pembuatan paraxylene
TRANSCRIPT
BAB II Deskripsi Proses
Pra Rancangan Pabrik Paraxylene Proses Disproporsionasi Toluene
29
BAB II
DESKRIPSI PROSES
2.1. SPESIFIKASI BAHAN BAKU DAN PRODUK
2.1.1. Bahan Baku Toluene
Fasa : cair
Kenampakan : jernih
Kemurnian : min 99,0 % wt
Impuritas
- p-xylene : max 0,50 % wt
- m-xylene : max 0,30 % wt
- o-xylene : max 0,20 % wt
2.1.2. Bahan Baku Hidrogen
Fasa : gas
Kenampakan : tidak berwarna
Tekanan : 1 atm
Kemurnian : min 99,9 % wt
Impuritas
CH4 : max 0,1 % wt
BAB II Deskripsi Proses
Pra Rancangan Pabrik Paraxylene Proses Disproporsionasi Toluene
30
2.1.3. Bahan Pembantu Katalis Zeolite ZSM-5
Fasa : padat
Bentuk : pellet
Diameter : 2 mm
Ukuran pori –pori : 2 – 4,3 Ả
Bulk density : 1,79 g/cm3
Carrier : Alumina Silikat dengan ratio 8032
2 OAl
SiO
2.1.4. Produk Utama Paraxylene
Fasa : cair
Kenampakan : jernih
Kemurnian : min 99,5 %wt
Impuritas
- m-xylene : max 0,30 % wt
- o-xylene : max 0,15 % wt
- toluene : max 0,05 % wt
2.1.5 Produk Samping Benzene
Fasa : Cair
Kenampakan : jernih kekuningan
Kemurnian : min 98,0 % wt
Impuritas
- Toluene : max 2,0 % wt
BAB II Deskripsi Proses
Pra Rancangan Pabrik Paraxylene Proses Disproporsionasi Toluene
31
2.2 KONSEP PROSES
2.2.1. Latar Belakang Proses
Proses pembuatan p-xylene melalui reaksi disproporsionasi toluene
dengan katalis ZSM-5 pada prinsipnya adalah pemindahan gugus metyl dari
suatu molekul toluene ke molekul toluene lainnya. Dengan jalan 2 mol toluene
masuk berdifusi ke dalam permukaan katalis melalui pori-porinya, difusi dapat
berjalan dengan cepat. Senyawa toluene yang kehilangan gugus metilnya akan
menjadi benzene dan senyawa toluene yang lain akan menerima gugus metylnya
membentuk mixed xylenes (orto, meta dan para-xylene).
Orto dan metaxylene yang terbentuk kemudian akan berisomerisasi
dengan cepat dalam pori-pori katalis ZSM-5 membentuk p-xylene. Benzene yang
terbentuk dari reaksi disproporsionasi toluene dapat dengan cepat meninggalkan
permukaan katalis, kemudian diikuti dengan paraxylene yang terbentuk
sedangkan o-xylene dan m-xylene lebih lama waktu tinggalnya dalam katalis
(difusivitasnya lebih rendah daripada difusivitas p-xylene) dan lebih jauh akan
mengalami reaksi isomerisasi menjadi p-xylene sebelum keduanya meninggalkan
permukaan katalis dengan gerakan difusi yang lambat.
Jadi dalam reaksi dengan proses disproposionasi toluene ini, 2 mol toluene
akan pecah menjadi 1 mol benzene dan 1 mol xylene, reaksi yang terjadi
ditunjukan oleh skema berikut :
BAB II Deskripsi Proses
Pra Rancangan Pabrik Paraxylene Proses Disproporsionasi Toluene
32
CH3
+
CH3
CH3
2
TOLUENE BENZENE XYLENE
Gambar 2.1. Reaksi Disproporsionasi Toluene
Proses disproposionasi toluene secara teoritis campuran yang terjadi
adalah equimolar : 50% benzene dan 50% xylene. Tetapi pada kenyataannya yang
diperoleh dari hasil reaksi adalah 37% benzene dan 55% xylene ( Mc Ketta,
hal 257 )
Xylene yang terjadi pada reaksi ini adalah merupakan campuran antara
isomer-isomer xylene ( mixed xylenes ). Paraselectivity adalah merupakan jumlah
proporsi paraxylene dalam total campuran xylene yang terbentuk dari reaksi.
Kenaikan paraselectivity-nya dalam katalis disebabkan karena adanya kontrol
difusi secara selective dari pori-pori katalis. Selain reaksi utama diatas, dalam
proses ini juga terjadi reaksi sekunder yaitu reaksi isomerisasi o-xylene dan
m-xylene dan akhirnya akan menjadi p-xylene yang diinginkan
CH3 CH3
CH3
o-xylenem-xylene
p-xylene
CH3
CH3
CH3
ACID ACID
Gambar 2.2. Reaksi Isomerisasi Xylene
BAB II Deskripsi Proses
Pra Rancangan Pabrik Paraxylene Proses Disproporsionasi Toluene
33
2.2.2. Mekanisme Reaksi
Reaksi disproporsionasi adalah suatu reaksi kimia dimana suatu zat bisa
berfungsi baik sebagai oksidator maupun reduktor ( autoredoks ). Konsep
disproporsionasi ini dapat dilihat dari mekanisme reaksi yang secara molekuler
dapat dijelaskan sebagai berikut :
Si4+ + 2e- Si2+
H2 2H+ + 2e-
C6H5CH3 + H+ C6H6 + CH3+
C6H6CH3 + CH3+ C6H4(CH3)2 + H+
2H+ + Si2+ Si4+ + H2
2C6H5CH3 C6H6 + C6H4(CH3)2
Mekanisme yang dapat ditinjau dari pembentukan gugus radikal sebagai berikut :
1. Mula-mula gas hidrogen diubah menjadi gugus radikal hydrogenium oleh
katalis Si.
2. Radikal hydrogenium ini masuk pada ikatan gugus alkyl dengan
aromatisnya, sehingga ikatan menjadi lemah dan mudah lepas membentuk
benzene dan gugus alkyl radikal yang bebas.
3. Gugus alkyl radikal ini lalu menyerang senyawa aromatis yang lain
sehingga ikatannya menjadi lemah terhadap gugus hidrogen membentuk
xylene dan radikal hydrogenium.
4. Dua radikal hydrogenium kemudian tereduksi membentuk gas hidrogen
kembali oleh katalis Si, demikian seterusnya.
BAB II Deskripsi Proses
Pra Rancangan Pabrik Paraxylene Proses Disproporsionasi Toluene
34
Reaksi dapat digambarkan sebagai berikut :
H2 H+ + H+
( Journal of catalyst, Januari 1986 )
Dari kedua mekanisme reaksi diatas terlihat bahwa proses pemindahan
gugus alkyl tersebut memerlukan bantuan gas hydrogen untuk membentuk radikal
hydrogenium yang aktif maupun sebagai sumber proton/electron untuk reaksi
redoksnya ( disproporsionasinya ).
Pada 1 molekul toluene, penyerangan radikal hydrogenium terhadap
molekul toluene menunjukkan bahwa dalam hal ini toluene berfungsi sebagai
reduktor (menerima proton) lalu senyawa ini melepaskan gugus alkil radikal
membentuk benzene. Dalam hal ini toluene berfungsi sebagai oksidator (melepas
BAB II Deskripsi Proses
Pra Rancangan Pabrik Paraxylene Proses Disproporsionasi Toluene
35
proton). Pada molekul toluene lainnya, penyerangan gugus alkil radikal terhadap
molekul toluene menunjukkan bahwa toluene berfungsi sebagai reduktor lalu
senyawa ini melepaskan gugus radiakal hydrogenium membentuk xylene. Dalam
hal toluene berfungsi sebagai oksidator. Jadi disini toluene berfungsi baik sebagai
oksidator maupun reduktornya (autoredoks).
Mekanisme reaksi pada katalis dapat dibagi dalam tahap-tahap sebagai berikut :
1. Adsorbsi pada permukaan katalis
toluene toluene ( s )
methyl methyl ( s )
pada kondisi ini membutuhkan tekanan dan suhu yang tinggi.
2. Reaksi aktivasi
toluene ( s ) toluene
methyl ( s ) methyl
pada kondisi ini membutuhkan suhu yang tinggi.
3. Reaksi pada permukaan katalis
toluene + methyl xylene ( s )
pada reaksi ini memerlukan pada suhu tinggi.
4. Deaktivasi
xylene ( s ) xylene ( s )
kemudian kembali akan mengaktifkan katalis, pada reaksi ini tidak
memerlukan suhu tinggi.
BAB II Deskripsi Proses
Pra Rancangan Pabrik Paraxylene Proses Disproporsionasi Toluene
36
5. Desorbsi
xylene ( s ) xylene + s
2.2.2. Penggunaan Katalis
Pada reaksi disproporsionasi toluene menggunakan katalis yang berpori
(zeolite ZSM-5) agar diperoleh konsentrasi paraxylene yang tinggi pada campuran
xylene (mixed xylenes). Hal ini dapat dijelaskan dengan gambar berikut ini :
Gambar 2.4. Mekanisme isomerisasi xylene dalam katalis zeolite ZSM-5
Pada gambar 2.4 tampak bahwa reaksi trans-alkilasi toluene akan
membentuk benzene, o-xylene, m-xylene dan p-xylene tetapi dalam hal ini
benzene dapat berdifusi dengan cepat keluar dari katalis dan xylene yang
terbentuk akan mengalami isomerasi dengan cepat dalam pori – pori katalis.
Paraxylene dapat berdifusi keluar lebih cepat dibandingkan dengan isomer lainnya
(meta dan ortoxylene). Hal ini disebabkan orto dan metaxylene sulit keluar dari
BAB II Deskripsi Proses
Pra Rancangan Pabrik Paraxylene Proses Disproporsionasi Toluene
37
pori - pori katalis, oleh karena itu keduanya berisomerisasi membentuk
paraxylene agar dapat keluar dari pori pori katalis. Fenomena di atas disebabkan
oleh efek “steotrip hindrance” pada masing – masing struktur molekulnya
(penghalang berdasarkan bentuk molekulnya).
Paraxylene relatif lebih mudah keluar dari pori – pori katalis karena
struktur molekulnya lebih “ramping” dibandingkan orto dan metaxylene yang
mempunyai sisi penghalang pada bagian kiri atau kanannya, yaitu gugus
methylnya.
Alasan lain yang mendukung pendapat ini adalah bentuk pori – pori dari
katalis yang dapat digambarkan seperti pada gambar 2.5. Pada gambar ini tampak
bahwa bentuk pori –pori katalis yang sebenarnya adalah bentuk mikroskopis yang
tidak teratur, sehingga bagi senyawa yang mempunyai bentuk molekul dengan sisi
penghalang akan sukar sekali untuk berdifusi keluar dari katalis tersebut. Dengan
demikian meta dan ortoxylene seperti dipaksa untuk berisomerisasi terlebih
dahulu membentuk paraxylene agar dapat berdifusi keluar dari katalis.
