervisi - 1.200.000.000 1.200.000.000

4. Maintenance 2.133.397 1.542.145.922 21.809.417.709

5. Plant Supplies 320.010 231.321.888 3.271.412.656

6. Royalty & Patent 1.137.566 - 10.806.878.307

7. Utilitas - 68.236.430.728 68.236.430.728

Direct Manufacturing Cost 8.510.786 73.579.898.538 154.432.364.740

6.4.5 Indirect Manufacturing Cost (IMC)

Tabel 6.5 Indirect Manufacturing Cost

No. Jenis US $ Rp. Total Rp.

1. Payroll Overhead - 355.500.000 355.500.000

2. Laboratory - 355.500.000 355.500.000

3. Plant Overhead - 1.422.000.000 1.422.000.000

4. Packaging & Shipping 17.063.492 - 162.103.174.603

Indirect Manufacturing Cost 17.063.492 2.133.000.000 164.236.174.603

6.4.6 Fixed Manufacturing Cost (FMC)

Tabel 6.6 Fixed Manufacturing Cost

No. Jenis US $ Rp. Total Rp.

1. Depresiasi 3.200.096 2.313.218.883 32.714.126.564

2. Property Tax 711.132 514.048.641 7.269.805.903

3. Asuransi 355.566 257.024.320 3.634.902.952

Fixed Manufacturing Cost 4.266.794 3.084.291.844 43.618.835.418

Page 132: prarancangan pabrik 1,3-butadiena dari dehidrogenasi n-butana

Prarancangan Pabrik 1,3-Butadiena Dari n-Butana Dengan Proses Houdry Kapasitas Produksi 60.000 ton/tahun

Bab VI Analisa Ekonomi ****

121

6.4.7 Total Manufacturing Cost (TMC)

TMC = DMC + IMC + FMC

= Rp. 362.287.374.761,00

6.4.8 General Expense (GE)

Tabel 6.7 General Expense

No. Jenis US $ Rp. Total Rp.

1. Administrasi - 2.061.400.000 2.061.400.000

2. Sales 4.476.161 11.819.578.557 54.343.106.214

3. Research 1.044.438 2.757.901.663 12.680.058.117

4. Finance 2.446.598 2.120.008.121 25.362.685.740

General Expense (GE) 7.967.196 18.758.888.341 94.447.250.071

6.4.9 Total Production Cost (TPC)

TPC = TMC + GE = Rp. 456.734.624.833,00

6.4.10 Analisa Kelayakan

Tabel 6.8 Analisa Kelayakan

No. Keterangan Perhitungan Batasan

1. Percent Return On Investment (% ROI)

ROI sebelum pajak 36,23 % min.16 %

ROI setelah pajak 30,79 %

2. Pay Out Time (POT), tahun

POT sebelum pajak 2,21 max 4 tahun

POT setelah pajak 2,51

3. Break Even Point (BEP) 48,87 % 40 - 60 %

4. Shut Down Point (SDP) 22,61 %

5. Discounted Cash Flow (DCF) 25,46 %

Page 133: prarancangan pabrik 1,3-butadiena dari dehidrogenasi n-butana

Prarancangan Pabrik 1,3-Butadiena Dari n-Butana Dengan Proses Houdry Kapasitas Produksi 60.000 ton/tahun

Bab VI Analisa Ekonomi ****

122

KESIMPULAN

Dari analisa ekonomi yang dilakukan dapat dihitung :

1. Percent Return On Investment (ROI) sebelum pajak sebesar 36,23 %

2. Pay Out Time (POT) sebelum pajak selama 2,21 tahun

3. Break Event Point (BEP) sebesar 48,87 %

4. Shut Down Point (SDP) sebesar 22,61 %

5. Discounted Cash Flow (DCF) sebesar 25,46 %

Jadi, pabrik 1,3-butadiena dari butana dengan kapasitas 60.000 ton / tahun

layak untuk didirikan.

Page 134: prarancangan pabrik 1,3-butadiena dari dehidrogenasi n-butana

Prarancangan Pabrik 1,3-Butadiena Dari n-Butana Dengan Proses Houdry Kapasitas Produksi 60.000 ton/tahun

Bab VI Analisa Ekonomi ****

123

Grafik hasil analisa ekonomi dapat digambarkan sebagai berikut :

Gambar 6.2 Grafik Analisa Kelayakan

0

50

100

150

200

250

300

350

400

450

500

550

600

650

700

0.0 0.1 0.2 0.3 0.4 0.5 0.6 0.7 0.8 0.9 1.0

kapasitas

nila

i x R

p 1.

000.

000.

000

BEP SDP

Sa

Fa

Ra

Va

Sales

Regulated Cost

Fixed Cost

Variable cost

Page 135: prarancangan pabrik 1,3-butadiena dari dehidrogenasi n-butana

Prarancangan Pabrik 1,3-Butadiena Dari n-Butana Dengan Proses Houdry Kapasitas Produksi 60.000 ton/tahun

Lampiran A Data Sifat Fisis Bahan ****

LAMPIRAN A

DATA SIFAT FISIS BAHAN

1. Critical properties

Komponen BM (g/gmol) Tf (K) Tb (K) Tc (K) Pc (bar) Zc

nC4H10 58,123 134,86 272,65 425,18 37,97 0,274

iC4H10 58,123 113,54 261,43 408,14 35,48 0,282

C4H8 56,107 87,80 266,90 419,59 40,20 0,276

C4H6 54,092 164,25 268,74 425,37 43.30 0,270

H2 2,0155 13,95 20,39 33,18 13,13 0,305

C3H7NO 73,095 212,72 426,15 647 44,2 0,219

H2O 18.02 273,15 373,15 647,13 220,55 0,229

2. Heat capacity of gas

Cp = A+ BT + CT2 + DT3 + ET4 ( cp = J/mol.K dan T=K)

Komponen A B C D E

nC4H10 20,056 0,2815 -1,314E-05 -9,457E-08 3,415E-11

iC4H10 6,772 0,3145 -1,027E-04 -3,685E-08 2,043E-11

C4H8 24,915 0,2065 5,983E-05 -1,417E-07 4,705E-11

C4H6 18,835 0,2047 6,249E-05 -1,715E-07 6,086E-11

H2 25,399 0,020178 -3,8549E-05 3,188E-08 -8,759E-12

C3H7NO 29,31 0,20837 1,0912E-04 -2,150E-07 7,218E-11

H2O 33,933 -0,008419 2,9906E-05 -1,783E-08 3,693E-12

Page 136: prarancangan pabrik 1,3-butadiena dari dehidrogenasi n-butana

Prarancangan Pabrik 1,3-Butadiena Dari n-Butana Dengan Proses Houdry Kapasitas Produksi 60.000 ton/tahun

Lampiran A Data Sifat Fisis Bahan ****

3. Heat capacity of liquid

cp = A+ BT + CT2 + DT3 ( cp = J/mol.K dan T = K)

Komponen A B C D

nC4H10 62,873 0,5891 -2,359E-03 4,226E-06

iC4H10 71,791 0,4847 -2,052E-03 4,063E-06

C4H8 74,597 0,3343 -1,391E-03 3,024E-06

C4H6 34,680 0,7321 -2,843E-03 4,604E-06

H2 50,607 -6,1136 3,093E-01 -4,148E-03

C3H7NO 63,727 0,60708 -1,6163E-03 1,856E-06

H2O 92,053 -0,039953 -2,1103E-04 5,347E-07

4. Entalphy of vaporization

Hvap = A(1-(T/Tc))n (Hvap =KJ/mol.K dan T = K)

komponen A Tc n

nC4H10 33,020 425,18 0,377

iC4H10 31,954 408,14 0,392

C4H8 33,39 419,59 0,393

C4H6 35,17 425,37 0,448

H2 0,659 33,18 0,380

C3H7NO 59,355 647 0,381

H2O 52,053 647,13 0,321

5. Vapor Pressure

Log P = A + B/T + C Log T + DT + ET2 ( P=mmHg dan T=K)

komponen A B C D E

nC4H10 27,044 -1905 -7,1805 -6,685E-11 4,219E-06

iC4H10 31,254 -1953,2 -8,8060 8,9246E-11 5,7501E-06

C4H8 27,3116 -1923,5 -7,2064 7,4852E-12 3,6481E-06

C4H6 30,0572 -1989,5 -8,2922 2,5664E-10 5,1334E-06

H2 3,4132 -4,1316 1,0947 -6,689E-10 1,4589E-04

C3H7NO -47,9857 -2385 2,88 -5,859E-02 3,1386E-05

H2O 29,8605 -3152,2 -7,3037 2,425E-09 1,8090E-06

Page 137: prarancangan pabrik 1,3-butadiena dari dehidrogenasi n-butana

Prarancangan Pabrik 1,3-Butadiena Dari n-Butana Dengan Proses Houdry Kapasitas Produksi 60.000 ton/tahun

Lampiran A Data Sifat Fisis Bahan ****

6. Density of liquid

ρ = A.B -(1-(T/Tc))^n (ρ=g/ml dan T=K)

Komponen A B n Tc

nC4H10 0,2283 0,2724 0,2863 425,18

iC4H10 0,2228 0,2729 0,2730 408,14

C4H8 0,2322 0,2663 0,2853 419,59

C4H6 0,2460 0,2723 0,2907 425,37

H2 0,0313 0,3473 0,02756 33,18

C3H7NO 0,2738 0,2301 0,2763 647

H2O 0,3471 0,2740 0,2857 647,13

7. Surface tension

σ = A ( 1- (T/Tc))n (σ =dyne/cm dan T=K)

Komponen A Tc n

nC4H10 52,660 425,18 1,2330

iC4H10 52,165 408,14 1,2723

C4H8 56 419,59 1,2341

C4H6 47,682 425,37 1,0507

H2 5,336 33,18 1,0622

C3H7NO 67,1 647 1,08

H2O 132,674 647,13 0,955

8. Entrophy formation of gas

Komponen S 298 K (J/mol.K) Sf 298 K (J/mol.K)

nC4H10 309,91 -365,588

iC4H10 295,39 -381,150

C4H8 307,83 -239,577

C4H6 278,74 -135,871

H2 130,57 0

C3H7NO 326,03 -346,436

H2O 188,72 -44,72

Page 138: prarancangan pabrik 1,3-butadiena dari dehidrogenasi n-butana

Prarancangan Pabrik 1,3-Butadiena Dari n-Butana Dengan Proses Houdry Kapasitas Produksi 60.000 ton/tahun

Lampiran A Data Sifat Fisis Bahan ****

9. Entalphy of formation

Hf = A + BT + CT2

Komponen A B C Hf 298 K

nC4H10 -98,186 -1,097E-01 5,2254E-05 -126,15

iC4H10 -106,746 -1,093E-01 5,2693E-05 -134,52

C4H8 21,822 -8,546E-02 3,8902E-05 -0,13

C4H6 123,286 -5,123E-02 2,3192E-05 110,16

H2 0 0 0 0

C3H7NO -170,316 -8,591E-02 4,6677E-05 -191,7

H2O 0 0 0 -241.8

10. Gibbs formation

∆Gf = A + BT + CT2 (Gf =KJ/mol dan T=K)

Komponen A B C Gf 298 K

nC4H10 -128,375 0,36047 3,8258E-05 -17,15

iC4H10 -136,801 0,37641 3,7497E-05 -20,88

C4H8 -1,692 -0,2344 3,1582E-05 -71,30

C4H6 -109,172 -0,13296 1,9003E-05 -150,67

H2 0 0 0 0

C3H7NO -193,997 0,346 2,405E-05 -88,41

H2O 0 0 0 -228.6

11. Viscosity of gas

µgas = A + BT + CT2 (µ gas = micropise dan T=K)

Komponen A B C

nC4H10 -4,946 0,29001 -6,9665E-05

iC4H10 -4,731 0,2131 -8,0995E-05

C4H8 -9,143 0,31562 -8,4164E-05

C4H6 10,256 0,26833 -4,1148E-05

H2 27,758 0,212 -3,28E-05

C3H7NO -17,828 0,27374 -3,5679E-05

H2O -36,826 0,429 -1,62E-05

Page 139: prarancangan pabrik 1,3-butadiena dari dehidrogenasi n-butana

Prarancangan Pabrik 1,3-Butadiena Dari n-Butana Dengan Proses Houdry Kapasitas Produksi 60.000 ton/tahun

Lampiran A Data Sifat Fisis Bahan ****

12. Viscosity of liquid

Log µ = A + B/T + CT + DT2 (µ liquid=centipoise dan T=K)

