prarancangan pabrik 1,3-butadiena dari dehidrogenasi n-butana
TRANSCRIPT
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
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
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
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
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
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
xii
DAFTAR PUSTAKA
LAMPIRAN
Lampiran A : Data Sifat Fisis Bahan
Lampiran B : Neraca Massa
Lampiran C : Neraca Panas
Lampiran D : Perancangan Reaktor
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
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.
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.
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 :
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.
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.
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
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
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
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)
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
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
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)
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
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)
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 %.
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
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.
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
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)
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)
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)
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.
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
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.
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.
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
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
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
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
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
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
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
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
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
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
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
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
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 :
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.
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)
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
Prarancangan Pabrik 1,3-Butadiena Dari n-Butana Dengan Proses Houdry Kapasitas Produksi 60.000 ton/tahun
Bab II Deskripsi Proses ****
41
Prarancangan Pabrik 1,3-Butadiena Dari n-Butana Dengan Proses Houdry Kapasitas Produksi 60.000 ton/tahun
Bab II Deskripsi Proses ****
42
Prarancangan Pabrik 1,3-Butadiena Dari n-Butana Dengan Proses Houdry Kapasitas Produksi 60.000 ton/tahun
Bab II Deskripsi Proses ****
43
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
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
Prarancangan Pabrik 1,3-Butadiena Dari n-Butana Dengan Proses Houdry Kapasitas Produksi 60.000 ton/tahun
Bab II Deskripsi Proses ****
46
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
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
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
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
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)
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)
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
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
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
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
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
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
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
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 :
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)
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
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
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
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
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
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
Prarancangan Pabrik 1,3-Butadiena Dari n-Butana Dengan Proses Houdry Kapasitas Produksi 60.000 ton/tahun
Bab III Spesifikasi Peralatan Proses****
67
Prarancangan Pabrik 1,3-Butadiena Dari n-Butana Dengan Proses Houdry Kapasitas Produksi 60.000 ton/tahun
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.
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
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).
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 :
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.
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 :
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.
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
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
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
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
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
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
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
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
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
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
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)
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.
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
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
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.
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.
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
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
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 :
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
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.
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 :
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.
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
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.
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.
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.
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.
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)
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
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
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
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.
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.
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.
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.
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.
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)
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)
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.
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.
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.
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
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
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
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
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
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 %
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.
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
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
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
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
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
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
Prarancangan Pabrik 1,3-Butadiena Dari n-Butana Dengan Proses Houdry Kapasitas Produksi 60.000 ton/tahun
Lampiran A Data Sifat Fisis Bahan ****
Prarancangan Pabrik 1,3-Butadiena Dari n-Butana Dengan Proses Houdry Kapasitas Produksi 60.000 ton/tahun
Lampiran B 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
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
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
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
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
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
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
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
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
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
Prarancangan Pabrik 1,3-Butadiena Dari n-Butana Dengan Proses Houdry Kapasitas Produksi 60.000 ton/tahun
Lampiran B Neraca Massa ****
Prarancangan Pabrik 1,3-Butadiena Dari n-Butana Dengan Proses Houdry Kapasitas Produksi 60.000 ton/tahun
Lampiran C 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
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
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
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
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
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
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
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
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
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
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
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
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
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
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
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
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
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
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
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
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)
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)
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)
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
iµ
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
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
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
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)
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)
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
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
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
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
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
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
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)
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
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
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
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
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)
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)
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);
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
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);
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)')
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 ------------------------------------------------------------------
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