Gambar 2.5. Pori –pori katalis tempat terjadinya difusi dan reaksi kimia
(Reff. R. Byrond Bird, Stewart, WE, hal 534)
BAB II Deskripsi Proses
Pra Rancangan Pabrik Paraxylene Proses Disproporsionasi Toluene
38
2.2.4. Kondisi Operasi dan Reaktor
Reaksi disproporsionasi toluena ini berlangsung pada suhu 390-400 0C,
tekanan 30 atm, WHSV = 4-4,5 hr-1 dan 0,5 H2/HC, pada fase gas menggunakan
jenis reaktor Fixed Bed Multitube Catalytic, menggunakan katalis zeolite ZSM-5.
Dari keterangan di atas diketahui bahwa reaksi berlangsung pada suhu tinggi dan
tekanan tinggi. Hal ini disebabkan karena alasan-alasan sebagai berikut :
Suhu yang tinggi diperlukan untuk berlangsungnya reaksi aktivasi dan
reaksi permukaan pada katalis yang digambarkan pada mekanisme reaksi.
Suhu yang tinggi ini diperlukan untuk proses desorbsi dari pori-pori
katalis.
Tekanan yang tinggi diperlukan untuk berlangsungnya proses adsorbsi
toluene pada permukaan katalis, dan sekaligus juga untuk mendorong
masuknya molekul atau uap toluene pada pori-pori katalis.
Sedangkan dalam perancangan ini dipilih suhu reaktan masuk reaktor
adalah 390C dan keluar pada suhu 400 0C pada tekanan 30 atm. Karena operasi
reaktor pada suhu yang tinggi serta reaksi yang berlangsung sangat eksotermis
maka reaktor yang digunakan adalah fixed bed multi tube catalitic reactor agar
tercapai suhu keluar dari reaktor tidak lebih dari 400C. Bentuk reaktor yang
dipilih berupa bejana yang berbentuk silinder yang teridiri dari tube – tube tempat
mengalirkan pendingin reaktor dan terdapat bed yang diisi katalis (zeolite
ZSM – 5).
BAB II Deskripsi Proses
Pra Rancangan Pabrik Paraxylene Proses Disproporsionasi Toluene
39
Alasan-alasan dipilihnya reactor fixed bed multi tube adalah :
1. Reaksi yang terjadi bersifat sangat eksotermis sehingga memerlukan
pendingin karena perbedaan suhu pada dasar reactor dan puncak reactor
tidak berbeda jauh (ΔT = 10 0C).
2. Dari segi konstruksi dan perawatan relatif lebih mudah karena bentuknya
sederhana.
Reaksi Disproporsionasi toluene merupakan reaksi searah dan bersifat
eksotermis. Untuk mendapatkan hasil yang optimum dapat ditinjau dari segi
kinetika reaksi dan thermodinamika.
2.3. TINJUAN KINETIKA DAN THERMODINAMIKA
2.3.1. Tinjauan Kinetika
Tujuan tinjauan kinetika untuk mengetahui pengaruh suhu (T) terhadap
konstanta kecepatan reaksi (k) khususnya reaksi disproporsionasi toluene.
Reaksi disproporsionasi toluene merupakan reaksi orde dua, dengan
persamaan kecepatan reaksi sebagai berikut :
-rA = k PA2
dimana :
PA : tekanan reaktan
k : konstanta kecepatan reaksi
Menurut persamaan Arhenius :
k = A e-E/RT
BAB II Deskripsi Proses
Pra Rancangan Pabrik Paraxylene Proses Disproporsionasi Toluene
40
Dalam hubungan ini :
k = Konstanta kecepatan reaksi
A = Faktor frekuensi tumbukan
E = Energi aktivasi
R = Konstanta gas universal
T = Temperatur mutlak
Dari persamaan Arhenius di atas, konstanta kecepatan reaksi ( k )
merupakan fungsi suhu ( T ), sehingga semakin tinggi temperature maka harga k
semakin besar. Oleh karena itu dari tinjauan kinetika reaksi dipilih pada suhu
yang tinggi, tetapi pemakaian suhu tinggi harus dibatasi tidak boleh terlalu, sebab
bila suhu reaksi tinggi ,maka akan terjadi reaksi samping yang merugikan yaitu
reaksi hydrodealkisasi toluene menjadi benzene dan metana, seperti yang
ditunjukan oleh reaksi di bawah ini
+ + CH4
CH3
H2
Toluene(g) Benzene(g) metana(g)
Gambar 2.6. Reaksi Hidrodealkilasi Toluene
Adanya reaksi diatas akan memperkecil konversi reaksi membentuk
p-xylene, dan terbentuknya gas CH4 dapat mengotori hasil reaksi sehingga
kemurnian produk yang ingin dicapai menjadi berkurang.
BAB II Deskripsi Proses
Pra Rancangan Pabrik Paraxylene Proses Disproporsionasi Toluene
41
2.3.2. Tinjauan Thermodinamika
Tujuan tinjauan thermodinamika untuk mengetahui sifat reaksi yang
terjadi ditinjau dari panas pembentukan (∆Hf0) serta untuk mengetahui apakah
reaksi yang terjadi searah atau tidak ditinjau dari energi bebas Gibbs (∆Gf0).
Reaksi utama yang terjadi :
CH3
+
CH3
CH3
2
TOLUENE (g) BENZENE (g) XYLENE (g)
P = 30 atmT = 400 0C
ZSM-5
Proses Disproporsionasi Toluene dijalankan pada kondisi suhu 400 0C dan
tekanan 30 atm.
Ditinjau dari panas pembentukan ∆Hf0 (pada 298 0K) :
∆H0f = ∆Hf
0 produk - ∆Hf0 reaktan
= (∆Hf0 benzene + ∆Hf
0 p-xylene) – 2 (∆Hf0 toluene )
= (19,l82 + (-5,838)) – 2 (-11,95)
∆H0f = -9,918 kcal/mol
Dari perhitungan di atas tampak bahwa reaksi tersebut melepaskan panas
(reaksi eksotermis).
Ditinjau dari energi bebas Gibbs (∆Gf0) pada suhu 673 0K (400 0C) :
∆Gf0 = ∆Gf
0 produk - ∆Gf0 reaktan
= (∆Gf0 benzene + ∆Gf
0 p-xylene) – 2(∆Gf0 toluene )
= (30,898 + 28,952) – 2(29,228)
∆Gf0 = 1,394 kcal/gmol
BAB II Deskripsi Proses
Pra Rancangan Pabrik Paraxylene Proses Disproporsionasi Toluene
42
ln K = -∆Gf0 / (RT)
= -1,394 / (1,987 x 673)
ln K = -0,001042
K = 0,999≈ 1
Harga konstanta kesetimbangan mendekati satu, berarti reaksi yang berlangsung
irreversible (searah). Dengan demikian reaksi Disproporsionasi Toluene adalah
reaksi yang bersifat eksotermis dan searah (irreversible)
Dari kedua tinjauan di atas disimpulkan tinjauan yang paling berpengaruh
untuk reaksi Disproporsionasi Toluene yaitu tinjauan kinetika sebab reaksi yang
berlangsung pada suhu yang tinggi dapat mempercepat kecepatan reaksi
membentuk produk, sedangkan dari tinjauan thermodinamika semakin tinggi suhu
maka kesetimbangan reaksi akan mengarah ke kiri sehingga dapat memperkecil
jumlah produk yang diinginkan sebab reaksi berlangsung secara eksotermis.
BAB II Deskripsi Proses
Pra Rancangan Pabrik Paraxylene Proses Disproporsionasi Toluene
43
2.4 DIAGRAM ALIR PROSES
2.4.1 Langkah Proses
Proses pembuatan paraxylene pada perancangan ini melalui lima tahapan
langkah proses, yaitu tahap penyimpanan bahan baku, tahap penyiapan bahan
baku, tahap reaksi, tahap pemisahan dan pemurnian produk, tahap penyimpanan
produk.
A. Tahap Penyimpanan Bahan Baku
Tahap ini digunakan untuk menyimpan bahan baku sementara sebelum
digunakan untuk proses produksi. Bahan baku toluene disimpan dalam tanki fixed
roof T-01 karena dalam bentuk cair dan bersifat volatile pada suhu kamar
T = 30 0C dan P = 1 atm. Gas H2 dialirkan secara inline melalui pipa dari pabrik
tetangga dengan tekanan 1 atm.
B. Tahap Penyiapan Bahan Baku
Tahap ini ditujukan untuk menyiapkan bahan baku toluene dan H2 agar
siap diumpankan ke dalam reaktor sesuai dengan kondisi operasi yang telah
ditentukan. Tahap ini meliputi :
Pengubahan Fasa dan Menaikkan Tekanan Toluene
Fresh toluene dengan kemurnian min 99 %wt dipompa dari T-01 lalu
dicampur dengan toluene recycle yang berasal dari hasil atas kolom distilasi
D-02 dan filtrat xylene dari centrifuge (CF) di mixer M-01. Suhu
pencampuran ketiga aliran ini mencapai 86,6 oC. Kemudian dari M-01
campuran ini lalu dipompa ke vaporizer (V) untuk mengubah fasa dari cair
BAB II Deskripsi Proses
Pra Rancangan Pabrik Paraxylene Proses Disproporsionasi Toluene
44
menjadi gas pada suhu 111,78 oC lalu tekanannya dinaikkan dari 1 atm
menjadi 8 atm dengan compressor sentrifugal C-01. Selanjutnya campuran
toluene ini dicampur dengan gas H2 (campuran H2 make-up dan recycle H2
dari separator gas-cair S-01) yang bertekanan 8 atm di mixer M-02. Karena
kondisi operasi reaktor pada suhu 390 0C dan tekanan 30 atm maka umpan
reaktor berupa gas ini dikompresi kembali ke dalam C-04 hingga 31 atm dan
dialirkan ke furnace (F) untuk menaikkan suhunya hingga mencapai 390 0C.
Toluene siap diumpankan ke dalam reaktor (R).
Menaikkan Tekanan Hidrogen
Gas hidrogen yang dibeli dari PT ALIndo Merak, Banten dialirkan secara
inline pada tekanan 1 atm lalu dikompresi hingga 8 atm dengan kompresor
C-03. Gas H2 make-up ini lalu dicampur dengan aliran gas H2 recycle yang
berasal dari separator gas-cair (S) setelah sebelumnya tekanannya dinaikkan
dari 1 menjadi 8 atm dengan kompresor C-02.