Komponen A B C D

nC4H10 -6,859 673,93 0,021973 -3,0686E-05

iC4H10 -13,4207 1313,1 0,044329 -5,5793E-05

C4H8 -4,9218 495,03 0,01439 -2,0853E-05

C4H6 0,3772 7,9658 -0,005889 2,9221E-06

H2 -7,0154 4,0791 0,23714 -4,0830E-03

C3H7NO -5,3292 895,47 0,010559 -1,0088E-05

H2O -10,2158 1792,5 0,01773 -1,263E-05

13. Thermal conductivity of gas

k gas = A + BT + CT2 (kgas =W/m.K dan T=K)

Komponen A B C

nC4H10 -0,00182 1,9396E-05 1,3818E-07

iC4H10 -0,00115 1,4943E-05 1,4921E-07

C4H8 -0,00293 3,0205E-05 1,0192E-07

C4H6 -0,00085 7,1537E-06 1,6202E-07

H2 0,03951 4,5918E-04 -6,4933E-08

C3H7NO -0,00906 5,4289E-05 1,9961E-08

H2O 0,00053 4,709E-05 4,9551E-08

14. Thermal conductivity of liquid

Log k liquid = A + B ( 1-(T/C))2/7 (k=W/m.K dan T=K)

Komponen A B C

nC4H10 -1,8929 1,2885 425,18

iC4H10 -1,6862 0,9802 408,14

C4H8 -1,6512 0,9899 425,37

C4H6 -1,6539 0,9786 419,59

H2 -0,1433 0,023627 -5,148E-04

C3H7NO -1,4326 0,8321 647

H2O -0,2758 0,004612 -5,53

Page 140: prarancangan pabrik 1,3-butadiena dari dehidrogenasi n-butana

Prarancangan Pabrik 1,3-Butadiena Dari n-Butana Dengan Proses Houdry Kapasitas Produksi 60.000 ton/tahun

Lampiran A Data Sifat Fisis Bahan ****

Page 141: prarancangan pabrik 1,3-butadiena dari dehidrogenasi n-butana

Prarancangan Pabrik 1,3-Butadiena Dari n-Butana Dengan Proses Houdry Kapasitas Produksi 60.000 ton/tahun

Lampiran B Neraca Massa ****

LAMPIRAN B

PERHITUNGAN NERACA MASSA

Satuan : kg/jam

Basis : 1 jam operasi

Data bahan

Komponen Rumus BM (kg/kmol)

n-Butana C4H10 58,123

i-Butana C4H10 58,123

Butena C4H8 56,107

Butadiena C4H6 54,092

Hidrogen H2 2,0155

Dimetilformamid C3H7NO 73,095

Air H2O 18,015

1. Kapasitas Produksi

Kapasitas produksi = 60.000 ton/tahun

Jumlah hari kerja dalam satu tahun = 330 hari

Jumlah jam kerja dalam satu hari = 24 jam

Maka produksi dalam satu jam = jam

harixhari

tahunxtonkgx

tahunton

24330100060000

= 7575,7576 kg/jam

2. Spesifikasi Produk

1,3-Butadiena 99,5 % = 0,995 × 7575,7576 kg/jam

= 7537,8788 kg/jam

= 139,3529 kmol/jam

Page 142: prarancangan pabrik 1,3-butadiena dari dehidrogenasi n-butana

Prarancangan Pabrik 1,3-Butadiena Dari n-Butana Dengan Proses Houdry Kapasitas Produksi 60.000 ton/tahun

Lampiran B Neraca Massa ****

3. Neraca Massa di Tee 01

Arus 13

Arus 1 Arus 2

Kemurnian nC4H10 98 % berat

iC4H10 2% berat

nC4H10 arus 1 = 146,256 kmol/jam

= 8500,824 kg/jam

iC4H10 arus 1 = 982 x nC4H10 arus 1

= 2,985 kmol/jam

= 173,486 kg/jam

nC4H10 arus 13 = 6,779 kmol/jam

= 393,991 kg/jam

iC4H10 arus 13 = 8,954 kmol/jam

= 520,439 kg/jam

C4H8 arus 13 = 11,217 kmol/jam

= 629,352 kg/jam

C4H6 arus 13 = 0,209 kmol/jam

= 11,324 kg/jam

nC4H10 arus 2 = nC4H10 arus 1 + nC4H10 arus 13

= 8894,815 kg/jam

iC4H10 arus 2 = iC4H10 arus 1 + iC4H10 arus 13

= 693,945 kg/jam

C4H8 arus 2 = C4H8 arus 13

= 629,352 kg/jam

C4H6 arus 2 = C4H6 arus 13

= 11,324 kg/jam

Page 143: prarancangan pabrik 1,3-butadiena dari dehidrogenasi n-butana

Prarancangan Pabrik 1,3-Butadiena Dari n-Butana Dengan Proses Houdry Kapasitas Produksi 60.000 ton/tahun

Lampiran B Neraca Massa ****

Rekap Neraca Massa di Tee 01

input output

Komponen arus 1 arus 13 arus 2

nC4H10 8500,824 393,991 8894,815

iC4H10 173,486 520,439 693,945

C4H8 - 629,352 629,352

C4H6 - 11,324 11,324

8674,310 1555,125 10229,435

Total 10229,435 10229,435

4. Neraca massa di Reaktor 01

Arus 2 Arus 3

Reaksi :

nC4H10 C4H8 + H2 ……………….(1)

C4H8 C4H6 + H2 ……………….(2)

Konversi reaksi 1 = 94 %

Konversi reaksi 2 = 90 %

C4H6 recycle(arus 13) = 0,209 kmol/jam

C4H6 yang dibutuhkan = 139,77183 kmol/jam

C4H6 hasil reaksi 2 = (139,77183 - 0,209) kmol/jam

= 139,562 kmol/jam

C4H8 terkonversi = 90

100 x mol butadiena hasil reaksi

= 90

100 x 139,562 kmol/jam

= 155,069 kmol /jam

Reaktor

R-01

Page 144: prarancangan pabrik 1,3-butadiena dari dehidrogenasi n-butana

Prarancangan Pabrik 1,3-Butadiena Dari n-Butana Dengan Proses Houdry Kapasitas Produksi 60.000 ton/tahun

Lampiran B Neraca Massa ****

C4H8 recycle (arus 13) = 11,217 kmol/jam

C4H8 hasil reaksi 1 = C4H8 terkonversi C4H6 - C4H8 recycle

= (155,069 - 11,217) kmol/jam

= 143,852 kmol/jam

nC4H10 terkonversi = 94

100 x mol butena hasil reaksi 1

= 94

100 x 143,852 kmol/jam

= 153,034 kmol/jam

nC4H10 umpan reaktor = 153,034 kmol = 8894,815 kg

Reaksi 1 nC4H10 C4H8 + H2

Mula 153,034 11,217 -

Reaksi 143,852 143,852 143,852 _________________________________________________________

Sisa 9,182 155,069 143,852

Reaksi 2 C4H8 C4H6 + H2

Mula 155,069 0,209 143,852

Reaksi 139,562 139,562 139,562 _________________________________________________________

Sisa 9,182 139,771 283,414

Rekap Neraca Massa di Reaktor

input output

Komponen arus 3 arus 4

nC4H10 8894,815 533,689

iC4H10 693,945 693,945

C4H8 629,352 870,036

C4H6 11,324 7560,538

H2 - 571,223

Total 10229,435 10229,435

Page 145: prarancangan pabrik 1,3-butadiena dari dehidrogenasi n-butana

Prarancangan Pabrik 1,3-Butadiena Dari n-Butana Dengan Proses Houdry Kapasitas Produksi 60.000 ton/tahun

Lampiran B Neraca Massa ****

5. Neraca Massa di Separator

Arus 5

Arus 4

Arus 6

nC4H10 arus 5 = 0,1 % arus 4

= 100

1,0 x 533,689 kg/jam

= 0,534 kg/jam

iC4H10 arus 5 = 0,1 % arus 4

= 100

1,0 x 693,945 kg/jam

= 0,694 kg/jam

C4H8 arus 5 = 0,1 % arus 4

= 100

1,0 x 870,036 kg/jam

= 0,8700 kg/jam

C4H6 arus 5 = 0,1 % arus 4

= 100

1,0 x 7560,538 kg/jam

= 7,561 kg/jam

H2 arus 5 = H2 arus 4

= 571,223 kg/jam

SP-01

Page 146: prarancangan pabrik 1,3-butadiena dari dehidrogenasi n-butana

Prarancangan Pabrik 1,3-Butadiena Dari n-Butana Dengan Proses Houdry Kapasitas Produksi 60.000 ton/tahun

Lampiran B Neraca Massa ****

Rekap Neraca Massa di Separator

input output

komponen arus 4 arus 5 arus 6

nC4H10 533,689 0,534 533,155

iC4H10 693,945 0,694 693,251

C4H8 870,036 0,870 869,166

C4H6 7560,538 7,561 7552,977

H2 571,223 571,223 -

10229,435 580,881 9648,549

Total 10229,435

6. Neraca Massa di Tee 02

Arus 10

Arus 11 Arus 12

C3H7NO arus 11 = C3H7NO arus 9

= 0,005 kg/jam

H2O arus 11 = H2O arus 9

= 0,01 kg/jam

C3H7NO arus 10 = 77034,011 kg/jam

H2O arus 10 = 154,367 kg/jam

C3H7NO arus 12 = C3H7NO arus 11 + C3H7NO arus 10

= 77034,021 kg/jam

H2O arus 12 = H2O arus 11 + H2O arus 10

= 154,372 kg/jam

Page 147: prarancangan pabrik 1,3-butadiena dari dehidrogenasi n-butana

Prarancangan Pabrik 1,3-Butadiena Dari n-Butana Dengan Proses Houdry Kapasitas Produksi 60.000 ton/tahun

Lampiran B Neraca Massa ****

Rekap Neraca Massa di Tee 01

input output

Komponen arus 11 arus 10 arus 12

C4H6 - 7,545 7,545

H2O 0,005 154,367 154,372

C3H7NO 0,01 77034,011 77034,021

0,015 77195,916 77195,931

Total 77195,931 77195,931

7. Neraca Massa di Menara Distilasi 01

Arus 7

Arus 12

Arus 6

Arus 8

Light Key Component (LK) adalah 96,5 % butena

Heavy Key Component (HK) adalah 99,8% butadiena

Solven yang ditambahkan = C3H7NO 99,5 % berat

Hasil atas menara distilasi 1 :

nC4H10 arus 7 = (nC4H10 arus 6 + nC4H10 arus 12) – nC4H10 arus 9

= (533,155 – 7,834) kg/jam

= 525,322 kg/jam

iC4H10 arus 7 = iC4H10 arus 6

= 693,251 kg/jam

C4H8 arus 7 = 96,54 % (C4H8 arus 6 + C4H8 arus 12)

D-01

Page 148: prarancangan pabrik 1,3-butadiena dari dehidrogenasi n-butana

Prarancangan Pabrik 1,3-Butadiena Dari n-Butana Dengan Proses Houdry Kapasitas Produksi 60.000 ton/tahun

Lampiran B Neraca Massa ****

= 100

54,96 x 869,166 kg/jam

= 839,136 kg/jam

C4H6 arus 7 = 0,2 % (C4H6 arus 6 + C4H6 arus 12)

=100

2,0 x 7560,520 kg/jam

= 15,098 kg/jam

Hasil bawah menara distilasi 1 :

nC4H10 arus 8 = (nC4H10 arus 6 + nC4H10 arus 12) – nC4H10 arus 7

= (533,155 – 525,322) kg/jam

= 7,834 kg/jam

C4H8 arus 8 = (C4H8 arus 6 + C4H8 arus 12) – C4H8 arus 7

= (869,166 – 839,136) kg/jam

= 30,303 kg/jam

C4H6 arus 8 = (C4H6 arus 6 + C4H6 arus 12) – C4H6 arus 7

= 7560,523 - 15,098 kg/jam

= 7545,424 kg/jam

H2O arus 8 = H2O arus 6 + H2O arus 12

= 154,377 kg/jam

C3H7NO arus 8 = C3H7NO arus 6 + C3H7NO arus 12

= 77034,0159 kg/jam

Page 149: prarancangan pabrik 1,3-butadiena dari dehidrogenasi n-butana

Prarancangan Pabrik 1,3-Butadiena Dari n-Butana Dengan Proses Houdry Kapasitas Produksi 60.000 ton/tahun

Lampiran B Neraca Massa ****

Rekap Neraca Massa di Menara distilasi 1

input output

komponen arus 6 Arus 12 arus 7 arus 8

nC4H10 533,155 _ 525,322 7,834

iC4H10 693,251 _ 693,251 _

C4H8 869,166 _ 839,136 30,030

C4H6 7552,977 7,545 15,098 7545,424

H2O _ 154,377 _ 154,377

C3H7NO _ 77034,0159 _ 77034,0159

9648,549 77295,938 2072,807 84771,681

Total 86844,488 86844,488

8. Neraca Massa di Menara Distilasi 02

Arus 9

Arus 8

Arus 10

Light Key Component (LK) adalah 99,9 % butadiena

Heavy Key Component (HK) adalah 99,99% air

Hasil atas menara distilasi 1 :

nC4H10 arus 9 = nC4H10 arus 8

= 7,834 kg/jam

C4H8 arus 9 = C4H8 arus 8

= 30,030 kg/jam

D-01

Page 150: prarancangan pabrik 1,3-butadiena dari dehidrogenasi n-butana

Prarancangan Pabrik 1,3-Butadiena Dari n-Butana Dengan Proses Houdry Kapasitas Produksi 60.000 ton/tahun

Lampiran B Neraca Massa ****

C4H6 arus 9 = 99,9 % arus 8

=100

9,99 x 7545,424kg/jam

= 7537,879 kg/jam

H2O arus 9 = 0,001 % arus 8

= 100001,0 x 154,377 kg/jam

= 0,01 kg/jam

C3H7NO arus 9 = 0,005 kg/jam

Hasil bawah menara distilasi 2 :

C4H6 arus 10 = C4H6 arus 8 – C4H6 arus 9

= (7545,424 -7537,879) kg/jam

= 7,545 kg/jam

H2O arus 11 = C4H6 arus 8 – C4H6 arus 9

= (154,377 – 0,01) kg/jam

= 154,367 kg/jam

C3H7NO arus 11 = C3H7NO arus 8 – C3H7NO arus 9

= (77034,0159 – 0,005) kg/jam

= 77034,011 kg/jam

Rekap Neraca Massa di Menara distilasi 2

input output

komponen arus 8 arus 9 arus 10

nC4H10 7,834 7,834 -

C4H8 30,030 30,030 -

C4H6 7545,424 7537,879 7,545

H2O 154,377 0,01 154,367

C3H7NO 77034,016 0,005 77034,011

84771,681 7575,576 77195,916

Total 84771,681 84771,673

Page 151: prarancangan pabrik 1,3-butadiena dari dehidrogenasi n-butana

Prarancangan Pabrik 1,3-Butadiena Dari n-Butana Dengan Proses Houdry Kapasitas Produksi 60.000 ton/tahun

Lampiran B Neraca Massa ****

Page 152: prarancangan pabrik 1,3-butadiena dari dehidrogenasi n-butana

Prarancangan Pabrik 1,3-Butadiena Dari n-Butana Dengan Proses Houdry Kapasitas Produksi 60.000 ton/tahun

Lampiran C Neraca Panas ****

LAMPIRAN C

PERHITUNGAN NERACA PANAS

Satuan = KJoule

T referensi = 25oC = 298,15 K

Basis = 1 jam operasi

1. Neraca panas Tee 01

Panas masuk

Umpan dari T-01

T masuk =-0,89oC = 272,86 K

komponen kg n (kmol) ∫ Cp dT Q

nC4H10 8500,824 146,256 -2519,313 -368464,068

iC4H10 173,486 2,985 -2461,613 -7347,451

Total 8674,310 149,241 -375811,519

Panas masuk dari T-01 = -375811,519 KJ/jam

Recycle menara distilasi D-01

T masuk = -7,075oC = 266,075 K

komponen kg n (kmol) ∫ Cp dT Q

nC4H10 393,991 6,779 -3.095,878 -20.985,648

iC4H10 520,459 8,954 -3.022,184 -27.061,953

C4H8 629,352 11,217 -2.727,715 -30.596,757

C4H6 11,324 0,209 -2.504,931 -524,391

Total 1555,125 -79.168,748

Panas masuk dari recycle D-01 = -79.168,748 KJ/jam

Total panas masuk Tee 01 = -454.980,268 KJ/jam

Page 153: prarancangan pabrik 1,3-butadiena dari dehidrogenasi n-butana

Prarancangan Pabrik 1,3-Butadiena Dari n-Butana Dengan Proses Houdry Kapasitas Produksi 60.000 ton/tahun

Lampiran C Neraca Panas ****

Panas keluar

T keluar = -1,788oC = 271,362 K

komponen kg n (kmol) ∫ Cp dT Q

nC4H10 8894,815 153,034 -2.603,654 -398.448,543

iC4H10 693,945 11,939 -2.543,687 -30.369,701

C4H8 629,352 11,217 -2.293,042 -25.721,031

C4H6 11,324 0,209 -2.106,553 -440,993

Total 10229,435 -454.980,268

Total panas keluar Tee 01 = -454.980,268 KJ/jam

2. Neraca panas reaktor 01

Panas masuk

Umpan dari output furnace

T masuk = 600oC = 873,15 K

komponen kg n (kmol) ∫ Cp dT Q

nC4H10 8894,815 153,034 121.461,146 18.587.726,481

iC4H10 693,945 11,939 93.782,394 1.119.691,087

C4H8 629,352 11,217 81.053,960 909.181,539

C4H6 11,324 0,209 74.655,244 15.628,580

H2 - - 0 0

Total 10229,435 20.632.227,682

Panas masuk dari furnace = 20.632.227,682 KJ/jam

Page 154: prarancangan pabrik 1,3-butadiena dari dehidrogenasi n-butana

Prarancangan Pabrik 1,3-Butadiena Dari n-Butana Dengan Proses Houdry Kapasitas Produksi 60.000 ton/tahun

Lampiran C Neraca Panas ****

Panas reaksi

Produk

komponen kmol Hf 298.15 K Hf 298,15K (KJ)

nC4H10 9,182 -126.259,944 -1.159.326,443

iC4H10 11,939 -134.646,752 -1.607.580,714

C4H8 15,507 199,171 -3.088,486

C4H6 134,771 110.074,883 15.385.367,990

H2 281,415 0 0

total 12.615.372,35

Reaktan

komponen kmol Hf 298.15 K Hf 298.15 K Hf 298,15K (KJ)

nC4H10 153,034 -126,2599 -126.259,944 -19.322.107,39

iC4H10 11,939 -134,647 -134.646,752 -1.607.580,714

C4H8 11,217 -0,199 -199,171 -2.234,097

C4H6 0,209 110,075 110.074,883 23.043,446

H2 - - - -

total -20.908.878,76

Hf 298,15 K produk = 12.615.372,35 KJ/jam

Hf 298,15 K reaktan = -20.908.878,76 KJ/jam

Hf 298,15 K = Hf 298,15 K produk – Hf 298,15 K reaktan

= 33.524.251,104 KJ/jam

Total panas masuk reaktor 01 = panas masuk dari furnace + panas reaksi

= (20.632.227,682 + 33.524.251,104) KJ/jam

= 54.156.478,786 KJ/jam

Page 155: prarancangan pabrik 1,3-butadiena dari dehidrogenasi n-butana

Prarancangan Pabrik 1,3-Butadiena Dari n-Butana Dengan Proses Houdry Kapasitas Produksi 60.000 ton/tahun

Lampiran C Neraca Panas ****

Panas keluar reaktor 01

T keluar = 551,765oC = 824,915 K

komponen kg n (kmol) ∫ Cp dT Q

nC4H10 533,689 9,182 83.328,640 765.128,611

iC4H10 693,945 11,939 83.619,574 998.354,674

C4H8 870,036 15,507 72.319,478 1.121.438,048

C4H6 7560,538 139,771 66.727,749 9.326.659,750

H2 571,222 283,415 15.437,982 4.375.352,104

Total 10229,435 16.586.933,187

Total panas produk = 16.586.933,187 KJ/jam

Panas yang disuplai pemanas = total panas masuk – total panas produk

= (54.156.478,786 - 16.586.933,187) KJ/jam

= 37.569.545,599 KJ/jam

Total panas keluar reaktor 01 = panas disuplai pemanas + panas produk

= 37.569.545,599 + 16.586.933,187 KJ/jam

= 54.156.478,786 KJ/jam

3. Neraca panas menara distilasi 01

Panas yang dibawa umpan (hF)

T umpan = 11 oC = 284,15 K

komponen n (kmol) ∫ Cp dT Q

iC4H10 11,927 -1.950,081 -23.259,211

nC4H10 9,173 -1.942,640 -17.819,597

C4H8 15,491 -1.801,094 -27.901,130

C4H6 139,771 -1.686,845 -235.772,923

H2O 8,569 -1.060,255 -9.085,709

Page 156: prarancangan pabrik 1,3-butadiena dari dehidrogenasi n-butana

Prarancangan Pabrik 1,3-Butadiena Dari n-Butana Dengan Proses Houdry Kapasitas Produksi 60.000 ton/tahun

Lampiran C Neraca Panas ****

C3H7NO 1053,889 -2.089,836 -2.202.455,628

Total 1238,821 -2.516.294,199

Panas yang dibawa umpan = -2.516.294,199 KJ/jam

Panas hasil atas (hD)

T top = 50 oC = 323,15 K

komponen n (kmol) ∫ Cp dT Q

iC4H10 11,927 3.653,556 43.577,078

nC4H10 9,173 3.622,528 32.740,774

C4H8 14,956 3.370,236 50.405,211

C4H6 0,279 3.143,809 877,514

H2O 0 0

C3H7NO 0 0

Total 1238,821 127.600,578

Panas yang dibawa hasil atas = 127.600,578 KJ/jam

Panas hasil bawah (hB)

T bottom = 173,4oC = 446,55 K

komponen n (kmol) ∫ Cp dT Q

iC4H10 0 27.027,547 0

nC4H10 0,135 26.368,231 3.553,811

C4H8 0,535 24.625,7163 13.180,356

C4H6 139,492 23.005,090 3.209.035,828

H2O 8,569 11.312,559 96.941,377

C3H7NO 1053,889 24.090,568 25.388.784,77

Total 1202,621 28.711.499,450

Panas yang dibawa hasil atas = 28.711.499,450KJ/jam

Page 157: prarancangan pabrik 1,3-butadiena dari dehidrogenasi n-butana

Prarancangan Pabrik 1,3-Butadiena Dari n-Butana Dengan Proses Houdry Kapasitas Produksi 60.000 ton/tahun

Lampiran C Neraca Panas ****

Panas Refluk (ho)

T top = 50oC = 323,15 K

komponen n (kmol) ∫ Cp dT Q

iC4H10 53,673 3.653,556 196.096,852

nC4H10 40,671 3.622,528 147.333,483

C4H8 67,302 3.370,236 226.823,451

C4H6 1,256 3.143,809 3.948,814

H2O 0 0 0

C3H7NO 0 0 0

Total 574.202,600

Panas yang dibawa hasil atas = 574.202,600 KJ/jam

Panas Vapour (Hi)

T top = 50oC = 323,15 K

komponen n (kmol) ∫ Cp dT Q

iC4H10 0 0 0

nC4H10 49,710 2.591,009 128.797,945

C4H8 82,258 2.273,694 187.029,357

C4H6 1,535 2.095,496 3.216,974

H2O 0 0 0

C3H7NO 0 0 0

Total 133,503 319.044,276

Panas yang dibawa vapour = 319.044,276 KJ/jam

Panas penguapan (λ)

T top = 50oC = 323,15 K

komponen n (kmol) Hvap Q

iC4H10 0 0 0

nC4H10 49,710 19.280,877 958.443,932

Page 158: prarancangan pabrik 1,3-butadiena dari dehidrogenasi n-butana

Prarancangan Pabrik 1,3-Butadiena Dari n-Butana Dengan Proses Houdry Kapasitas Produksi 60.000 ton/tahun

Lampiran C Neraca Panas ****

C4H8 82,258 18.736,725 1.541.244,309

C4H6 1,535 18.569,233 28.507,201

H2O 0 0 0

C3H7NO 0 0 0

Total 133,503 2.528.195,442

Panas penguapan = 2.528.195,442 KJ/jam

Total panas yang dibawa vapour (Hv) = panas vapour + panas penguapan

= 319.044,276 + 2.528.195,442

= 2.847.239,718 KJ/jam

Menghitung beban kondenser (Qc)

Qc = Vi.Hv- (Lo.hD + D.hD) = 2.145.436,540 Kj/jam

Menghitung beban reboiler (Qr)

F.hF - Qc + Qr = D.hD + B.hB

Qr = D.hD + B.hB + Qc – F.hF

= 33.500.830,767 KJ/jam

4. Neraca panas menara distilasi 02

Panas yang dibawa umpan (hF)