C. Tahap Reaksi
Reaksi yang terjadi di dalam reaktor adalah reaksi Disproporsionasi
Toluene membentuk paraxylene sebagai produk utama dan benzene sebagai
produk samping. Toluene sebagai bahan baku utama, hidrogen serta katalis padat
zeolite ZSM-5. Reaktor yang digunakan adalah reaktor fixed bed multi tube. Fasa
reaksi adalah gas-padat, dimana fasa gasnya adalah toluene dan hidrogen
sedangkan fasa padatnya adalah katalis zeolite ZSM-5. Proses berlangsung secara
non-isothermal non-adiabatis. Suhu reaksi antara 390 - 400 0C dan tekanan 30
BAB II Deskripsi Proses
Pra Rancangan Pabrik Paraxylene Proses Disproporsionasi Toluene
45
atm. Reaksi yang terjadi adalah reaksi eksotermis sehingga perlu pendingin yang
mengalir melalui tube - tube. Pendingin yang digunakan dalam hal ini yaitu
Dowterm A.
D. Tahap Pemisahan dan Pemurnian Produk
Produk keluar dari reaktor berupa fasa gas pada suhu 400 0C dan tekanan
30 atm lalu tekananya diturunkan hingga 2 atm dengan ekspander EX dan
diembunkan di dalam kondensor CD-03 pada suhu 50 0C. Untuk proses
pemisahan antara fraksi gas hidrokarbon dengan fraksi cairan BTX (benzene,
toluene, xylene) maka produk ini dialirkan ke separator gas-cair (S). Gas H2
dikeluarkan dari atas pada T = 42,76 0C dan P = 1,1 atm untuk kemudian
direcycle ke M-02 dan sebagian purging agar tidak terjadi akumulasi bahan inert
(CH4) dalam siklus reaktor. Fraksi cairan berupa BTX dialirkan ke dalam kolom
distilasi D-01 pada T = 42,76 0C dan P = 1,1 atm untuk proses pemisahan benzene
dari campurannya. Hasil atas berupa destilat benzene dengan suhu 80,76 0C dan
tekanan 1 atm. Hasil bawah berupa campuran xylene dan toluene pada suhu
97,75 0C dan tekanan 1,2 atm
Hasil bawah D-01 lalu diumpankan ke dalam kolom distilasi D-02 untuk
memisahkan toluene dari campuran xylene. Diperoleh hasil atas berupa toluene
dalam pada suhu 110,78 0C dan tekanan 1 atm yang kemudian direcycle sebagai
umpan reaktor bergabung dengan fresh feed. Hasil bawah D-02 berupa cairan
mixed xylene pada suhu 154,97 0C dan tekanan 1,5 atm. Xylene ini didinginkan
secara bertahap dengan precooler yaitu HE-01 dan HE-02 sehingga suhu umpan
BAB II Deskripsi Proses
Pra Rancangan Pabrik Paraxylene Proses Disproporsionasi Toluene
46
masuk ke kristalizer (CR) sebesar 50oC. Kristalizer digunakan untuk memisahkan
paraxylene dari campuran xylene berdasarkan perbedaan titik didih. Titik beku
paraxylene pada suhu 13,26 0C sedangkan orto dan metaxylene titik bekunya
dibawah -25 0C oleh karena itu kristalizer beroperasi pada suhu antara 0 – 10 0C
dengan pendingin amoniak (NH3). Hasilnya berupa slurry, campuran kristal di
dalam mother liquor yang kemudian dipisahkan di dalam centrifuge (CF). Filtrat
yang mengandung orto, meta dan sedikit paraxylene direcycle sebagai umpan
reaktor untuk diisomerisasi kembali membentuk paraxylene sedangkan kristal
paraxylene dilelehkan pada suhu 15 0C di dalam melter (ML) dengan pemanas
dari air (T = 30 0C) sehingga diperoleh paraxylene dalam fasa cair, dengan
kemurnian 99,5 %wt .
E. Tahap Penyimpanan Produk
Benzene yang diperoleh sebagai hasil atas D-02 dipompa menuju tanki
penyimpan berupa tanki fixed roof (T-02) pada kondisi T = 30 0C dan P = 1 atm
karena bersifat volatile.
Paraxylene dalam fasa cair dipompa dari ML menuju tanki penyimpan
berupa tanki fixed roof (T-03) pada kondisi T = 30 0C dan P = 1 atm karena
bersifat volatile juga. Kedua produk ini siap dipasarkan.
2.4.2. Diagram Alir Proses
Diaram alir proses dapat dilihat pada halaman berikutnya.
BAB II Deskripsi Proses
Pra Rancangan Pabrik Paraxylene Proses Disproporsionasi Toluene
47
2.5 NERACA MASSA DAN NERACA PANAS
2.5.1 Neraca Massa
A. Neraca Massa di sekitar Reaktor
KOMPONENINPUT
(kg/jam)OUTPUT (kg/jam)
ARUS 5 ARUS 6Toluene 290705.41 201004.99Benzene 0.00 43559.35Paraxylene 5420.71 49128.36Metaxylene 4894.07 6876.52Ortoxylene 1643.46 2094.43H2 3283.90 3283.90CH4 3.03 3.03JUMLAH 305950.58 305950.58
B. Neraca massa di sekitar S-01
KOMPONEN INPUT (kg/jam) OUTPUT (kg/jam)ARUS 6 ARUS 7 ARUS 10
Toluene 201004.99 - 201004.99Benzene 43559.35 - 43559.35Paraxylene 49128.36 - 49128.36Metaxylene 6876.52 - 6876.52Ortoxylene 2094.43 - 2094.43H2 3283.90 3283.90 -CH4 3.03 3.03 -
JUMLAH 305950.583286.93 302663.65
305950.58
C. Neraca Massa Arus 7
KOMPONEN ARUS 7(kg/jam)
ARUS 9(kg/jam)
ARUS 8(kg/jam)
Toluene - - -Benzene - - -Paraxylene - - -Metaxylene - - -Ortoxylene - - -H2 3283.90 3120.46 163.44CH4 3.03 2.88 0.15
JUMLAH 3286.933123.34 163.59
3286.93
BAB II Deskripsi Proses
Pra Rancangan Pabrik Paraxylene Proses Disproporsionasi Toluene
48
D. Neraca Massa disekitar D-01
KOMPONEN INPUT (kg/jam) OUTPUT (kg/jam)ARUS 10 ARUS 11 ARUS 12
Toluene 201004.99 979.72 200024.36Benzene 43559.35 43559.96 0.30Paraxylene 49128.36 - 49128.36Metaxylene 6876.52 - 6876.52Ortoxylene 2094.43 - 2094.43
JUMLAH 302663.6544539.68 258123.97
302663.65
E. Neraca Massa disekitar D-02
KOMPONEN INPUT (kg/jam) OUTPUT (kg/jam)ARUS 12 ARUS 13 ARUS 14
Toluene 200024.36 200003.17 21.19Benzene 0.30 0.03 0.00Paraxylene 49128.36 27.24 49101.12Metaxylene 6876.52 - 6876.52Ortoxylene 2094.43 - 2094.43
JUMLAH 258123.97200030.41 58093.26
258123.97
F. Neraca Massa Arus 13
Komponen Arus 13(kg/jam)
Arus 13b(kg/jam)
Arus 13a(kg/jam)
Toluene 200003.17 10375.31 189627.86Benzene - - -Paraxylene 27.24 1.51 24.21JUMLAH 200030.41 10376.82 189652.07
G. Neraca Massa Kristalizer (CR)
KOMPONENINPUT (kg/jam) OUTPUT (kg/jam)
ARUS 14 ARUS 15Cake Filtrat
Toluene 21.19 21.19 -Paraxylene 49101.12 44191.01 4910.11Metaxylene 6876.52 - 6876.52Ortoxylene 2094.43 - 2094.43JUMLAH
58093.2644212.20 13881.06
58093.26
BAB II Deskripsi Proses
Pra Rancangan Pabrik Paraxylene Proses Disproporsionasi Toluene
49
H. Neraca Massa Centrifuge (C)
KOMPONEN INPUT (kg/jam) OUTPUT (kg/jam)ARUS 15 ARUS 16 ARUS 17
Toluene 21,19 - 21.19Paraxylene 49101.12 4884.99 44191.92Metaxylene 6876.52 4588.38 133.24Ortoxylene 2094.43 1440.68 66.62JUMLAH
58093.2613679.27 44413.99
58093.26
I. Neraca Massa Hidrogen
KOMPONEN INPUT (kg/jam) OUTPUT (kg/jam)
ARUS 2 ARUS 9 ARUS 4H2 163.44 3120.46 3283.90CH4 0.15 2.88 3.03
JUMLAH163.59 3123.34 3286.93
3286.93 3286.93
J. Neraca Massa di sekitar T-01
KOMPONENINPUT (kg/jam) OUTPUT (kg/jam)
ARUS 1 ARUS 1 3a ARUS 16 ARUS 3Toluene 101071.50 189627.86 - 290705.41Benzene - - - -Paraxylene 511.50 24.21 4884.99 5420.71Metaxylene 305.69 - 4588.38 4894.07Ortoxylene 202.78 - 1440.68 1643.46
JUMLAH102097.53 189652.07 10914.05
302663.65302663.65
BAB II Deskripsi Proses
Pra Rancangan Pabrik Paraxylene Proses Disproporsionasi Toluene
50
K. Neraca Massa Total di sekitar T-01
KOMPONENINPUT (kg/jam) OUTPUT (kg/jam)
ARUS 3 ARUS 4 ARUS 5Toluene 290705.41 - 290705.41Benzene - - 0.00Paraxylene 5420.71 - 5420.71Metaxylene 4894.07 - 4894.07Ortoxylene 1643.46 - 1643.46H2 - 3283.90 3283.90CH4 - 3.03 3.03
JUMLAH302663.65 3286,93
305950.58305950.58
L. NERACA MASSA OVERALL
KOMPONENINPUT (kg/jam) OUTPUT (kg/jam)
ARUS 1 ARUS 2 ARUS 8 ARUS 11 ARUS 13b ARUS 17Toluene 101071.50 - - 979.72 10375.31 22.21Benzene - - - 43559.96 - -Paraxylene 511.50 - - - 1.51 44191.92Metaxylene 305.69 - - - 133.24Ortoxylene 202.78 - - - - 66.62H2 - 163.44 163.44 - - -CH4 - 0.15 0.15 - - -
JUMLAH102097.53 163.59 163.59 44539.68 10376.82 44413.99
102261.12 102261.12
BAB II Deskripsi Proses
Pra Rancangan Pabrik Paraxylene Proses Disproporsionasi Toluene
51
2.5.2. Neraca Panas
A. Neraca Panas di Mixer (M-01)
KOMPONEN INPUT OUTPUTQ1 (kJ/jam) Q25 (kJ/jam ) Q34 (kJ/jam ) Q2 (kJ/jam )
Toluene 865726.5076 29136443.4024 31629990.0430Paraxylene 4776.6901 3723.8935 1123986.1492 643954.6756Metaxylene 2635.3067 1416608.4311 534207.4607Ortoxylene 1792.2797 436428.5918 183971.1839
874930.7840 29140167.2959 2977023.1722TOTAL 32992123.3631 32992123.3631
B. Neraca Panas di Vaporizer
KOMPONEN INPUT OUTPUT
Q2 (Kj/jam) Q3 (kJ/jam)
Toluene 31629990.0430 151184652.3577Paraxylene 643954.6756 2748106.4634Metaxylene 534207.4607 2436566.3815Ortoxylene 183971.1839 835029.2537
32992123.3631Steam 124212231.0931TOTAL 157204354.4562 157204354.4562
C. Neraca Panas di Kompresor C-01
KOMPONENINPUT OUTPUT
Q3 (kJ/jam) Q4 (kJ/jam)Toluene 32870188.0350 50433455.8808Paraxylene 635538.1027 973579.7350Metaxylene 575196.9848 880927.8987Ortoxylene 200575.6760 305968.6754
34281498.7985Panas kompresi 18312433.3914TOTAL 52593932.1899 52593932.1899
D. Neraca Panas di Kompresor C-02
KOMPONENINPUT OUTPUT
Q5A (kJ/jam) Q5B (kJ/jam)H2 23337.7779 425166.3998CH4 3.4148 68.1877
23341.1927Panas kompresi 401893.3948TOTAL 425234.5875 425234.5875
BAB II Deskripsi Proses
Pra Rancangan Pabrik Paraxylene Proses Disproporsionasi Toluene
52
E. Neraca Panas di Kompresor C-03
KOMPONENINPUT OUTPUT
Q5A (kJ/jam) Q5B (kJ/jam)H2 11664.2034 431033.1371CH4 1.7029 69.2307
11665.9063Panas kompresi 419436.4614TOTAL 431102.3677 431102.3677
F. Neraca Panas di Mixer (M-02)
KOMPONEN
INPUT OUTPUTQ4 (kJ/jam) Q5b (kJ/jam) Q6 (kJ/jam) Q7 (kJ/jam)
Toluene 50433455.8808 53458238.5267Paraxylene 973579.7350 1031741.5040Metaxylene 880927.8987 933519.6923Ortoxylene 305968.6754 324042.5506H2 425166.3998 8652003.9652 6209997.7000CH4 68.1877 1405.3048 972.9664
TOTAL
52593932.1899 425234.5875 8653409.270061672576.0475 61672576.0475
G. Neraca Panas di Kompresor C-04
KOMPONENINPUT OUTPUT
Q7 (kJ/jam) Q8 (kJ/jam)
Toluene 53208111.91 90110480.01Paraxylene 1026932.466 1735786.075Metaxylene 929171.3086 1569947.871Ortoxylene 322548.7133 541831.3967H2 6184846.63 9659719.384CH4 968.7327662 1579.515125
61672579.7634Panas kompresi 41946764.4929TOTAL 103619344.2563 103619344.2563
BAB II Deskripsi Proses
Pra Rancangan Pabrik Paraxylene Proses Disproporsionasi Toluene
53
H. Neraca Panas di Furnace (F)
KOMPONENINPUT OUTPUT
Q8 (kJ/jam) Q9 (kJ/jam)Toluene 90110480.01 186973379.8621Paraxylene 1735786.075 3595273.0395Metaxylene 1569947.871 3249782.0758Ortoxylene 541831.3967 1112159.7191H2 9659719.384 17367274.8728CH4 1579.515125 3133.0428
103619344.2563Bahan bakar 108681658.3559TOTAL 212301002.6121 212301002.6121
I. Neraca Panas di Reaktor (R)
KOMPONEN
INPUT OUTPUT
Q9 (kJ/jam) Q10 (kJ/jam)Toluene 186973379.8621 133860454.6763Benzene - 27781212.2155Paraxylene 2456323.5356 33737292.4752Metaxylene 3245980.3097 4727612.5819Ortoxylene 1091297.6010 1466884.8589H2 117033142.5811 17846274.2012CH4 2013.6196 3238.9386
219422969.9476Panas reaksi 5355919.3998Pendingin 86023248.1616TOTAL 310802137.5091 310802137.5091
J. Neraca Panas di Expander (EX)
KOMPONENINPUT OUTPUT
Q10 (kJ/jam) Q11 (kJ/jam)Toluene 118193484.7564 74895979.1622Benzene 22568597.7308 15492703.4703Paraxylene 31343377.5843 18899284.7754Metaxylene 4404791.7477 2649674.8965Ortoxylene 1467954.8100 827653.0622H2 30175399.8351 11234823.8354CH4 5205.5614 1874.3244
208158812.0257Panas dilepas 84156818.4993TOTAL 124001993.5264 124001993.5264
BAB II Deskripsi Proses
Pra Rancangan Pabrik Paraxylene Proses Disproporsionasi Toluene
54
K. Neraca Panas di CD-03
KOMPONENINPUT OUTPUT
Q11 (kJ/jam) Q12 (kJ/jam)Toluene 74895979.1622 6055412.0267Benzene 15492703.4703 1233334.6261Paraxylene 18899284.7754 1539869.7614Metaxylene 2649674.8965 216159.4742Ortoxylene 827653.0622 68887.3807H2 11234823.8354 1173634.0785CH4 1874.3244 173.8474
124001993.5264Pendingin -113714522.3314TOTAL 10287471.1950 10287471.1950
L. Neraca Panas di Separator (S)
KOMPONENINPUT OUTPUT
Q12 (kJ/jam) Q13 (kJ/jam) Q15 (kJ/jam)
Toluene 6055412.0267 6154448.3816Benzene 1233334.6261 1380123.8500Paraxylene 1539869.7614 1641542.6979Metaxylene 216159.4742 211804.6786Ortoxylene 68887.3807 66153.0463H2 1173634.0785 833276.0322CH4 173.8474 123.0146
833399.0468 9454072.6544
TOTAL 10287471.1950 10287471.1950
M. Neraca Panas di Kolom Distilasi (D-01)
KOMPONENINPUT OUTPUT
Q15 (kJ/jam) Q18 (kJ/jam) Q21 (kJ/jam)Toluene 6154448.3816 96048.6108 25856919.6845Benzene 1380123.8500 4434536.4372 40.2808Paraxylene 1641542.6979 6930803.9111Metaxylene 211804.6786 890947.6739Ortoxylene 66153.0463 278258.6458
9454072.6544 4530585.0480 33956970.196138487555.2441
Panas reboiler 48653860.3585Panas condenser 19620377.7688TOTAL 58107933.0129 58107933.0129
BAB II Deskripsi Proses
Pra Rancangan Pabrik Paraxylene Proses Disproporsionasi Toluene
55
N. Neraca Panas di Kolom Distilasi (D-02)
KOMPONENINPUT OUTPUT
Q21 (kJ/jam) Q24 (kJ/jam) Q27 (kJ/jam)
Toluene 25856919.6845 30739621.7733 5084.1189Benzene 40.2808 216.6880Paraxylene 6930803.9111 4326.3875 12788716.4447Metaxylene 890947.6739 1643201.0347Ortoxylene 278258.6458 14215017.7275
33956970.1961 30744164.8489 28652019.325859396184.1747
Panas reboiler 172474765.9412Panas condenser 147035551.9627TOTAL 206431736.1374 206431736.1374
O. Neraca Panas di HE-01
KOMPONEN
INPUT OUTPUT
Q27a (kJ/jam) Q32 (kJ/jam) Q27b+ Q33 (kJ/jam)
Toluene 5084.1189 0.0000 4573.2694Paraxylene 12788716.4447 -179739.5838 12665462.8646Metaxylene 1643201.0347 -156410.9819 2467876.6245Ortoxylene 14215017.7275 -50318.5078 13127637.9039
28652019.3258 -386469.0735TOTAL 28265550.6624 28265550.6624
P. Neraca Panas di HE-02
KOMPONENINPUT OUTPUT
Q27b (kJ/jam) Q28 (kJ/jam) Toluene 4573.2694 916.9656Paraxylene 12665462.8646 2318893.1941Metaxylene 2467876.6245 299156.9587Ortoxylene 13127637.9039 2591829.2280
28265550.6624Panas diserap -23054754.3160TOTAL 5210796.3464 5210796.3464
BAB II Deskripsi Proses
Pra Rancangan Pabrik Paraxylene Proses Disproporsionasi Toluene
56
Q. Neraca Panas di Kristalizer (CR)
KOMPONENINPUT OUTPUT (Q29)
Q28 (kJ/jam) CAKE (kJ/jam) FILTRAT (kJ/jam)Toluene 916.9656 -298,9561 0.0000Paraxylene 2318893.1941 -1285490,6005 -180663,8556Metaxylene 299156.9587 0.0000 -234410,2374Ortoxylene 93442.9380 0.0000 -73151,9784
2712410.0564 -1285789,5565 -488226,0714Pendingin -4486425.6843TOTAL -1774015,6279 -1774015,6279
R. Neraca Panas di Centrifuge (CF)
KOMPONEN
INPUT (Q29) OUTPUT
CAKE (kJ/jam) FILTRAT (kJ/jam)
Q30
(kJ/jam)Q32
(kJ/jam)
Toluene -298.9561 0.0000 -298.9561 0.0000Paraxylene -1285490.6005 -180663,8556 -1286221.3265 -179739.5838Metaxylene 0.0000 -234410,2374 -55243.6807 -156410.9819Ortoxylene 0.0000 -73151,9784 -19657.4836 -50318.5078
-1285789,5565 -488226,0714 -1361421.4469 -386469.0735
-1774015.627926125.1075
-1747890.5204
Panas yang diserap
TOTAL -1747890.5204 -1747890.5204
S. Neraca Panas di Melter (ML)
KOMPONEN
INPUT OUTPUT
Q30 (kJ/jam) Q31 (kJ/jam)
Toluene -298.9561 -144.3640Paraxylene -1286221.3265 -648496.6291Metaxylene -55243.6807 -27642.9637Ortoxylene -19657.4836 -9926.8699
-1361421.4469Pemanas 675210.6202
TOTAL -686210.8268 -686210.8268
BAB II Deskripsi Proses
Pra Rancangan Pabrik Paraxylene Proses Disproporsionasi Toluene
57
2.6. LAY OUT PABRIK DAN PERALATANNYA
Setelah proses flow diagram tersususun, sebelum design piping, struktural
dan listrik dimulai, maka lay out pabrik dan perencanaan harus direncanakan
terlebih dahulu.
2.6.1 Lay Out Pabrik
Lay out pabrik adalah tempat kedudukan dan bagian-bagian pabrik yang
meliputi tempat bekerjanya karyawan, tempat penyimpanan bahan, baik bahan
baku dan produk, tempat peralatan, ditinjau dari hubungan satu dengan yang
lainnya. Tata letak pabrik harus dirancang sedemikian rupa sehingga
penggunaaan area pabrik effisien dan kelancaran proses produksi dapat terjamin.