T feed = 173oC = 446,15 K

komponen n (kmol) ∫ Cp dT Q

nC4H10 0,135 26.275,566 3.541,322

C4H8 0,535 24.539,499 13.134,211

C4H6 139,492 22.923,301 3.197.626,856

H2O 8,569 11.280,669 96.668,096

C3H7NO 1053,889 24.019,476 25.313.861,582

Total 1202,621 28.624.832,062

Panas yang dibawa umpan = 28.624.832,062 KJ/jam

Page 159: prarancangan pabrik 1,3-butadiena dari dehidrogenasi n-butana

Prarancangan Pabrik 1,3-Butadiena Dari n-Butana Dengan Proses Houdry Kapasitas Produksi 60.000 ton/tahun

Lampiran C Neraca Panas ****

Panas hasil atas (hD)

T top = 69,3oC = 342,45 K

komponen n (kmol) ∫ Cp dT Q

nC4H10 0,135 6.587,984 887,904

C4H8 0,535 6.138,200 3.285,332

C4H6 139,353 5.717,271 796.718,440

H2O 0,00028 3.332,492 0,925

C3H7NO 0,00014 6.794,339 0,930

Total 140,023 800.893,530

Panas yang dibawa hasil atas = 800.893,530 KJ/jam

Panas hasil bawah (hB)

T bottom = 222,22oC = 495,37 K

komponen n (kmol) ∫ Cp dT Q

nC4H10 0 39.026,086 0

C4H8 0 36.338,214 0

C4H6 0,139 34.260,993 4.779,149

H2O 8,569 15.334,921 131.406,180

C3H7NO 1053,889 33.132,773 34.918.262,440

Total 1062,597 3.505.444,765

Panas yang dibawa hasil atas = 3.505.444,765 KJ/jam

Panas Refluk (ho)

T top = 69,3oC = 342,45 K

komponen n (kmol) ∫ Cp dT Q

nC4H10 0,606 6.587,984 3.995,567

C4H8 2,409 6.138,200 14.783,995

C4H6 627,088 5.717,271 3.585.232,978

H2O 0,00125 3.332,494 4,162

Page 160: prarancangan pabrik 1,3-butadiena dari dehidrogenasi n-butana

Prarancangan Pabrik 1,3-Butadiena Dari n-Butana Dengan Proses Houdry Kapasitas Produksi 60.000 ton/tahun

Lampiran C Neraca Panas ****

C3H7NO 0,00061 6.794,339 4,183

Total 6300,105 3.604.020,885

Panas yang dibawa hasil atas = 3.604.020,885 KJ/ja,

Panas Vapour (Hi)

T top = 69,3oC = 342,45 K

komponen n (kmol) ∫ Cp dT Q

nC4H10 0,741 4.701,112 3.484,791

C4H8 2,944 4.120,828 12.130,688

C4H6 766,441 3.801,629 2.913.724,794

H2O 0,00153 1.495,579 2,283

C3H7NO 0,00075 28.599.742,09 21.519,746

Total 2.950.862,302

Panas yang dibawa vapour = 2.950.862,302 KJ/jam

Panas penguapan (λ)

T top = 69,3oC = 342,45 K

komponen n (kmol) Hvap Q

nC4H10 0,741 17.814.107,68 13.205.052,5

C4H8 2,944 17.161.175,78 50.518.216,92

C4H6 766,441 16.906.129,05 12.957.552.932,061

H2O 0,0015 40.872.517,57 62.392,131

C3H7NO 0,000752 44.542.717,21 33.515,965

Total 770,128 13.021.372.109,581

Panas penguapan = 13.021.372.109,581 KJ/jam

Total panas yang dibawa vapour (Hv)= panas vapour + panas penguapan

=(2.950.862,302+13.021.372.109,581) KJ/jam

= 13.024.322.971,882 KJ/jam

Page 161: prarancangan pabrik 1,3-butadiena dari dehidrogenasi n-butana

Prarancangan Pabrik 1,3-Butadiena Dari n-Butana Dengan Proses Houdry Kapasitas Produksi 60.000 ton/tahun

Lampiran C Neraca Panas ****

Menghitung beban condenser (Qc)

Qc = Vi.Hv- (Lo.hD + D.hD) = 13.019.918.057,467 Kj/jam

Menghitung beban reboiler (Qr)

F.hF - Qc + Qr = D.hD + B.hB

Qr = D.hD + B.hB + Qc – F.hF

= 13.027.148.566,700 KJ/jam

5. Neraca panas condenser parsial

Desuperheating

Tmasuk = 152,56 oC = 425,71 K

T kondensasi = 11 oC = 284,15 K

komponen kg n (kmol) ∫ Cp dT Q

nC4H10 533,69 9,182 -16.207,512 -148.818,353

iC4H10 693,94 11,939 -16.066,817 -191.825,679

C4H8 870,04 15,507 -14.164,463 -219.644,388

C4H6 7560,54 139,772 -13.101,084 -1.831.162,520

H2 571,22 283,415 -4.101,361 -1.162.386,343

Total 10229,430 459,815 -3.553.837,284

Panas desuperheating = -3.553.837,284 KJ/jam

Heat load :

Interval Q (KJ)

Interval 1 -68.593.474,712

Interval 2 -1.761,811

Total -68.595,236,522

Page 162: prarancangan pabrik 1,3-butadiena dari dehidrogenasi n-butana

Prarancangan Pabrik 1,3-Butadiena Dari n-Butana Dengan Proses Houdry Kapasitas Produksi 60.000 ton/tahun

Lampiran C Neraca Panas ****

Panas sensible sampai T keluar :

Cairan gas kondensabel :

komponen kg n (kmol) ∫ Cp dT Q

nC4H10 533,16 9,173 20,274 186,153

iC4H10 693,25 11,927 20,318 242,579

C4H8 869,17 15,491 18,776 291,161

C4H6 7552,98 139,632 26,688 3.730,279

Total 9648,55 719,894

Gas non kondensabel

komponen kg n (kmol) ∫ Cp dT Q

H2 571,364 283,415 4,255 1.205,793

Total 1.205,793

Total beban panas kondenser = -72.147.148,119 KJ/jam

6. Neraca panas furnace

Umpan masuk dari heat exchanger 05 (HE-05)

Panas masuk

T masuk = 200 oC = 388,15 K

komponen kg n (kmol) ∫ Cp dT Q

nC4H10 8894,815 153,034 21.309,726 3.261.119,836

iC4H10 693,945 11,939 21.209,731 253.228,201

C4H8 629,352 11,217 18.584,969 208.467,430

C4H6 11,324 0,209 17.217,451 3.604,359

Total 10229,435 176,400 3.726.419,827

Panas masuk dari HE-01 = 3.726.419,827 KJ/jam

Page 163: prarancangan pabrik 1,3-butadiena dari dehidrogenasi n-butana

Prarancangan Pabrik 1,3-Butadiena Dari n-Butana Dengan Proses Houdry Kapasitas Produksi 60.000 ton/tahun

Lampiran C Neraca Panas ****

Pemanas

Pemanas = bahan bakar

Q bahan bakar = 12.616.332,515 KJ/jam

Total panas masuk HE 05 = Q pemanas + panas masuk

= (12.616.332,515 +3.726.419,827) KJ/jam

= 16.342.752,342 KJ/jam

Panas keluar

T keluar = 600 oC = 873,15 K

komponen kg n (kmol) ∫ Cp dT Q

nC4H10 8894,815 153,034 93.431,651 1.429.851,14

iC4H10 693,945 11,939 93.782,394 1.119.691,087

C4H8 629,352 11,217 81.053,960 909.181,539

C4H6 11,324 0,209 74.655,244 15.628,580

Total 10229,435 176,400 16.342.752,342

Panas keluar = 16.342.752,342 KJ/jam

7. Neraca panas heat exchanger 01 (HE-01)

Umpan masuk dari arus pencampuran 01

Panas masuk

T masuk = -1,79 oC = 271,36 K

komponen kg n (kmol) ∫ Cp dT Q

nC4H10 8894,815 153,034 -2.603,654 -398.448,543

iC4H10 693,945 11,939 -2.543,687 -30.369,701

C4H8 629,352 11,217 -2.293,042 -25.721,031

C4H6 11,324 0,209 -2.106,553 -440,993

Total 10229,435 176,400 -454.980,268

Panas masuk = -454.980,268 KJ/jam

Page 164: prarancangan pabrik 1,3-butadiena dari dehidrogenasi n-butana

Prarancangan Pabrik 1,3-Butadiena Dari n-Butana Dengan Proses Houdry Kapasitas Produksi 60.000 ton/tahun

Lampiran C Neraca Panas ****

Pemanas

Fluida = air

Q gas keluar kompresor = 367.633,655 KJ/jam

Total panas masuk HE 01 = Q pemanas + panas masuk

= (367.633,655 - 454.980,268) KJ/jam

= -87.346,612 KJ/jam

Panas keluar

T keluar = 20 oC = 293,15 K

komponen kg n (kmol) ∫ Cp dT Q

nC4H10 8894,815 153,034 -499,792 -76.485,284

iC4H10 693,945 11,939 -489,767 -5.847,448

C4H8 629,352 11,217 -439,444 -4.929,244

C4H6 11,324 0,209 -404,293 -84,636

Total 10229,435 176,400 -87.346,612

Total panas keluar HE-01 = -87.346,612 KJ/jam

8. Neraca panas HE-02

Umpan masuk dari HE 01

Panas masuk

T masuk = 20 oC = 293,15 K

komponen kg n (kmol) ∫ Cp dT Q

nC4H10 8894,815 153,034 -499,792 -76.485,284

iC4H10 693,945 11,939 -489,767 -5.847,448

C4H8 629,352 11,217 -439,444 -4.929,244

C4H6 11,324 0,209 -404,293 -84,636

Total 10229,435 176,400 -87.346,612

Page 165: prarancangan pabrik 1,3-butadiena dari dehidrogenasi n-butana

Prarancangan Pabrik 1,3-Butadiena Dari n-Butana Dengan Proses Houdry Kapasitas Produksi 60.000 ton/tahun

Lampiran C Neraca Panas ****

Pemanas

Fluida = produk atas menara distilasi 2

Q produk atas D-01 = 729.528,251 KJ/jam

Total panas masuk HE 02 = Q pemanas + panas masuk

= (729.528,251 -87.346,612) KJ/jam

= 642.181,639 KJ/jam

Panas keluar

T keluar = 60 oC = 333,15 K

komponen kg n (kmol) ∫ Cp dT Q

nC4H10 8894,815 153,034 3.673,873 562.228,785

iC4H10 693,945 11,939 3.617,411 43.189,165

C4H8 629,352 11,217 3.222,050 36.141,711

C4H6 11,324 0,209 2.971,093 621,979

Total 10229,435 176,400 642.181,639

Total panas keluar HE-02 = 642.181,639KJ/jam

9. Neraca panas HE-03

Umpan masuk dari HE 02

Panas masuk

T masuk = 60 oC = 333,15 K

komponen kg n (kmol) ∫ Cp dT Q

nC4H10 8894,815 153,034 3.673,873 562.228,785

iC4H10 693,945 11,939 3.617,411 43.189,165

C4H8 629,352 11,217 3.222,050 36.141,711

C4H6 11,324 0,209 2.971,093 621,979

Total 10229,435 176,400 642.181,639

Page 166: prarancangan pabrik 1,3-butadiena dari dehidrogenasi n-butana

Prarancangan Pabrik 1,3-Butadiena Dari n-Butana Dengan Proses Houdry Kapasitas Produksi 60.000 ton/tahun

Lampiran C Neraca Panas ****

Pemanas

Fluida = gas keluar reaktor

Q gas keluar reaktor = 1.332.002,698 KJ/jam

Total panas masuk HE 03 = Q pemanas + panas masuk

= (1.332.002,698 + 642.181,639) KJ/jam

= 1.974.184,337KJ/jam

Panas keluar

T keluar = 125 oC = 398,15 K

komponen kg n (kmol) ∫ Cp dT Q

nC4H10 8894,815 153,034 11.291,603 1.728.002,965

iC4H10 693,945 11,939 11.184,536 133.534,925

C4H8 629,352 11,217 9.872,121 110.735,495

C4H6 11,324 0,209 9.128,309 1.910,951

Total 10229,435 176,400 1.974.184,337

Total panas keluar HE-03 = 1.974.184,337 KJ/jam

10. Neraca panas HE-04

Umpan masuk dari HE 03

Panas masuk

T masuk = 125 oC = 398,15K

komponen kg n (kmol) ∫ Cp dT Q

nC4H10 8894,815 153,034 11.291,603 1.728.002,965

iC4H10 693,945 11,939 11.184,536 133.534,925

C4H8 629,352 11,217 9.872,121 110.735,495

C4H6 11,324 0,209 9.128,309 1.910,951

Total 10229,435 176,400 1.974.184,337

Page 167: prarancangan pabrik 1,3-butadiena dari dehidrogenasi n-butana

Prarancangan Pabrik 1,3-Butadiena Dari n-Butana Dengan Proses Houdry Kapasitas Produksi 60.000 ton/tahun