Jadi dalam penentuan tata letak pabrik harus dipikirkan penempatan alat-alat
produksi sehingga keamanan, keselamatan dan kenyamanan bagi karyawan dapat
terpenuhi. Selain peralatan tercatum di dalam flow sheet process, beberapa
bangunan lain seperti kantor, bengkel, poliklinik, laboratorium, kantin, pengendali
kebakaran ( fire safety ), pos keamanan dan sebagainya hendaknya dapat
ditempatkan pada bagian yang tidak mengganggu, ditinjau dari segi lalu lintasnya
barang, kontrol dan keamanan.
Hal-hal yang harus diperhatikan dalam perancangan tata letak pabrik adalah :
1. Daerah Proses
Daerah proses digunakan untuk menempatkan alat-alat yang berhubungan
dengan proses produksi, dimana pada daerah proses ini diletakkan pada
daerah terpisah dari bagian lain untuk mempermudah dalam pengontrolan,
transportasi bahan baku dan produk.
BAB II Deskripsi Proses
Pra Rancangan Pabrik Paraxylene Proses Disproporsionasi Toluene
58
2. Keamanan
Keamanan terhadap kemungkinan adanya kebakaran, ledakan, asap, atau gas
beracun benar-benar diperhatikan di dalam penentuan tata letak pabrik. Untuk
itu harus dilakukan penempatan alat-alat pengaman seperti hydrant,
penampung air yang cukup, penahan ledakan. Tangki penyimpanan bahan
baku ataupun produk berbahaya, harus diletakan pada tempat yang khusus
serta perlu adanya jarak antara bangunan yang satu dengan bangunan yang
lainnya guna memberikan pertolongan dan menyediakan jalan bagi karyawan
untuk menyelamatkan diri.
3. Luas Area Yang Tersedia
Harga tanah menjadi hal yang membatasi kemampuan penyediaan area.
Pemakaian tempat sesuai dengan area yang tersedia. Jika harga tanah mahal,
maka diperlukan effisiensi dalam pemakaian ruang sehingga peralatan tertentu
dapat diletakkan di atas peralatan lain, atau lantai ruangan diatur sedemikian
rupa untuk menghemat tempat.
4. Instalasi dan Utilitas
Pemasangan dan distribusi yang baik dari gas, udara, steam, dan listrik akan
membantu kemudahan kerja dan perawatannya. Penempatan pesawat proses
sedemikian rupa sehingga petugas dapat dengan mudah mencapai dan
menjamin kelancaran operasi serta memudahkankan perawatannya.
5. Kemungkinan Perluasan Pabrik
Penyediaan luas area tertentu dilakukan untuk kemungkinan perluasan pabrik
dimasa mendatang.
BAB II Deskripsi Proses
Pra Rancangan Pabrik Paraxylene Proses Disproporsionasi Toluene
59
Secara garis besar, lay out pabrik ini dapat dibagi ke dalam beberapa daerah
utama, yaitu :
1. Daerah Administrasi atau Perkantoran, Laboratorium dan Ruang Kontrol
Daerah administrasi merupakan puasat kegitan administrasi pabrik yang
mengatur kelancaran operasi. Laboratorium dan ruang kontrol sebagai pusat
pengendali proses, kualitas dan kuantitas bahan yang akan diproses serta
produk yang akan dijual.
2. Daerah Proses
Merupakan daerah tempat alat-alat proses diletakan dan proses berlangsung
3. Daerah Pergudangan Umum, Bengkel dan Garasi
4. Daerah Utilitas
Merupakan daerah dimana kegiatan penyedian air dan listrik dipusatkan.
Lay out pra perancangan paraxylene dapat dilihat pada gambar 2.7
BAB II Deskripsi Proses
Pra Rancangan Pabrik Paraxylene Proses Disproporsionasi Toluene
60
BAB II Deskripsi Proses
Pra Rancangan Pabrik Paraxylene Proses Disproporsionasi Toluene
61
Keterangan Gambar :
1. Pos Keamanan
2. Taman
3. Area Parkir
4. Kantor dan Aula
5. Kantin
6. Poliklinik
7. Mushola
8. perpustakaan
9. Tempat Penyimpanan reaktan
10. Tempat penyimpanan produk
11. Area proses
12. Daerah perluasan proses
13. Control room
14. Laboratorium
15. Gudang
16. Bengkel
17. Daerah pembangkit listrik
18. Pemadam kebakaran
19. Daerah utilitas
20. Daerah pengolahan limbah
21. Daerah penyediaan bahan bakar
BAB II Deskripsi Proses
Pra Rancangan Pabrik Paraxylene Proses Disproporsionasi Toluene
62
2.6.2 Lay Out Peralatan
Dalam perancangan lay out peralatan proses, ada beberapa hal – hal yang
perlu diperhatikan, antara lain :
1. Aliran Bahan Baku dan Produk
Aliran bahan baku dan produk yang tepat akan memberikan keuntungan nilai
ekonomis yang tinggi, semakin dekat penempatan bahan baku dan produk
dengan jalur transportsi maka semakin efisien dana yang dikeluarkan.
2. Aliran Udara
Aliran udara di dalam dan sekitar area proses harus diperhatikan. Hal ini
bertujuan untuk menghindari stagnasi udara pada suatu tempat yang dapat
menyebabkan akumulasi bahan kimia yang berbahaya, sehingga dapat
membahayakan keselamatan kerja. Di samping itu perlu diperhatikan arah
hembusan angin.
3. Cahaya
Penerangan seluruh pabrik harus memadai pada tempat-tempat proses yang
berbahaya dan beresiko.
4. Tata Letak Alat Proses
Penempatan alat-alat proses yang tepat akan mempercepat jalannya proses
sehingga menjamian kelancaran proses produksi.
5. Kelancaran Lalu Lintas
Kelancaran lalu lintas barang dan manusia juga berpengaruh terhadap
jalannya proses produksi.
BAB II Deskripsi Proses
Pra Rancangan Pabrik Paraxylene Proses Disproporsionasi Toluene
63
6. Tata Letak Area Proses
Dalam menempatkan alat-alat proses pada pabrik diusahakan agar dapat
menekan biaya operasi dan menjamin kelancaran dan keamanan produksi
pabrik sehingga dapat menguntungkan dari segi ekonomi.
Tata letak proses harus dirancang sedemikian rupa sehingga :
Kelancaran proses produksi dapat terjamin
Dapat mengefektifkan penggunaan luas tanah
Biaya material handling menjadi rendah dan mengakibatkan
menurunnya pengeluaran untuk kapital yang tidak penting.
Karyawan mendapat kepuasan kerja.
7. Jarak Antar Alat Proses
Untuk alat-alat produksi yang mudah meledak atau terbakar letaknya
dijauhkan dari peralatan lain, sehingga apabila terjadi ledakan atau
kebakaran tidak membahayakn peralatan yang lain :
Lay out peralatan pada pra perancangan pabrik paraxylene ini dapat dilihat pada
gambar 2.8
BAB II Deskripsi Proses
Pra Rancangan Pabrik Paraxylene Proses Disproporsionasi Toluene
64
BAB II Deskripsi Proses
Pra Rancangan Pabrik Paraxylene Proses Disproporsionasi Toluene
65
Keterangan Gambar :
T : Tangki
P : Pompa
HE : Heat Exchanger
C : Kompresor
M : Mixer
EX : Expander
RB : Reboiler
F : Furnace
CD : Kondensor
ACC : Akumulator
B - 1
LAMPIRAN B
PERHITUNGAN NERACA PANAS
Dalam neraca panas ini :
- Perhitungan berdasarkan basis 1 jam operasi
- T referensi 298 K
Data yang dibutuhkan :
1. Kapasitas panas cairan
Cp = A + BT + CT2 + DT3
Ket :
Cp = kapasitas panas (Joule / mol.K)
A,B,C,D = konstanta
T = suhu (K)
Komponen A B C DToluene 83.703 0.51666 -1.4910E-03 1.9725E-06Benzene -31.662 1.3043 -3.6078E-03 3.8243E-06Paraxylene -11.035 1.5158 -3.9039E-03 3.9193E-06Metaxylene 70.916 0.8045 -2.1885E-03 2.5061E-06Ortoxylene 54.46 0.94926 -2.4902E-03 2.6838E-06H2 50.607 -6.1136 3.0930E-01 -4.1480E-03CH4 -0.018 1.1982 -9.8722E-03 3.1670E-05
(Reff : Carl L.Yaws,”Chemical Properties Handbook”)
B - 2
2. Kapasitas panas gas
Cp = A + BT + CT2 + DT3 + ET4
Ket :
Cp = kapasitas panas (Joule/mol.K)
A,B,C,D,E = konstanta
T = suhu (K)
Komponen A B C D EToluene -24.097 5.2187E-01 -2.9827E-04 6.1220E-08 1.258E-12Benzene -31.368 4.7460E-01 -3.1137E-04 8.5237E-08 -5.052E-12Paraxylene -17.36 5.6470E-01 -2.6293E-04 1.1217E-08 1.654E-11Metaxylene -16.725 5.6424E-01 -2.6465E-04 1.3381E-08 1.587E-11Ortoxylene 0.182 5.1344E-01 -2.0212E-04 -2.1615E-08 2.321E-11H2 25.399 2.0178E-02 -3.8549E-05 3.1880E-08 -8.759E-12CH4 34.942 -3.9957E-02 1.9184E-04 -1.5303E-07 3.932E-11
(Reff : Carl L.Yaws,”Chemical Properties Handbook”)
4. Kapasitas panas padat
Cp = A + BT + CT2
Ket :
Cp = kapasitas panas (Joule/mol.K)
A,B,C = konstanta
T = suhu (K)
Komponen A B CToluene -1.33 0.90564 -2.3442E-03Benzene 9.359 0.37714 1.4772E-04Paraxylene 0.872 0.80786 -9.5350E-04Metaxylene 3.913 0.84357 -1.4305E-03Ortoxylene 0.302 0.78782 -8.1442E-04
(Reff : Carl L.Yaws,”Chemical Properties Handbook”)
B - 3
5. Tekanan Uap Jenuh
Persamaan Antoine yang digunakan :
10 log Psat = A + B/T + C ( 10 log T ) + DT +ET2
Ket :
Psat = tekanan uap jenuh(mmHg)
A,B,C, D, E = konstanta
T = suhu (K)
Komponen A B C D EToluene 34.0775 -3037.9 -9.1635 1.0289E-11 2.7035E-06Benzene 31.7718 -2725.4 -8.4443 -5.3534E-09 2.7187E-06Paraxylene 60.0531 -4015.9 -19.441 0.0082881 -2.3647E-12Metaxylene 34.6803 -3298.1 -9.257 -4.3563E-10 2.4103E-06Ortoxylene 37.2413 -3457.3 -10.126 9.0676E-11 2.6123E-06
(Reff : Carl L.Yaws,”Chemical Properties Handbook”)
6. Panas Penguapan
Pada P = 1atm, T = titik didih
Komponen Hvap(kJ/kmol)Toluene 33590Benzene 30750Paraxylene 35820
Metaxylene 36330
Ortoxylene 37000H2 460
CH4 8160
(Reff : Carl L.Yaws,”Chemical Properties Handbook”)
B - 4
Untuk P 1 atm, maka persamaan Watson digunakan untuk menghitung panas
penguapan, sebagai fungsi dari suhu.
n
vap Tc
T1ΔH
A
Dengan ∆Hvap = Panas penguapan (kjoule/mol)
A,Tc,n = koefisien regresi persamaan Watson
T = suhu (K)
Komponen A Tc nToluene 50.139 591.79 0.383Benzene 49.888 562.16 0.489Paraxylene 52.91 616.26 0.354Metaxylene 60.216 617.05 0.458Ortoxylene 55.606 630.37 0.375H2 0.659 33.18 0.38CH4 10.312 190.58 0.265
(Reff : Carl L.Yaws,”Chemical Properties Handbook”)
7. Densitas cairan
n
Tc
T1
A.BDensity
Ket :
Density = densitas cairan , g/mL
A,B,n = koefisien regresi untuk senyawa kimia
T, Tc = suhu, suhu kritis, K
Komponen A B n Tc(K)Toluene 0.29999 2.7108E-01 2.9889E-01 591.790Benzene 0.3009 2.6770E-01 2.8180E-01 562.160Paraxylene 0.27984 2.6003E-01 2.7900E-01 616.260Metaxylene 0.27866 2.5925E-01 2.7242E-01 617.050Ortoxylene 0.38381 2.6083E-01 2.7410E-01 630.370H2 0.03125 3.4730E-01 2.7560E-01 33.180
(Reff : Carl L.Yaws,”Chemical Properties Handbook”)
B - 5
Perhitungan neraca panas di masing-masing alat :
1. Mixer (M-01)
Fungsi : Mencampur aliran recycle toluene dari alat destilasi 2 (D-02),
recycle xylene dari centrifuge dan fresh feed toluene dari tangki
T-01
Tujuan : Menghitung suhu campuran keluar mixer (T2)
Diagram alir :
Q1
Q25 Q2 = ?Q34 T2 = ?
Dengan Q1 = panas dari tanki penyimpanan (T-01)
Q25 = panas recycle toluene dari D-02
Q34 = panas recycle dari centrifuge
Q2 = panas campuran cairan keluar dari mixer (M-01)
Perhitungan :
Neraca panas total :
Qinput = Qoutput
Q1 + Q25 + Q34 = Q2
Dalam hubungan ini :
Q25 = ∑ n ∫ Cp dT, dimana Tref=298 = 383.79 K
Q1 = ∑ n ∫ Cp dT, dimana Tref = 298 = 303 K
Q34 = ∑ n ∫ Cp dT, dimana Tref = 298 = 413.27 K
303
298
1 Cp.dTnQ 383,79
298
25 Cp.dTnQ
M-01
B - 6
413,27
298
34 Cp.dTnQ T
298
2 Cp.dTnQ
])(T[5
E)](T[
4
D)]T([
3
C)]T([
2
BΔTACp.dT 5432
a. Menghitung Q1
Tin = 303 K Tref = 298 K
Komponen n (kmol) ∫CpL. dT n Cp dT (kJ)Toluene 1096.9221 789.2324 865726.5076Paraxylene 4.8179 991.4503 4776.6901Metaxylene 2.8793 915.2494 2635.3067
Ortoxylene 1.9100 938.3616 1792.2797
1106.5293 874930.7840
b. Menghitung Q25
Tin = 383,79 K Tref = 298 K
Komponen n (kmol) ∫CpL. dT Q=n ∫CpL.dT (kJ)Toluene 2058.0183 14157.5243 29136443.4024
Paraxylene 0.2280 16330.2188 3723.8935
2058.2463 29140167.2959
c. Menghitung Q34
Tin = 413,27 K Tref = 298 K
Komponen kmol ∫CpL. dT n Cp dT(kJ)Paraxylene 46.24035717 24307.4712 1123986.1492Metaxylene 63.5164 22303.0196 1416608.4311Ortoxylene 19.1006 22848.9850 436428.5918
128.8574 2977023.1722
Maka Panas yang masuk mixer Q2 = Q1 + Q25 + Q34 = 32992121,2521 kJ
B - 7
d. Menghitung suhu keluar mixer
Dilakukan trial suhu keluar mixer (T2) sampai
Q2 = Q1 + Q25 + Q34 = 32992121,2521 kJ
Q2 = ∑ n. CpL (T2 – Tref)
T2 trial benar pada = 359,64 K
Tref = 298 K
Komponen n (kmol) ∫CpL. dT ∑n CpL dT(kJ)Toluene 3155.0060 10025.3343 31629990.0430Paraxylene 51.0583 12612.1368 643954.6756Metaxylene 46.0978 11588.5558 534207.4607
Ortoxylene 15.4800 11884.4807 183971.1839
3267.6422 32992123.3631
KESIMPULAN :
KOMPONEN INPUT OUTPUTQ1 (kJ/jam) Q25 (kJ/jam ) Q34 (kJ/jam ) Q2 (kJ/jam )
Toluene 865726.5076 29136443.4024 31629990.0430Paraxylene 4776.6901 3723.8935 1123986.1492 643954.6756Metaxylene 2635.3067 1416608.4311 534207.4607Ortoxylene 1792.2797 436428.5918 183971.1839
874930.7840 29140167.2959 2977023.1722TOTAL 32992123.3631 32992123.3631
Jadi suhu keluar mixer M-01 pada T2 = 359,64 K
B - 8
2. Vaporizer (V)
Fungsi : Menguapkan umpan campuran dari mixer sebelum masuk
kompresor (C-01).
Tujuan : - Menentukan suhu uap jenuh campuran umpan (T3)
- Menghitung kebutuhan steam
Diagram alir :
Uap jenuh Q3 , T3 Steam
Cair T2 = 359,64 K, Q2 Kondensat
Perhitungan :
Neraca Panas Total
Q2 + Qs = Qc + Q3
Q2 + ms Hs = mc Hc + Q3
Karena ms = mc dan m1 = m2, maka
λ
totalQms
.dTCpm(Hv)m)ms(λ
.dTCpm.dTCpm)H-(Hm Hc)-(Hsms
383,78
303
L11
303
298
L1
383,78
298
L1121
V
B - 9
a. Menentukan suhu uap jenuh keluar vaporizer
Komponen n (kmol) Xi Tb (K) Xi.Tb (K)Toluene 3155.0060 0.9655 383.78 370.55Paraxylene 51.0583 0.0156 411.51 6.43Metaxylene 46.0978 0.0141 412.27 5.82Ortoxylene 15.4800 0.0047 417.58 1.98
3267.6422 1 384.78
Suhu keluar uap jenuh pada T3 = 384,78 K
b. Menghitung kebutuhan steam
Tin = 359,64 K
Tout = 384,78 K
41
42
31
32
21
2212 TT
4
DTT
3
CTT
2
B)TA(TCpL.dT
Komponen n (kmol)Hvap
(kJ/kmol)∫CpL. dT (kJ/kmol) Qtot (kJ)
Toluene 3155.0060 33590 4303.6400 119554662.3146Paraxylene 51.0583 35820 5390.7423 2104151.7878Metaxylene 46.0978 36330 4937.8485 1902358.9209Ortoxylene 15.4800 37000 5058.1469 651058.0698
3267.6422 124212231.0931
Sebagai pemanas digunakan steam saturated (P = 792,02 kPa), suhu 443,15 K
dari steam tabel (Smith V.N, ed 5) diketahui = 2047,9 kJ /kg, sehingga
kg4651,536062047,9
0931124212231,
λ
QtotalsteamKebutuhan
KESIMPULAN :
KOMPONEN INPUT OUTPUT
Q2 (Kj/jam) Q3 (kJ/jam)
Toluene 31629990.0430 151184652.3577Paraxylene 643954.6756 2748106.4634Metaxylene 534207.4607 2436566.3815Ortoxylene 183971.1839 835029.2537
32992123.3631Steam 124212231.0931TOTAL 157204354.4562 157204354.4562
B - 10
Jadi suhu uap jenuh yang keluar dari vaporizer (V-01) pada T3 = 384,78 K dan
steam yang diperlukan sebanyak 60653,4651 kg/jam
3. Kompresor (C - 01)
Fungsi : menaikkan tekanan gas dari 1 atm menjadi 8 atm
Tujuan : - Menentukan jumlah stage
- Menghitung suhu keluar kompresor (T2)
- Menghitung panas dibawa fluida keluar kompresor (Q4)
Diagram Alir :
P = 1 atmT = 383,78 K
Perhitungan :
1) Menentukan Jumlah Stage
Harga Rc untuk kompresor sentrifugal multi stage disyaratkan Rc < 4
n
1
i
o
P
PRc
Dengan : Po = tekanan keluar kompresor
Pi = tekanan masuk kompresor
n = jumlah stage
Q4
P4 = 8 atmT4 = ?