Lampiran C Neraca Panas ****

Pemanas

Fluida = gas keluar kompresor

Q gas keluar kompresor = 332.392,843 KJ/jam

Total panas masuk HE 04 = Q pemanas + panas masuk

= (332.392,843 + 1.974.184,337) KJ/jam

= 2.306.577,180KJ/jam

Panas keluar

T keluar = 140 oC = 413,15 K

komponen kg n (kmol) ∫ Cp dT Q

nC4H10 8894,815 153,034 13.192,195 2.018.858,895

iC4H10 693,945 11,939 13.081,725 156.185,931

C4H8 629,352 11,217 11.527,152 129.299,960

C4H6 11,324 0,209 10.663,794 2.232,395

Total 10229,435 176,400 2.306.577,180

Total panas keluar HE-04 = 2.306.577,180 KJ/jam

11. Neraca panas HE-05

Umpan masuk dari HE 04

Panas masuk

T masuk = 140 oC = 413,15K

komponen kg n (kmol) ∫ Cp dT Q

nC4H10 8894,815 153,034 13.192,195 2.018.858,895

iC4H10 693,945 11,939 13.081,725 156.185,931

C4H8 629,352 11,217 11.527,152 129.299,960

C4H6 11,324 0,209 10.663,794 2.232,395

Total 10229,435 176,400 2.306.577,180

Page 168: prarancangan pabrik 1,3-butadiena dari dehidrogenasi n-butana

Prarancangan Pabrik 1,3-Butadiena Dari n-Butana Dengan Proses Houdry Kapasitas Produksi 60.000 ton/tahun

Lampiran C Neraca Panas ****

Pemanas

Fluida = hasil bawah menara distilasi 2

Q hasil bawah D-02 = 1.419.842,647 KJ/jam

Total panas masuk HE 05 = Q pemanas + panas masuk

= (1.419.842,647 +2.306.577,180) KJ/jam

= 3.726.419,827KJ/jam

Panas keluar

T keluar = 200 oC = 473,15 K

komponen kg n (kmol) ∫ Cp dT Q

nC4H10 8894,815 153,034 21.309,726 3.261.119,836

iC4H10 693,945 11,939 21.209,731 253.228,201

C4H8 629,352 11,217 18.584,969 208.467,430

C4H6 11,324 0,209 17.217,451 3.604,359

Total 10229,435 176,400 3.726.419,827

Total panas keluar HE-05 = 3.726.419,827 KJ/jam

12. Neraca panas HE-06

Umpan masuk dari hasil bawah D-01

Panas masuk

T masuk = 215,24 oC = 488,39 K

komponen kg n (kmol) ∫ Cp dT Q

C4H6 7,545 0,134 34.260,993 4.608,745

H2O 154,377 8,569 15.334,921 131.410,437

C3H7NO 77034,011 1053,889 33.132,773 34.918.262,436

Total 77195,933 1026,593 35.054.281,618

Panas masuk = 35.054.281,618 KJ/jam

Page 169: prarancangan pabrik 1,3-butadiena dari dehidrogenasi n-butana

Prarancangan Pabrik 1,3-Butadiena Dari n-Butana Dengan Proses Houdry Kapasitas Produksi 60.000 ton/tahun

Lampiran C Neraca Panas ****

Pendingin

Fluida = Aroclors 1428

Q aroclors 1428 = 12.060.417,390KJ/jam

Total panas masuk HE-06 = Q pendingin - panas masuk

= (12.060.417,390 - 35.054.281,618) KJ/jam

= 22.993.864.227 KJ/jam

Panas keluar

T keluar = 160 oC = 433,15 K

komponen kg n (kmol) ∫ Cp dT Q

C4H6 7,545 0,134 20.345.029 2.736.787

H2O 154,377 8,569 10.251.815 87.851.478

C3H7NO 77034,011 1053,889 21.732.154 22.903.275.962

Total 77195,933 1026,593 22.993.864.227

Total panas keluar HE-06 = 22.993.864.227 KJ/jam

13. Neraca panas HE-07

Umpan masuk dari hasil atas menara distilasi 2

Panas masuk

T masuk = 66,32 oC = 339,47 K

komponen kg n (kmol) ∫ Cp dT Q

nC4H10 7,834 0,135 61.808.474,565 8.330.314,443

C4H8 30,030 0,535 6.266,755 3.354,138

C4H6 7537,879 139,353 5.717,271 796.718,440

H2O 0,01 0,00056 3.332,494 1,850

C3H7NO 0,005 0,000068 6.794,339 0,465

Total 7575,7576 9.130.389,335

Panas masuk = 9.130.389,335KJ/jam

Page 170: prarancangan pabrik 1,3-butadiena dari dehidrogenasi n-butana

Prarancangan Pabrik 1,3-Butadiena Dari n-Butana Dengan Proses Houdry Kapasitas Produksi 60.000 ton/tahun

Lampiran C Neraca Panas ****

Pendingin

Fluida = air pendingin

Q air pendingin = 6.428.499,765 KJ/jam

Total panas masuk HE-02 = Q pendingin - panas masuk

= (6.428.499,765 -9.130.389,335) KJ/jam

= 2.701.889,571 KJ/jam

Panas keluar

T keluar = 40 oC = 313,15 K

komponen kg n (kmol) ∫ Cp dT Q

nC4H10 7,834 0,135 18.110.591,680 2.440.877,638

C4H8 30,030 0,535 2.039,209 1.091,440

C4H6 7537,879 139,353 1.865,190 259.919,709

H2O 0,01 0,00056 1.130,993 0,628

C3H7NO 0,005 0,000068 2.269,226 0,155

Total 77195,933 1026,593 2.701.889,571

Total panas keluar HE-07 = 2.701.889,571KJ/jam

Page 171: prarancangan pabrik 1,3-butadiena dari dehidrogenasi n-butana

Prarancangan Pabrik 1,3-Butadiena Dari n-Butana Dengan Proses Houdry Kapasitas Produksi 60.000 ton/tahun

Lampiran D Perancangan Reaktor ****

LAMPIRAN D

PERANCANGAN REAKTOR

Kode : R-01

Fungsi : tempat berlangsungnya reaksi dehidrogenasi n-butana membentuk

butadiena.

Jenis : fixed bed multi tube

Kondisi operasi : - T = 500-600oC

- P = 1 atm

- non isothermal dan non adiabatis

Tujuan :

a. Menentukan jenis reaktor

b. Spesifikasi katalis

c. Menentukan media pemanas

d. Menentukan kondisi gas

e. Menentukan jenis, ukuran, dan susunan tube

f. Menentukan dimensi shell

Page 172: prarancangan pabrik 1,3-butadiena dari dehidrogenasi n-butana

Prarancangan Pabrik 1,3-Butadiena Dari n-Butana Dengan Proses Houdry Kapasitas Produksi 60.000 ton/tahun

Lampiran D Perancangan Reaktor ****

g. Menghitung bilangan Reynold di shell dan tube

h. Menghitung koefisien perpindahan panas

i. Menghitung pressure drop di shell dan tube

j. Menyusun neraca massa dan panas sekitar elemen volume

k. Menghitung berat katalis

l. Menghitung waktu tinggal

m. Menghitung tebal shell

n. Menghitung tebal dan tinggi head

o. Menghitung tinggi dan volume reaktor

p. Menghitung diameter pipa untuk pemasukan dan pengeluaran gas dan untuk

pemasukan dan pengeluaran pemanas

A. Menentukan Jenis Reaktor

Reaktor yang dipilih adalah jenis fixed bed multi tube dengan

pertimbangan sebagai berikut :

a. Reaksi yang berlangsung adalah fase gas katalis padat

b. Reaksi sangat endotermis sehingga memerlukan luas perpindahan panas

yang besar agar kontak dengan pemanas dapat optimal

c. Tidak diperlukan pemisahan katalis dari gas keluaran reaktor

d. Dapat dioperasikan pada space time yang bervariasi

e. Konstruksi reaktor fixed bed lebih sederhana jika dibandingkan dengan

reaktor fluidized bed sehingga biaya pembuatan, operasional, dan

perawatannya relatif murah.(Hill, hal. 426)

Page 173: prarancangan pabrik 1,3-butadiena dari dehidrogenasi n-butana

Prarancangan Pabrik 1,3-Butadiena Dari n-Butana Dengan Proses Houdry Kapasitas Produksi 60.000 ton/tahun

Lampiran D Perancangan Reaktor ****

B. Spesifikasi Katalis

Katalis yang digunakan adalah Alumina Chromina, dengan spesifikasi:

Wujud : padat

Bentuk : pellet

Diameter efektif rata-rata : 0,32 cm (0,0032 m)

Porositas, ε : 0,8

Bulk Density : 0,5509 gr/cm3

(Sharma)

C. Menentukan Jenis Pemanas

Pemanas yang digunakan adalah superheated steam, dengan data

properties sebagai berikut :

∗ Berat molekul : 18,015 kg/kmol

∗ Range temperatur : 30-2000oF (269,4-1093,33oK)

∗ Range tekanan : 0-100 psig

∗ Kapasitas panas : 0,532 Btu/lbm.oF (2,1771 kJ/kg.oK)

∗ Konduktivitas panas : 0,0497 Btu/hr.ft.oF (0,086 J/s.m.oK)

∗ Viskositas : 0,032 cp (3,2.10-5 kg/m.s)

(Perry, 1988)

D. Menentukan Kondisi Gas

Kondisi campuran gas yang bereaksi di dalam reaktor mengalami

perubahan untuk tiap increment panjang reaktor. Persamaan yang digunakan

untuk menghitung kondisi campuran gas adalah :

1. Menghitung Berat Molekul (BM)

BM campuran = Σ (BMi .Yi)

Page 174: prarancangan pabrik 1,3-butadiena dari dehidrogenasi n-butana

Prarancangan Pabrik 1,3-Butadiena Dari n-Butana Dengan Proses Houdry Kapasitas Produksi 60.000 ton/tahun

Lampiran D Perancangan Reaktor ****

BMi : berat molekul komponen i, kg/kmol

Yi : fraksi mol komponen i

Komponen BM (kg/kmol)

nC4H10 58,123

iC4H10 58,123

C4H8 56,107

C4H6 54,092

H2 2,0155

2. Menghitung Kapasitas Panas (Cp)

Kapasitas panas gas dihitung dengan menggunakan persamaan dari Yaws,

1999, sebagai berikut :

Cpi = A + BT + CT2 + DT3 + ET4

Cp campuran = Σ (Cpi .Yi)

A,B,C,D,E : konstanta (Yaws, 1999)

T : temperatur, oK

Cpi : kapasitas panas komponen i, kJ/kmol.oK

Yi : fraksi mol komponen i

Komponen A B C D E

nC4H10 20,056 0,2815 -1,314E-05 -9,457E-08 3,415E-11

iC4H10 6,772 0,3145 -1,027E-04 -3,685E-08 2,043E-11

C4H8 24,915 0,2065 5,983E-05 -1,417E-07 4,705E-11

C4H6 18,835 0,2047 6,249E-05 -1,715E-07 6,086E-11

H2 25,399 0,020178 -3,8549E-05 3,188E-08 -8,759E-12

(Yaws, 1999)

Page 175: prarancangan pabrik 1,3-butadiena dari dehidrogenasi n-butana

Prarancangan Pabrik 1,3-Butadiena Dari n-Butana Dengan Proses Houdry Kapasitas Produksi 60.000 ton/tahun

Lampiran D Perancangan Reaktor ****

3. Menghitung Viskositas (µ)

Viskositas gas juga dihitung dari persamaan di Yaws, 1999, yaitu :

µi = A + BT + CT2

µ campuran = ∑ ⎟

⎠⎞⎜

⎝⎛

i

X1

A,B,C : konstanta (Yaws, 1999)

T : temperatur, oK

µi : viskositas komponen i, micropoise

Xi : fraksi massa komponen i

Komponen A B C

nC4H10 -4,946 0,29001 -6,9665E-05

iC4H10 -4,731 0,2131 -8,0995E-05

C4H8 -9,143 0,31562 -8,4164E-05

C4H6 10,256 0,26833 -4,1148E-05

H2 27,758 0,212 -3,28E-05

(Yaws, 1999)

4. Menghitung Konduktivitas Panas (k)

Konduktivitas panas gas dihitung dari persamaan di Yaws, 1999 :

ki = A + BT + CT2

k campuran = Σ (ki .Xi)

A,B,C : konstanta

T : temperatur, oK

ki : konduktivitas panas komponen i, W/m.oK

Xi : fraksi massa komponen i

Page 176: prarancangan pabrik 1,3-butadiena dari dehidrogenasi n-butana

Prarancangan Pabrik 1,3-Butadiena Dari n-Butana Dengan Proses Houdry Kapasitas Produksi 60.000 ton/tahun

Lampiran D Perancangan Reaktor ****

Komponen A B C

nC4H10 -0,00182 1,9396E-05 1,3818E-07

iC4H10 -0,00115 1,4943E-05 1,4921E-07

C4H8 -0,00293 3,0205E-05 1,0192E-07

C4H6 -0,00085 7,1537E-06 1,6202E-07

H2 0,03951 4,5918E-04 -6,4933E-08

E. Menentukan Jenis, Ukuran dan Susunan Tube

Tube dengan spesifikasi sebagai berikut (berdasarkan tabel 10

Kern) :

» Diameter dalam tube (IDT) = 1,9 in = 0,04826 m

» Diameter luar tube (ODT) = 2,4 in = 0,06096 m

» No. BWG = 11

» Flow area per tube (a’t) = 0,455 in2 = 2,9355.10-4 m2

» Panjang tube (Z) = 4,5 m (hasil program matlab)

» Jumlah tube (NT) = 166

» Susunan tube = Triangular pitch

PT (Pitch) = 1,25 . ODT (Kern, hal.128)

= 1,25 . 0,06096

= 0,0762 m

Page 177: prarancangan pabrik 1,3-butadiena dari dehidrogenasi n-butana

Prarancangan Pabrik 1,3-Butadiena Dari n-Butana Dengan Proses Houdry Kapasitas Produksi 60.000 ton/tahun

Lampiran D Perancangan Reaktor ****

C (Clearance) = PT – ODT (Kern, hal.138)

= 0,0762 - 0,06096

= 0,01524 m

AT (Flow area tube) = 4

.Nπ.IDT T2

= 4

166.)06096,0.(14159,3 2

= 1,937 m2

Susunan tube yang dipilih adalah triangular pitch, dengan alasan :

a. Turbulensi yang terjadi pada susunan tube segitiga sama sisi lebih besar

dibandingkan dengan susunan bujur sangkar, karena fluida yang mengalir

di antara pipa yang letaknya berdekatan akan langsung menumbuk pipa

yang terletak pada deretan berikutnya.

b. Koefisien perpindahan panas konveksi (h) pada susunan segitiga 25 %

lebih tinggi dibandingkan dengan fluida yang mengalir dalam shell pada

susunan tube segi empat.

(Agra, hal. 7-73)

F. Menentukan Dimensi Shell

IDS = 4

π60.P.0,5.sin 2.N 2

TT

= 14159,3

)0762,0.(866,0.5,0.166.8 2

=1,0312 m

Page 178: prarancangan pabrik 1,3-butadiena dari dehidrogenasi n-butana

Prarancangan Pabrik 1,3-Butadiena Dari n-Butana Dengan Proses Houdry Kapasitas Produksi 60.000 ton/tahun

Lampiran D Perancangan Reaktor ****

B = (0,2 ~ 1 ) . IDS (Kern, hal.129)

= 0,2 . 1,0312

= 0,206 m

De = ODT..5,0

).ODT.8/186,0.5,0.(P4 22T

ππ− (Kern, pers. 7.5)

= 06096,0.14159,3

})06096,0.(14159,3.125,086,0.5,0.)0762,0({ 8 22 −

= 0,04339 m

AS = TP

IDS.C.B (Kern, pers. 7.1)

= 0762,0

2062,0.01524,0.0211,1

= 0,04253 m2

IDS : Diameter dalam shell, m

B : Jarak baffle, m

De : Diameter efektif shell, m

AS : Flow area shell, m2

G. Menghitung Bilangan Reynold (Re) di Shell dan Tube

Bilangan Reynold di Shell (Res)

Gs = SA

Wp = 04253,0

27100

= 637251,84 kg/m2.jam

Wp diperoleh dari program matlab.

Res = µs

Gs.De (Kern, hal.150)

Page 179: prarancangan pabrik 1,3-butadiena dari dehidrogenasi n-butana

Prarancangan Pabrik 1,3-Butadiena Dari n-Butana Dengan Proses Houdry Kapasitas Produksi 60.000 ton/tahun

Lampiran D Perancangan Reaktor ****

= 0748,0

032,0.84,637251

= 864073,669

Res : Bilangan Reynold shell

Wp : laju alir massa pemanas, kg/jam

µs : viskositas pemanas, kg/m.jam

Bilangan Reynold di Tube (Ret)

Gt = T

T

AW =

937,144,10229

= 5281,101 kg/m2.jam

WT diperoleh dari perhitungan Neraca Massa

Ret = campµ

Gt . Dp (Hill, 1977)

= 0748,0

32,0.10,5281

= 225,9

Kisaran Ret = 30 ~ 5000 (Smith J.M., hal. 413)

Ret : Bilangan Reynold tube

Dp : diameter partikel katalis, m

WT : laju alir massa gas total, kg/jam

µ camp : viskositas gas campuran, kg/m.jam

H. Menghitung Koefisien Perpindahan Panas

Shell side

ho = 0,36. ⎥⎦⎤

⎢⎣⎡DekS .

31

S

SS

k.Cp

⎥⎦

⎤⎢⎣

⎡ µ.

55,0S

µsDe.G

⎥⎦

⎤⎢⎣

⎡ (Kern, hal.137)

Page 180: prarancangan pabrik 1,3-butadiena dari dehidrogenasi n-butana

Prarancangan Pabrik 1,3-Butadiena Dari n-Butana Dengan Proses Houdry Kapasitas Produksi 60.000 ton/tahun

Lampiran D Perancangan Reaktor ****

= 0,36. 0434,0086,0 .

31

086,0032,0.1771,2

⎥⎦

⎤⎢⎣

⎡ . (864073,6689)0,55

= 354,6686 kJ/jam.m2.oK

Tube side, persamaan Leva :

hi = 0,813. ⎥⎦⎤

⎢⎣⎡

IDTcampk . IDT

6.Dp

e−

. 9,0

µcampDp.Gt

⎥⎦

⎤⎢⎣

⎡ (Perry, pers. 11-50a)

= 0,813. 0483,01444,0 . 0,0483

-6.0,0032

e . (225,930)0,9

= 214,6088 kJ/jam.m2.oK

hio = hi . ODTIDT (Kern, pers. 6.5)

= 214,6088 . 06096,00483,0

= 170,0394 kJ/jam.m2.oK

UC = oio

oio

hhh . h

+ (Kern, pers. 6.7)

= 6686,3540394,170

354,6686 . 170,0394+

= 114,9356 kJ/jam.m2.oK

UD = CD

C

.UR1U

+ (Kern, pers. 6.10)

= 9356,114.10.33803,71

9356,1145−+

= 113,9743 kJ/jam.m2.oK

ho : koefisien perpindahan panas di shell, kJ/jam.m2.oK

kS : konduktivitas panas pemanas, kJ/jam.m.oK

CpS : kapasitas panas pemanas, kJ/kg.oK

Page 181: prarancangan pabrik 1,3-butadiena dari dehidrogenasi n-butana

Prarancangan Pabrik 1,3-Butadiena Dari n-Butana Dengan Proses Houdry Kapasitas Produksi 60.000 ton/tahun

Lampiran D Perancangan Reaktor ****

hi : koefisien perpindahan panas di tube, kJ/jam.m2.oK

UC : koefisien perpindahan panas overall saat bersih, kJ/jam.m2.oK

UD : koefisien perpindahan panas overall saat kotor, kJ/jam.m2.oK

RD : Dirt factor : 0,0015 ft2. jam.ft2.oF/Btu

: 7,33803.10-5 jam.m2.oK/kJ

(Perry, Tabel 11-3)

I. Menghitung Pressure Drop (∆P) di Shell dan Tube

Shell side

∆PS = .De.Sg5,22.101).IDS.(Nf.G

10

2S +

(Kern, pers. 7.44)

= 1.0434,0.10.22,5

0312,1.23.)842,637251.(0018,010

2

= 7,5189 psi

= 0,5115 atm

∆PS : pressure drop di shell, atm

f : friction factor (fig.29 Kern) : 0,0018 ft2/in2

N : jumlah baffle = BZ =

2062,0500,4 = 21,82 (ambil 22)

Sg : Spesific Gravity pemanas

Tube side, persamaan Ergun :

2Z0

Gt)P(P −

. ρ .Z

IDT .ε)(1

ε3

− = 1,75

campµ GtDp.

ε).(1 150+

− (Hill,1977)

P0 : tekanan reaktor saat Z = Z0, atm

PZ : tekanan reaktor saat Z = Z, atm

ρ : densitas campuran gas, kg/m3

Page 182: prarancangan pabrik 1,3-butadiena dari dehidrogenasi n-butana

Prarancangan Pabrik 1,3-Butadiena Dari n-Butana Dengan Proses Houdry Kapasitas Produksi 60.000 ton/tahun

Lampiran D Perancangan Reaktor ****

ε : porositas katalis

Dari program matlab, diperoleh P keluar reaktor (PZ) = 0,9934 atm

Jadi ∆PT = P0 – PZ

= 1 – 0,9934

= 0,0066 atm

J. Menyusun Neraca Massa dan Panas Sekitar Elemen Volume

a. Neraca Massa gas n-butana pada elemen volume pada kondisi steady :

Rate of in – out – reaksi = acc

FA Z – FA Z+∆Z - r1 . ∆W = 0

FA Z – FA Z+∆Z = r1 . ∆V . ρb

FA Z+∆Z – FA Z = - r1 . A . ∆Z . ρb

0∆Z

lim → ∆Z

FF A Z∆ZA Z −+ = - r1 . 4π . IDT2 . ρb

dZdFA = - r1 . 4

π . IDT2 . ρb

- FA0 . dZdX A = - r1 . 4

π . IDT2 . ρb

dZ

dXA = A0

b2

1

F . 4ρ .IDT .. r π

Page 183: prarancangan pabrik 1,3-butadiena dari dehidrogenasi n-butana

Prarancangan Pabrik 1,3-Butadiena Dari n-Butana Dengan Proses Houdry Kapasitas Produksi 60.000 ton/tahun

Lampiran D Perancangan Reaktor ****

Untuk NT buah tube :

dZ

dXA = A0

b2

1

F . 4ρ .IDT .. r π

. NT

dZdXA : perubahan konversi butana tiap increment panjang reaKtor

r1 : laju reaksi pertama, kmol CH3OH terkonversi/kg kat.jam

ρb : Bulk Density katalis, kg/m3

FA0 : laju alir mol mula-mula n-butana, kmol/jam

b. Neraca Panas pada elemen volume pada kondisi steady :

Rate of in – out + reaksi – panas yang ditransfer pemanas = acc

Σ Hi Z - Σ Hi Z+∆Z + (-∆HR) . FA0 . ∆XA – UD . A . (T - Tp) = 0

Σ Hi Z+∆Z - Σ Hi Z = (-∆HR) . FA0 . ∆XA – UD . A . (T - Tp)

Σ Hi Z+∆Z - Σ Hi Z = (-∆HR) . FA0 (X A Z+∆Z – XA Z) - UD . π. ODT . ∆Z (T - Tp)

0∆Zlim → ∆Z

HH Zi∆Z Zi ∑−∑ + = (-∆HR).FA0.0∆Z

lim → ∆Z

ZX A Z∆ZA Z −+ - UD.π.ODT (T - Tp)

dZdHi∑ = (-∆HR). FA0 . dZ

dXA - UD .π. ODT (T - Tp)

Σ (Fi.Cpi) dZdT = (-∆HR). FA0 . dZ

dX A - UD .π. ODT (T - Tp)

dZdT =

).Cp(F

Tp)(T ODT ..UdZ

dX.F . )∆H(

ii

DA

A0R

−−− π

Page 184: prarancangan pabrik 1,3-butadiena dari dehidrogenasi n-butana

Prarancangan Pabrik 1,3-Butadiena Dari n-Butana Dengan Proses Houdry Kapasitas Produksi 60.000 ton/tahun

Lampiran D Perancangan Reaktor ****

Untuk NT buah tube :

dZdT =

).Cp(F

N . Tp)(T ODT .. UdZ

dX. F . )∆H(

ii

TDA

A0R

−−− π

dZdT : perubahan temperatur tiap increment panjang reaktor

∆HR : panas reaksi pada suhu reaksi, kJ/kmol

Tp : suhu pemanas, oK

Fi : mol masing-masing komponen, kmol/jam

Cpi : kapasitas panas tiap komponen, kJ/kg.oK

c. Neraca Panas pemanas

Rate of in – out + panas yang diserap pemanas = acc

Wp.Cpp.Tp Z – Wp.Cpp.Tp Z+∆Z + UD . A . (T - Tp) = 0

Wp.Cpp (Tp Z - Tp Z+∆Z) = - UD . π. ODT . ∆Z (T - Tp)