Q3
21
B - 11
8284,21
8Rc
2
1
Di-trial jumlah stage sampai harga Rc memenuhi syarat dan jumlah stage paling
sedikit sehingga biaya investasi alat minimal, didapat harga n = 2,83
2) Menghitung suhu keluar kompresor
Kompresor Stage 1
T1 = 383,78 K
P1 = 1 atm
METODE PITZER
BPc/RTc = B°+wB'
Z = 1 + ((B° + wB') x Pr/Tr)
V= Z n RT / P
R = 82.06E-6 (m3 atm) / (mol K)
Tr = T/Tc B° = 0.083-(0.422/ Tr ^ 1.6)
Pr = P/Pc B' = 0.139 - (0.172/ Tr ^ 4.2)
komponen Tc (K) Pc (atm) Tr Pr w B° B'Toluene 591.79000 40.55628 0.64851 0.02466 0.26400 -0.76082 -0.92144Paraxylene 616.26000 34.65088 0.62276 0.02886 0.32600 -0.81733 -1.11816Metaxylene 617.05000 34.94695 0.62196 0.02861 0.32600 -0.81918 -1.12494Ortoxylene 630.37000 36.85171 0.60882 0.02714 0.31300 -0.85054 -1.24356
komponen kmol Pr/Tr BPc / RTc Z V (m3)Toluene 3155.3827 0.03802 -1.00408 0.96182 95.57875Paraxylene 51.0583 0.04634 -1.18185 0.94523 1.51991Metaxylene 46.0978 0.04601 -1.18591 0.94544 1.37255Ortoxylene 15.4800 0.04457 -1.23978 0.94474 0.46057
98.93178
Basis dalam 1 jam operasi maka debit = 0.02748105 m3/det
Dari fig 3.6 Coulson diperoleh Ep = 0.65
B - 12
Komponen kmol Yi CpG mean Yi CpG
Toluene 3155.3827 0.9655 135.7427 131.0642Paraxylene 51.0583 0.0156 161.6273 2.5252Metaxylene 46.0978 0.0141 161.9401 2.2843Ortoxylene 15.4800 0.0047 166.7421 0.7898
3268.0188 1.0000 ∑ = 136.6635
0648,1314,86635,136
6635,136
RCp
Cp
0936,065,00648,1
106481,1
Ep).(
1),(γm
x
P2 = P1 x Rc = 1 x 2,828= 2,83 atm
K2341
2.83443,45
P
PTT
0936,0m
1
212
Menghitung Panas Kompresi Stage 1
Panas masuk kompresor
Tin = 383,78 K Tref = 298 K
Komponen n (kmol) ∫CpG. dT Qin=n ∫CpG dT(kJ)Toluene 3155.3827 10417.1795 32870188.0350Paraxylene 51.0583 12447.2945 635538.1027Metaxylene 46.0978 12477.7411 575196.9848Ortoxylene 15.4800 12957.1257 200575.6760
34281498.7985
Panas keluar kompresor stage 1
Tout = 423 K Tref = 298 K
Komponen n (kmol) ∫CpG. dT Qout=n ∫CpG dT(kJ)Toluene 3155.3827 15983.3086 50433455.8808Paraxylene 51.0583 19067.9892 973579.7350Metaxylene 46.0978 19109.9580 880927.8987Ortoxylene 15.4800 19765.4804 305968.6754
52593932.1899
Panas kompresi stage 1 = 18.312.433,3914 kJ
B - 13
Neraca massa di intercooler stage 1
Tin = 423 K
Tout = 383,78 K
Qin Qout Qp2 Qp1
Neraca panas total
Qin + Qp1 = Qout + Qp2
Qin = 52593932,1899 kJ
Qout = 34281498,7985 kJ
Beban panas masuk intercooler 1=Qp2-Qp1 = Qin – Qout = 18312433,3914 kJ
Sebagai pendingin dipakai cooling water dengan Tin = 303 K dan Tout = 318 K
dengan harga Cp = 1 kcal/kg K= 4,1840 kJ/kg K
Kebutuhan pendingin air = Q/ (Cp.dT) = 291.785,4303 kg
Kompresor Stage 2
T2 = 383,78 K
P2 = 2,83 atm
METODE PITZER
BPc/RTc = B°+wB'
Z = 1 + ((B° + wB') x Pr/Tr)
V = Z n RT / P
R = 82.06E-6 (m3 atm) / (mol K)
Tr = T/Tc B° = 0.083-(0.422/ Tr ^ 1.6)
Pr = P/Pc B' = 0.139 - (0.172/ Tr ^ 4.2)
komponen Tc (K) Pc (atm) Tr Pr w B° B'Toluene 591.79000 40.55628 0.64851 0.06974 0.26400 -0.76082 -0.92144Paraxylene 616.26000 34.65088 0.62276 0.08163 0.32600 -0.81733 -1.11816Metaxylene 617.05000 34.94695 0.62196 0.08093 0.32600 -0.81918 -1.12494ortoxylene 630.37000 36.85171 0.60882 0.07675 0.31300 -0.85054 -1.24356
I - C01
B - 14
komponen n (kmol) Pr/Tr BPc / RTc Z V (m3)Toluene 3155.3827 0.10754 -1.00408 0.89202 31.33978Paraxylene 51.0583 0.13107 -1.18185 0.84509 0.48044Metaxylene 46.0978 0.13013 -1.18591 0.84568 0.43407ortoxylene 15.4800 0.12607 -1.23978 0.84371 0.14542
32.39970
Basis dalam 1 jam operasi maka debit = 0.009 m3/det
Dari fig 3.6 Coulson diperoleh Ep = 0.65
Komponen n (kmol) Yi CpG mean Yi.CpG mean
Toluene 3155.3827 0.9655 135.7427 131.0642
Paraxylene 51.0583 0.0156 161.6273 2.5252
Metaxylene 46.0978 0.0141 161.9401 2.2843
ortoxylene 15.4800 0.0047 166.7421 0.7898
3268.0188 1.0000 ∑ = 136.6635
0648,1314,86635,136
6635,136
RCp
Cp
0936,065,00648,1
106481,1
Ep).(
1),(γm
x
P3 = P2 x Rc = 2,83 x 2,8284 = 8 atm
K4232,83
878,383
P
PTT
0936,0m
2
323
Menghitung Panas Kompresi Stage 2
Panas masuk kompresor
Tin = 383,78 K Tref = 298 K
Komponen n (kmol) ∫CpG. dT Qin=n ∫CpG dT(kJ)Toluene 3155.3827 10417.1795 32870188.0350Paraxylene 51.0583 12447.2945 635538.1027Metaxylene 46.0978 12477.7411 575196.9848ortoxylene 15.4800 12957.1257 200575.6760
34281498.7985
B - 15
Panas keluar kompresor stage 2
Tout = 423 K Tref = 298 K
Komponen n (kmol) ∫CpG. dT Qout=n ∫CpG dT(kJ)Toluene 3155.3827 15983.3086 50433455.8808Paraxylene 51.0583 19067.9892 973579.7350Metaxylene 46.0978 19109.9580 880927.8987Ortoxylene 15.4800 19765.4804 305968.6754
52593932.1899
Panas kompresi stage 2 = 18.312.433,3914 kJ
KESIMPULAN :
KOMPONENINPUT OUTPUT
Q3 (kJ/jam) Q4 (kJ/jam)Toluene 32870188.0350 50433455.8808Paraxylene 635538.1027 973579.7350Metaxylene 575196.9848 880927.8987Ortoxylene 200575.6760 305968.6754
34281498.7985Panas kompresi 18312433.3914TOTAL 52593932.1899 52593932.1899
Jumlah stage yang diperlukan sebanyak 2 stage
Suhu yang keluar dari kompresor (C-01) yaitu pada T4 = 423 K
B - 16
4. Kompresor (C- 02)
Fungsi : menaikkan tekanan gas H2 recycle dari separator gas-cair (S-01) dari 1
atm menjadi 8 atm
Tujuan : - Menentukan jumlah stage
- Menghitung suhu keluar kompresor (T6)
- Menghitung panas dibawa fluida keluar kompresor (Q6)
Diagram Alir :
P14 = 1,1 atmT14 = 315,76 K
Perhitungan :
1) Menentukan Jumlah Stage
Harga Rc untuk kompresor sentrifugal multistage disyaratkan Rc < 4
n
1
i
o
P
PRc
Dengan : Po = tekanan keluar kompresor
Pi = tekanan masuk kompresor
n = jumlah stage
Q6
P6 = 8 atmT6 = ?
Q14
21
B - 17
6968,21,1
8Rc
2
1
Ditrial jumlah stage sampai harga Rc memenuhi syarat dan jumlah stage paling
sedikit sehingga biaya investasi alat minimal, didapat harga Rc = 2,6968
2) Menghitung suhu keluar kompresor
Kompresor Stage 1
T14 = 313 K
P14 = 1,1 atm
METODE PITZER
BPc/RTc = B°+wB'
Z = 1 + ((B° + wB') x Pr/Tr)
V= Z n RT / P
R = 82.06E-6 (m3 atm) / (mol K)
Tr = T/Tc B° = 0.083-(0.422/ Tr ^ 1.6)
Pr = P/Pc B' = 0.139 - (0.172/ Tr ^ 4.2)
Komponen Tc (K) Pc (atm) Tr Pr w B° B'H2 33.1800 12.9583 9.5166 0.0849 -0.2200 0.0715 0.1390CH4 190.5800 45.43795 1.6568 0.0242 0.0110 -0.1051 0.1184
Komponen kmol Pr/Tr BPc / RTc Z V (m3/jam)H2 1547.8472 0.0089 0.0409 1.0004 36.4739CH4 0.1795 0.0146 -0.1038 0.9985 0.0042
36.47812
Basis dalam 1 jam operasi maka debit = 0.01013281 m3/det
Dari fig 3.6 Coulson diperoleh Ep = 0.65
Komponen kmol Yi CpG mean Yi CpG
H2 1547.8472 0.9999 28.8435 28.8402CH4 0.1795 0.0001 37.0255 0.0043
1548.0267 1.0000 28.8444
B - 18
4050,1314,88747,28
8747,28
RCp
Cp
4434,065,04044,1
14044,1
Ep).(
1),(γm
x
P2 = P1 x Rc = 1,1 x 2,6968= 2,97 atm
K24,4901,1
2,9776,315
P
PTT
4434,0m
1
212
Menghitung panas kompresi Stage 1
Panas masuk kompresor
Tin = 315,76 K Tref = 298 K
Komponen kmol ∫CpG. dT Qin = n ∫CpG. dT (kJ)H2 1547.8472 511.5517 791803.8087CH4 0.1795 651.3279 116.9248
791920.7335
Panas keluar kompresor stage 1
Tout = 490,24 K Tref = 298 K
Komponen kmol ∫CpG. dT Qout= n ∫CpG. dT (kJ)H2 1547.8472 5589.7015 8652003.9652CH4 0.1795 7828.2308 1405.3048
8653409.2700
Panas kompresi stage 1 = 7861488,5365 kJ
B - 19
Neraca massa di intercooler stage 1
Tin = 490,24 K
Tout = 315,76 K
Qin Qout Qp2 Qp1
Neraca panas total
Q1 + Qp1 = Q2 + Qp2
Q1 = 8653409.2700 kJ
Q2 = 791920.7335 kJ
Beban panas masuk intercooler 1=Qp2-Qp1= 7861488.5365 kJ
Sebagai pendingin dipakai cooling water dengan Tin = 303 K dan Tout = 318 K
dengan harga Cp = 1 kcal/kg K= 4,1840 kJ/kg K
Kebutuhan pendingin air = Q/ (Cp.dT) = 125262.8619 kg
Kompresor Stage 2
T2 = 315,76 K
P2 = 2,97 atm
METODE PITZER
BPc/RTc = B°+wB'
Z = 1 + ((B° + wB') x Pr/Tr)
V = Z n RT / P
R = 82.06E-6 (m3 atm) / (mol K)
Tr = T/Tc B° = 0.083-(0.422/ Tr ^ 1.6)
Pr = P/Pc B' = 0.139 - (0.172/ Tr ^ 4.2)
I - C02
B - 20
Komponen Tc (K) Pc (atm) Tr Pr w B° B'H2 33.18000 12.95830 9.51657 0.22893 -0.22000 0.07153 0.13899CH4 190.58000 45.43795 1.65684 0.06529 0.01100 -0.10513 0.11837
komponen kmol Pr/Tr BPc / RTc Z V (m3/jam)H2 1547.8472 0.02406 0.04095 1.00099 13.53326CH4 0.1795 0.03940 -0.10383 0.99591 0.00156
13.53482
Basis dalam 1 jam operasi maka debit = 0.003759673 m3/det
Dari fig 3.6 Coulson diperoleh Ep = 0.65
Komponen kmol Yi CpG mean Yi CpG
H2 1547.8472 0.9999 28.8435 28.8402CH4 0.1795 0.0001 37.0255 0.0043
1548.0267 1.0000 28.8444
4050,1314,88747,28
8747,28
RCp
Cp
4434,065,04044,1
14044,1
Ep).(
1),(γm
x
P2 = P1 x Rc = 2,97 x 2,6968= 8 atm
K24,4902,97
876,315
P
PTT
4434,0m
1
212
Menghitung panas kompresi Stage 2
Panas masuk kompresor
Tin = 315,76 K Tref = 298 K
Komponen kmol ∫Cpg. dT Qin = n ∫Cp dT(kJ)
H2 1547.8472 511.5517 791803.8087CH4 0.1795 651.3279 116.9248
791920.7335
B - 21
Panas keluar kompresor stage 2
Tout = 490,24 K Tref = 298 K
Komponen kmol Cpg . dT Qout=n ∫Cp.dT (kJ)
H2 1547.8472 5589.7015 8652003.9652
CH4 0.1795 7828.2308 1405.3048
8653409.2700
Panas kompresi stage 2 = 7861488,5365 kJ
KESIMPULAN :
KOMPONENINPUT OUTPUT
Q14 (kJ/jam) Q6 (kJ/jam)H2 791803.8087 8652003.9652CH4 116.9248 1405.3048
8653409.2700Panas kompresi -7861488.5365TOTAL 791920.7335 791920.7335
Jumlah stage yang diperlukan sebanyak 2 stage
Suhu yang keluar dari kompresor (C-02) yaitu pada T6 = 490,24 K
B - 22
5. Kompresor (C- 03)
Fungsi : menaikkan tekanan gas H2 make - up dari 1 atm menjadi 8 atm
Tujuan : - Menentukan jumlah stage
- Menghitung suhu keluar kompresor (T5b)
- Menghitung panas dibawa fluida keluar kompresor (Q5b)
Diagram Alir :
P = 1,1 atmT = 308 K
Perhitungan :
1) Menentukan Jumlah Stage
Harga Rc untuk kompresor sentrifugal multistage disyaratkan Rc < 4
n
1
i
o
P
PRc
Dengan : Po = tekanan keluar kompresor
Pi = tekanan masuk kompresor
n = jumlah stage
Q5 b
P5b = 8 atmT5b = ?