Tp Z+∆Z - Tp Z = .Cpp Wp

Tp)(T ∆Z . ODT .. UD −π

0∆Z

lim → ∆Z

Tp Tp Z∆ZZ −+ = .Cpp Wp

Tp)(T ODT .. UD −π

dZ

dTp = .Cpp Wp

Tp)(T ODT .. UD −π

Untuk NT buah tube :

dZ

dTp = .Cpp Wp

Tp)(T ODT .. UD −π. NT

dZ

dTp : perubahan suhu pemanas

Wp : laju alir massa pemanas, kg/jam

Cpp : kapasitas panas pemanas, kJ/kmol.oK

Page 185: prarancangan pabrik 1,3-butadiena dari dehidrogenasi n-butana

Prarancangan Pabrik 1,3-Butadiena Dari n-Butana Dengan Proses Houdry Kapasitas Produksi 60.000 ton/tahun

Lampiran D Perancangan Reaktor ****

K. Menghitung Berat Katalis yang diperlukan (W)

W = V . ρb . NT kg

= 4π . IDT2 . Z . ρb . NT

= 4

14159,3 . (0,04826)2 . 4,5 . 550,9 . 166

= 752,762 kg

L. Menghitung Waktu Tinggal (t)

t =

camp ρW

A . ZT

T . 3600

= 0,9534 detik

dengan ρ camp = .TR

BMcamp . P

= 0,3108 kg/m3

t : waktu tinggal, detik

ρ camp : densitas gas campuran

R : konstanta gas ideal : 0,082057 m3.atm/kmol.oK

P : tekanan gas saat Z = Z, atm

T : temperatur gas saat Z = Z, oK

M. Menghitung Tebal Shell (ts)

Tebal shell dihitung dengan persamaan berikut :

ts = P . 0,6.E

r . P i

−f+ C (Brownell, pers. 13.1)

ts : tebal shell minimum, in

P : design pressure, psi

Page 186: prarancangan pabrik 1,3-butadiena dari dehidrogenasi n-butana

Prarancangan Pabrik 1,3-Butadiena Dari n-Butana Dengan Proses Houdry Kapasitas Produksi 60.000 ton/tahun

Lampiran D Perancangan Reaktor ****

ri : jari-jari dalam shell (0,5.IDS)

f : maximum allowable stress (Tabel 13.1 Brownell), psi

E : efisiensi pengelasan (Tabel 13.2 Brownell)

C : corrosion allowance, in

Direncanakan bahan yang digunakan untuk shell terbuat dari low alloy steel

SA 301 grade C, dengan spesifikasi :

f : 1550 psi

E : 0,8 (double-welded butt joint)

C : 0,125 in

Faktor keamanan : 20 %

P : 1 atm . 14,7 atmpsi . 120 % = 17,64 psi

ri : 40,5945 . 0,5 =20,2972 in

ts = 64,17.6,08,0.1550

2972,20.64,17−

+ 0,125

= 0,518 in

Digunakan tebal shell standart 21 in.

ODS = IDS + 2ts = 40,5945 + (2. 21 ) = 41,6319 in

N. Menghitung Tebal dan Tinggi Head

Bahan yang digunakan untuk head sama dengan bahan shell yaitu low

alloy steel SA 310 grade C, dan head yang dipilih berbentuk flanged and

standard dished head, karena cocok digunakan untuk tekanan atmosferis.

(Brownell, hal.87)

Page 187: prarancangan pabrik 1,3-butadiena dari dehidrogenasi n-butana

Prarancangan Pabrik 1,3-Butadiena Dari n-Butana Dengan Proses Houdry Kapasitas Produksi 60.000 ton/tahun

Lampiran D Perancangan Reaktor ****

Tebal head dihitung dengan persamaan :

th = P 0,1.E .P . r . 0,885 C

−f+ C (Brownell, pers. 13.12)

th : tebal head, in

rC : jari-jari dalam spherical, in

Untuk flanged and standard dished head, rC = OD = 40,9731 in

th = 64,17.1,08,0.155064,17.3481,41.885,0

− + 0,125

= 0,6416 in

Digunakan tebal head standart 43 in.

Berdasarkan table 5.6 Brownell, didapatkan sf =1,5 ~ 3,5 (ambil 3 in)

icr = 2,25

Tinggi head (OA) dihitung dengan cara sebagai berikut :

OD

bicr

B A

ID

a

sf

OA

rC

C

th

Page 188: prarancangan pabrik 1,3-butadiena dari dehidrogenasi n-butana

Prarancangan Pabrik 1,3-Butadiena Dari n-Butana Dengan Proses Houdry Kapasitas Produksi 60.000 ton/tahun

Lampiran D Perancangan Reaktor ****

a = 2

IDS = 2

40,5981 = 20,2990 in

AB = a – icr = 20,2990 – 2,25 = 18,049 in

BC = rC – icr = 41,3481 – 2,25 = 38,7231 in

AC = )( 22 ABBC − = 34,2595 in

b = rC – AC = 41,3481 – 34,2595 = 7,0886 in

OA (tinggi head) = th + b + sf

= 0,75 + 7,0886 + 3

= 10,8386 in = 0,2753 m

O. Menghitung Tinggi Reaktor (Hr) dan Volume Reaktor

Tinggi reaktor

Tinggi reaktor (Z) = 4,5 m (hasil program matlab)

= 176,85 in

Volume reaktor diperoleh dari volume shell ditambah 2 kali volume head.

Volume head = 0,000049 . IDS3 (Brownell, pers. 5.11)

= 0,000049 . (40,5981)3

= 3,2788 in3

Volume shell = 4π . IDS2 . Z

= 4

14159,3 .(40,5981)2. 176,85

= 228815,9808 in3

= 3,7496 m3

Page 189: prarancangan pabrik 1,3-butadiena dari dehidrogenasi n-butana

Prarancangan Pabrik 1,3-Butadiena Dari n-Butana Dengan Proses Houdry Kapasitas Produksi 60.000 ton/tahun

Lampiran D Perancangan Reaktor ****

Volume reaktor = volume shell + 2.volume head

= (228815,9808 + 2 . 3,2788) in3

= 228822,5384 in3

= 3,750 m3

P. Menghitung Diameter Pipa Pemasukan dan Pengeluaran Reaktor dan

Pipa Pemanas

∗ Diameter pipa pemasukan gas

Debit gas masuk reaktor = 0ρTW =

31079,044,10229

= 32914,3151 m3/jam

= 32,2875 ft3/detik

Densitas gas umpan = 0,31079 kg/m3 = 0,0194 lbm/ft3

Diameter optimum (Dopt) = 3,9 . Q0,45. ρ 0,13 (Walas, pers. 6.32)

= 3,9 . (32,2875)0,45.( 0,0194)0,13

= 11,157 in

Digunakan diameter pipa standart (Apendix K, Brownell) dengan

spesifikasi : OD = 12,75 in

ID = 11,376 in

SN = ST (Standart Wright) = 80

∗ Diameter pipa pengeluaran gas

Debit gas keluar reaktor =ρ

TW = 3289,0

44,10229

= 31095,2059 m3/jam

= 30.503 ft3/detik

Page 190: prarancangan pabrik 1,3-butadiena dari dehidrogenasi n-butana

Prarancangan Pabrik 1,3-Butadiena Dari n-Butana Dengan Proses Houdry Kapasitas Produksi 60.000 ton/tahun

Lampiran D Perancangan Reaktor ****

Densitas gas keluar = 0,3216 kg/m3 = 0,0201 lbm/ft3

Diameter optimum (Dopt) = 3,9 . Q0,45. ρ 0,13 (Walas, pers. 6.32)

= 3,9 . (30,503)0,45 . (0,0201)0,13

= 10,9239 in

Digunakan diameter pipa standar (Apendix K, Brownell) dengan

spesifikasi : OD = 12,75 in

ID = 11 in

SN = XS (Extra Strong)

∗ Diameter pipa pemasukan dan pengeluaran pemanas

Direncanakan pipa pemasukan dan pengeluaran pemanas berukuran sama,

karena debit dan densitas dianggap tetap.

Debit pemanas masuk = p

Wpρ

= 54365,842

27580

= 32,7342 m3/jam

= 0,3211 ft3/detik

Densitas pemanas = 52,6 lbm/ft3

Diameter optimum (Dopt) = 3,9 . Q0,45. ρ 0,13

= 3,9 . (0,3211)0,45 . (52,6)0,13

= 3,915 in

Digunakan diameter pipa standar (Apendix K, Brownell) dengan

spesifikasi : OD = 4,0 in

ID = 4,0 in

SN = 40 ST 40 S

Page 191: prarancangan pabrik 1,3-butadiena dari dehidrogenasi n-butana

Prarancangan Pabrik 1,3-Butadiena Dari n-Butana Dengan Proses Houdry Kapasitas Produksi 60.000 ton/tahun

Lampiran D Perancangan Reaktor ****

Gambar Rancangan Reaktor

IDS

ODp

Z

h

B

ts

th

ODout

ODin

Gambar Rancangan Reaktor

function dYdZ=arumwulandhanie(Z,Y)

Page 192: prarancangan pabrik 1,3-butadiena dari dehidrogenasi n-butana

Prarancangan Pabrik 1,3-Butadiena Dari n-Butana Dengan Proses Houdry Kapasitas Produksi 60.000 ton/tahun

Lampiran D Perancangan Reaktor ****

global FAo FBo FEo Xo To TPo Po IDS IDT ODT Nt Ntb WT RHOBULK Pt C B WP Nsh RD EPS DP CPP KP VP Tr RG DHR01 DHR02 DHR03 X1 X2 % Keterangan Y % Y(1) = X % Y(2) = T % Y(3) = TP % Y(4) = P % NERACA MOL X1=0.94*Y(1); X2=0.9*Y(1); FA=FAo*(1-Y(1)); FB=((FBo+(FAo*X1))-((FBo+(FAo*X1))*X2)); FC=FBo+(FAo*X1)*X2; FD=(FAo*X1)+(FBo*X2); FE=FEo; FT=FA+FB+FC+FD+FE; % FRAKSI MOL KOMPONEN xmolA=FA/FT; xmolB=FB/FT; xmolC=FC/FT; xmolD=FD/FT; xmolE=FE/FT; % MASSA KOMPONEN(Kg/jam) massaA=FA*58.123; massaB=FB*56.107; massaC=FC*54.092; massaD=FD*2.016; massaE=FE*58.123; sigmamassa=massaA+massaB+massaC+massaD+massaE; %FRAKSI MASSA KOMPONEN xmassaA=massaA/sigmamassa; xmassaB=massaB/sigmamassa; xmassaC=massaC/sigmamassa; xmassaD=massaD/sigmamassa; xmassaE=massaE/sigmamassa;

BMRATA=xmolA*58.123+xmolB*56.107+xmolC*54.092+xmolD*2.016+xmolE*58.123;

%DATA Cp (kJ/(kmol.K)); CPA = [20.056 2.815e-1 -1.314e-5 -9.4571e-8 3.4149e-11]; CPB = [24.915 2.0648e-1 5.9828e-5 -1.4166e-7 4.7053e-11]; CPC = [18.835 2.0473e-1 6.2485e-5 -1.7148e-7 6.0858e-11]; CPD = [25.399 2.0178e-2 -3.8549e-5 3.1880e-8 -8.7585e-12]; CPE = [6.7772 3.415e-1 -1.027e-4 -3.6849e-8 2.0429e-11]; CPTotal = [CPA;CPB;CPC;CPD;CPE]; fraksimol = [xmolA xmolB xmolC xmolD xmolE ]'; %MENGHITUNG Cp KOMPONEN Tantoine = [1 Y(2) Y(2)^2 Y(2)^3 Y(2)^4]'; CPi= CPTotal*Tantoine; Cprat = CPi'*fraksimol; %MENGHITUNG INTEGRAL KAPASITAS PANAS PADA UMPAN MASUK(To) CPT0 = [CPA;CPB;CPC;CPE]; INT0 = [Tr-To 1/2*(Tr^2-To^2) 1/3*(Tr^3-To^3) 1/4*(Tr^4-To^4)

1/5*(Tr^5-To^5)]'; ICPT0 = CPT0*INT0; %MENGHITUNG INTEGRAL KAPASITAS PANAS PADA INTERVAL PANJANG(Tz)

Page 193: prarancangan pabrik 1,3-butadiena dari dehidrogenasi n-butana

Prarancangan Pabrik 1,3-Butadiena Dari n-Butana Dengan Proses Houdry Kapasitas Produksi 60.000 ton/tahun

Lampiran D Perancangan Reaktor ****

INTz = [Y(2)-Tr 1/2*(Y(2)^2-Tr^2) 1/3*(Y(2)^3-Tr^3) 1/4*(Y(2)^4-Tr^4) 1/5*(Y(2)^5-Tr^5)]';

ICPTz = CPTotal*INTz; %MENGHITUNG ENTHALPHI REAKSI DHrtotal=DHR01+DHR02; %MENGHITUNG PANAS YANG DIBAWA UMPAN (Kj/jam) Qin = FAo*ICPT0(1)+FBo*ICPT0(2)+ FCo*ICPT0(3)+ FEo*ICPT0(4); %MENGHITUNG PANAS YANG DIBAWA PRODUK (Kj/jam) Qout=FA*ICPTz(1)+FB*ICPTz(2)+FC*ICPTz(3)+FD*ICPTz(4)+FE*ICPTz(5); %MENGHITUNG PANAS REAKSI(Kj/jam) QR = FAo * (0.94 * (DHR01) + 0.9 * (DHR02)); %MENGHITUNG PANAS YANG DIHASILKAN TUBE(Kj/jam) Qtube = Qout+QR-Qin %MENGHITUNG PANAS YANG DISERAP PEMANAS(Kj/jam) QP=Qtube; WP=QP/(CPP*(Y(3)-Tr)) FCp=FA*CPi(1)+FB*CPi(2)+FC*CPi(3)+FD*CPi(4)+FE*CPi(5); %DATA VISKOSITAS(micropoise) %Konversi ke kg/m.j, dikalikan 10^-7*3600 % Vis = Vis(1)*T^2 + Vis(2)*T + Vis(3) VA = [-4.946 2.9001e-1 6.9665e-5]; VB = [-9.143 3.1562e-1 -8.4164e-5]; VC = [10.256 2.6833e-1 -4.1148e-5]; VD = [27.758 2.1200e-1 -3.2800e-5]; VE = [-4.731 2.9131e-1 -8.0995e-5]; Vi =[VA;VB;VC;VD;VE]; Tvis=[1 Y(2) Y(2)^2]';

VAi=Vi*Tvis*3600e-07; VIS=(xmassaA/VAi(1))+(xmassaB/VAi(2))+(xmassaC/VAi(3))+(xmassaD/VAi(4))+(xmassaE/VAi(5));

Vrat=1/VIS; % KONDUKTIVITAS PANAS(Kj/m jam K) KAI =[-0.00182 1.9396e-5 1.38180e-7]; KBI =[-0.00293 3.0205e-5 -1.0192e-7]; KCI =[-0.00085 7.1537e-6 1.6202e-7]; KDI =[ 0.00309 7.5930e-5 -1.1014e-8]; KEI =[-0.00115 1.4943e-5 1.49210e-7]; KT=[KAI;KBI;KCI;KDI;KEI]; Tkond=[1 Y(2) Y(2)^2]';

Ki=KT*Tkond*3.6; Krat=(xmassaA*Ki(1))+(xmassaB*Ki(2))+(xmassaC*Ki(3))+(xmassaD*Ki(4))+(xmassaE*Ki(5));

% MENGHITUNG KECEPATAN REAKSI K1=(exp(-73900/(4.575*Y(2)))+16.43); K2=(exp(-60000/(4.575*Y(2)))+15.27); PA=(xmolA)*Y(4); PB=(xmolB)*Y(4); R1=(K1*PA); R2=(K2*PB); Rtotal=R1+R2; At=(pi*(IDT^2)*Nt)/(4*Ntb); Ash=(IDS*C*B)/(Pt*Nsh); Gs=WP/Ash; Gt=WT/At; Des=((4*0.5*Pt*0.86*Pt)-(4*0.5*pi*(ODT^2)/4))/(0.5*pi*ODT); Ret=IDT*Gt/Vrat; Res=Des*Gs/VP; HI = (0.813)*(Ret^.8)*((Cprat*Vrat)/ Krat)^(1/3)*(Krat/IDT);

Page 194: prarancangan pabrik 1,3-butadiena dari dehidrogenasi n-butana

Prarancangan Pabrik 1,3-Butadiena Dari n-Butana Dengan Proses Houdry Kapasitas Produksi 60.000 ton/tahun

Lampiran D Perancangan Reaktor ****

HO = (.36)*(Res^.55)* ((CPP * VP/KP)^(1/3))*(KP/Des); HIO = HI * (IDT / ODT); UC = (HIO * HO) / (HIO + HO); UD = UC / (1 + (RD * UC)); RHO=5e9; %RHO=(Y(4)*BMRATA)/(RG*Y(2)) ALT=((pi / 4) * IDT ^ 2) * (1 - EPS) * Nt; B1 = (UD*pi*ODT*(Y(2)- Y(3))); %PERSAMAAN DIFFERENSIAL dYdZ(1)=(ALT*(Rtotal))/FAo; dYdZ(2)=((-DHrtotal*FAo*dYdZ(1)+B1))/FCp; dYdZ(3)=B1*Nt/(WP * CPP); dYdZ(4)=-((Gt/DP/RHO)*((1-EPS)/(EPS^3))*((150*(1-

EPS)*Vrat/DP/Gt)+1.75)); dYdZ=[dYdZ(1) dYdZ(2) dYdZ(3) dYdZ(4)]; dYdZ=dYdZ'; % NAMA : ARUM WULANDHANIE I0502011

Page 195: prarancangan pabrik 1,3-butadiena dari dehidrogenasi n-butana

Prarancangan Pabrik 1,3-Butadiena Dari n-Butana Dengan Proses Houdry Kapasitas Produksi 60.000 ton/tahun

Lampiran D Perancangan Reaktor ****

% reaktor fixed bed multitube pabrik butadiena clear all clc global FAo FBo FEo Xo To TPo Po IDS IDT ODT Nt Ntb WT RHOBULK

Pt C B WP Nsh RD EPS DP CPP KP VP Tr RG DHR01 DHR02 A B % A=n_butana % B=butena % C=butadiena % D=Hidrogen % E=i-butana %REAKSI % n_C4H10 --------->C4H8 + H2 ......1 % C4H8 --------->C4H6 + H2 ......2 %DATA UMPAN REAKTOR Xo = 0.0003; % konversi mula-mula To = 873.15; % suhu mula-mula (K) TPo= 1000; % suhu pemanas(K) Po = 1.0; % Tekanan mula-mula (Atm) FAo = 153.0343; % kmol/jam FBo =11.21716; % kmol/jam FCo =0.209343; % kmol/jam FEo = 11.93925; % kmol/jam %DATA OPERASIONAL IDTin =1.9; % diameter dalam tube (inc) ODTin =2.4; % diameter luar tube (inc) EPS = 0.8; % porositas tumpukan DP = 0.0032; % diameter partikel (m) RG = 0.082; % konstanta gas ideal (Atm.m3/mol.K) Tr = 298; % suhu referensi (K) IDT = IDTin*0.0254; % diameter dalam tube (m) ODT = ODTin*0.0254; % diameter luar tube (m) Nt =166; % jumlah tube Ntb=1; % jumlah tube pass Nsh = 1; % jumlah shell pass WT = 10229.44; % laju umpan reaktan (kg/jam) RHOBULK = 550; % densitas katalis (kg/m3) Pt=1.25*ODT; % pitch (m) C = Pt-ODT; % clearance (m) IDS=sqrt((2*Nt*0.5*sin(60*pi/180)*Pt^2)/(pi/4)) B = 0.25*IDS; % bafle spacing (m) RD = 7.33803E-5; % dirt factor (jam m2 K/kj) DHR01=4.28225E+7; DHR02=6.00853E+7; %DATA PEMANAS CPP = 2.1771; % kapasitas panas pemanas (kj/kmol K) VP = 0.032; % viskositas pemanas (kg/m jam) KP = 0.086; % konduktivitas pemanas (Kj/m jam K) %MENYUSUN PD SIMULTAN Zo =(0:0.5:10); Yo = [Xo To TPo Po]; [Z,Y]=ode45('wulandhanie1',Zo,Yo);

Page 196: prarancangan pabrik 1,3-butadiena dari dehidrogenasi n-butana

Prarancangan Pabrik 1,3-Butadiena Dari n-Butana Dengan Proses Houdry Kapasitas Produksi 60.000 ton/tahun

Lampiran D Perancangan Reaktor ****

X=Y(:,1); T=Y(:,2); TP=Y(:,3); P=Y(:,4); disp(' ') disp('Hasil Perhitungan Bed ') disp('------------------------------------------------------') disp('Tinggi Konversi Temperature Tpemanas Pressure ') disp(' (m) (K) (K) (Atm) ')

disp('=======================================================')

for i = 1:10 fprintf('%8.4f %10.4f %13.4f %13.4f%13.4f\n',[Z(i) X(i)T(i)TP(i)

P(i)]) end disp('-----------------------------------------------------') figure (1); plot (Z,Y(:,1),'black-'); title ('Distribusi Konversi'); xlabel ('panjang (m)');; ylabel ('Konversi') figure (2); plot (Z,Y(:,2),'black-'); title ('Distribusi Temperatur'); xlabel ('panjang (m)'); ylabel ('Temperatur (K)'); figure (3); plot (Z,Y(:,3),'black-'); title ('Distribusi Tpemanas'); xlabel ('panjang (m)'); ylabel ('Tpemanas (K)'); figure (4); plot (Z,Y(:,4),'black-'); title ('Distribusi Tekanan'); xlabel ('panjang (m)') ylabel ('tekanan(Pa)')

Page 197: prarancangan pabrik 1,3-butadiena dari dehidrogenasi n-butana

Prarancangan Pabrik 1,3-Butadiena Dari n-Butana Dengan Proses Houdry Kapasitas Produksi 60.000 ton/tahun

Lampiran D Perancangan Reaktor ****

Hasil Perhitungan Bed ------------------------------------------------------------------ Tinggi Konversi Temperature Tpemanas Pressure (m) (K) (K) (Atm) ========================================== 0.0000 0.0003 873.1500 1000.0000 1.0000 0.5000 0.0421 870.9396 978.8841 0.9993 1.0000 0.1027 867.8196 961.3639 0.9985 1.5000 0.1862 863.5493 946.5616 0.9978 2.0000 0.2940 858.0092 933.7540 0.9971 2.5000 0.4222 851.3405 922.3317 0.9963 3.0000 0.5599 844.0203 911.7871 0.9956 3.5000 0.6932 836.7568 901.7562 0.9949 4.0000 0.8095 830.2446 892.0771 0.9942 4.5000 0.9021 824.9146 882.7903 0.9934 ------------------------------------------------------------------

Page 198: prarancangan pabrik 1,3-butadiena dari dehidrogenasi n-butana

Keterangan Gambar :

R : Reaktor S : Separator CP : Kondenser Parsial F : Furnace T : Tangki penyimpan D : Menara Distilasi K : Kompresor P : Pompa

ACC : Akumulator REB : Reboiler HE : Heat Exchanger

Instrument :

FC : Flow Controller LC : Level Controller LI : Level Indicator TC : Temperature Controller PIC : Pressure Controller

: Diaphragm Motor Valve

: Nomor Arus

: Suhu, °C

: Tekanan, atm

No Arus 1 2 3 4 5 6 7 8 9 10 11 12 13 14Komp kg kg kg kg kg kg kg kg kg kg kg kg kg kg

1 nC4H10 8500.82 8894.82 8894.82 533.69 0.53 533.16 525.32 7.83 7.83 - - - 393.99 131.332 iC4H10 173.49 693.94 693.94 693.94 0.69 693.25 693.25 - - - - - 520.46 172.793 C4H8 - 629.35 629.35 870.04 0.87 869.17 839.14 30.03 30.03 - - - 629.35 209.784 C4H6 - 11.32 11.32 7560.54 7.56 7552.98 15.10 7545.42 7537.88 7.55 - 7.55 11.32 3.775 H2 - - - 571.22 571.22 - - - - - - - - -6 H2O - - - - - - - 154.38 5.00E-03 154.38 5.00E-03 154.38 -7 C3H7NO - - - - - - - 77034.02 1.00E-02 77034.01 1.00E-02 77034.03 - -

Total 8674.31 10229.44 10229.44 10229.43 580.88 9648.55 2072.81 84771.68 7575.7576 77195.93 0.02 77195.95 1555.13 517.68

JURUSAN TEKNIK KIMIAFAKULTAS TEKNIK

UNIVERSITAS SEBELAS MARET SURAKARTA

DIAGRAM ALIR PRARANCANGAN PABRIK 1,3-BUTADIENA PROSES HOUDRY

DARI BUTANAKAPASITAS 60.000 TON/TAHUN

Dikerjakan Oleh :ARUM WULANDHANIE

NIM. I0502011

Dosen Pembimbing :Ir. SAMUN TRIYOKO

NIP. 131 472 646