Q5a
21
B - 23
6968,21,1
8Rc
2
1
Ditrial jumlah stage sampai harga Rc memenuhi syarat dan jumlah stage paling
sedikit sehingga biaya investasi alat minimal, didapat harga Rc = 2,6968
2) Menghitung suhu keluar kompresor
Kompresor Stage 1
T5a = 308 K
P5b = 1,1 atm
METODE PITZER
BPc/RTc = B°+wB'
Z = 1 + ((B° + wB') x Pr/Tr)
V= Z n RT / P
R = 82.06E-6 (m3 atm) / (mol K)
Tr = T/Tc B° = 0.083-(0.422/ Tr ^ 1.6)
Pr = P/Pc B' = 0.139 - (0.172/ Tr ^ 4.2)
komponen Tc (K) Pc (atm) Tr Pr w B° B'H2 33.18 12.9583 9.2827 0.0772 -0.2200 0.0711 0.1390CH4 190.58 45.43795 1.6161 0.0220 0.0110 -0.1128 0.1161
komponen kmol Pr/Tr BPc / RTc Z V (m3/jam)H2 81.0714 0.0083 0.0405 1.0003 2.0497CH4 0.0093 0.0136 -0.1115 0.9985 0.0002
2.04996
Basis dalam 1 jam operasi maka debit = 0.000569434 m3/det
Dari fig 3.6 Coulson diperoleh Ep = 0.65
B - 24
Komponen kmol Yi CpG mean Yi CpG
H2 81.0714 0.9999 28.8096 28.8062CH4 0.0093 0.0001 36.7166 0.0042
81.0808 1.0000 28.8105
4056,1314,88105,28
8105,28
RCp
Cp
4440,065,04056,1
14056,1
Ep).(
1),(γm
x
P2 = P1 x Rc = 1 x 2,6968= 2,7 atm
K44,4781,1
2.7083
P
PTT
444,0m
1
212
Menghitung panas kompresi Stage 1
Panas masuk kompresor
Tin = 308 K Tref = 298 K
Komponen kmol ∫Cpg. dT Qin = n ∫Cp dT(kJ)H2 81.0714 287.8669 23337.7779CH4 0.0093 365.2271 3.4148
23341.1927
Panas keluar kompresor stage 1
Tout = 478,44 K Tref = 298 K
Komponen kmol ∫Cpg. dT Qout=n ∫Cp dT(kJ)H2 81.0714 5244.3433 425166.3998CH4 0.0093 7292.9002 68.1877
425234.5875
Panas kompresi stage 1 = 401893,3948 kJ
B - 25
Neraca massa di intercooler stage 1
Tin = 478,44 K
Tout = 308 K
Qin Qout Qp2 Qp1
Neraca panas total
Q5a + Qp1 = Q5b + Qp2
Q5a = 425234.5875
Q5b = 23341.1927
Beban panas masuk intercooler 1= Qp2-Qp1= 401893.3948 kJ
Sebagai pendingin dipakai cooling water dengan Tin = 303 K dan Tout = 318 K
dengan harga Cp = 1 kcal/kg K= 4.1840 kJ/kg K
Kebutuhan pendingin air = Q/ (Cp.dT) = 6403.662182 kg
Kompresor Stage 2
T2 = 308 K
P2 = 2,7 atm
METODE PITZER
BPc/RTc = B°+wB'
Z = 1 + ((B° + wB') x Pr/Tr)
V = Z n RT / P
R = 82.06E-6 (m3 atm) / (mol K)
Tr = T/Tc B° = 0.083-(0.422/ Tr ^ 1.6)
Pr = P/Pc B' = 0.139 - (0.172/ Tr ^ 4.2)
I - C03
B - 26
komponen Tc (K) Pc (atm) Tr Pr w B° B'H2 33.18 12.95830 9.28270 0.20811 -0.22000 0.07106 0.13899CH4 190.58 45.43795 1.61612 0.05935 0.01100 -0.11277 0.11609
komponen kmol Pr/Tr BPc / RTc Z V (m3/jam)H2 81.0714 0.02242 0.04048 1.00091 0.76049CH4 0.0093 0.03672 -0.11150 0.99591 0.00009
0.76058
Basis dalam 1 jam operasi maka debit = 0.000211272 m3/det
Dari fig 3.6 Coulson diperoleh Ep = 0.65
Komponen kmol Yi CpG mean Yi CpG
H2 81.0714 0.9999 28.8096 28.8062CH4 0.0093 0.0001 36.7166 0.0042
81.0808 1.0000 28.8105
4056,1314,88105,28
8105,28
RCp
Cp
4440,065,04056,1
14056,1
Ep).(
1),(γm
x
P2 = P1 x Rc = 1,1 x 2,6968= 8 atm
K44,4782,7
8083
P
PTT
444,0m
1
212
Menghitung panas kompresi Stage 2
Panas masuk kompresor
Tin = 308 K Tref = 298 K
Komponen kmol ∫Cpg. dT Qin = n ∫Cp dT(kJ)
H2 81.0714 287.8669 23337.7779CH4 0.0093 365.2271 3.4148
23341.1927
B - 27
Panas keluar kompresor stage 2
Tout = 478,44 K Tref = 298 K
Komponen kmol Cpg . dT Qout=n ∫Cp.dT (kJ)
H2 81.0714 5244.3433 425166.3998
CH4 0.0093 7292.9002 68.1877
425234.5875
Panas kompresi stage 2 = 401893,3948 kJ
KESIMPULAN :
KOMPONENINPUT OUTPUT
Q5a (kJ/jam) Q5b (kJ/jam)H2 23337.7779 425166.3998CH4 3.4148 68.1877
23341.1927Panas kompresi 401893.3948TOTAL 425234.5875 425234.5875
Jumlah stage yang diperlukan sebanyak 2 stage
Suhu yang keluar dari kompresor (C-03) yaitu pada T5b = 478,44 K
B - 28
6. Mixer (M - 02)
Fungsi : Mencampur aliran H2 make-up, H2 recycle dan reaktan dari
kompresor C-01.
Tujuan : - Menghitung panas yang keluar dari mixer (Q7)
- Menghitung suhu campuran keluar dari mixer M-02 (T7)
Diagram alir :
Q4
Q5b Q7
Q6 T7 = ?
Dengan Q4 = panas dari reaktan dari kompresor C-01
Q5b = panas dari H2 make-up
Q6 = panas recycle H2 dari separator gas-cair
Q7 = panas campuran keluar dari mixer (M-02)
Perhitungan :
Neraca panas total :
Q input = Qoutput
Q4 + Q5b + Q6 = Q7
Dalam hubungan ini :
Q4 = ∑ n ∫ Cp dT, dimana To=298 K, T4 = 423.00 K
Q6 = ∑ n ∫ Cp dT, dimana To = 298 K, T6 = 490.24 K
Q5b = ∑ n ∫ Cp dT, dimana To = 298 K, T5b = 478.44 K
423
298
4 Cp.dTnQ 480,92
298
5b Cp.dTnQ
M-02
B - 29
496,43
298
6 Cp.dTnQ T
298
7 Cp.dTnQ
])(T[5
E)](T[
4
D)]T([
3
C)]T([
2
BΔTACp.dT 5432
a. Menghitung Q4
Tin = 423 K Tref = 298 K
Komponen kmol ∫CpG. dT Qout=n ∫CpG dT(kJ)Toluene 3155.3827 15983.3086 50433455.8808Paraxylene 51.0583 19067.9892 973579.7350Metaxylene 46.0978 19109.9580 880927.8987Ortoxylene 15.4800 19765.4804 305968.6754
∑ Q4 = 52593932.1899
b. Menghitung Q5b
Tin = 478,44 K Tref = 298 K
Komponen kmol Cpg . dT Qout=n ∫Cp.dT (kJ)H2 81.0714 5244.3433 425166.3998CH4 0.0093 7292.9002 68.1877
∑ Q5 = 425234.5875
c. Menghitung Q6
Tin = 490,24 K Tref = 298 K
Komponen kmol Cpg . dT Qout=n ∫Cp.dT (kJ)H2 1547.8472 5589.7015 8652003.9652CH4 0.1795 7828.2308 1405.3048
∑ Q6 = 8653409.2700
Maka panas yang masuk mixer Q7 = Q4 + Q5b + Q6 = 61672576,0475 kJ
B - 30
d. Menghitung suhu keluar mixer
Dilakukan trial suhu keluar mixer sampai Q7 = Q4 + Q5b + Q6
Q7 = ∑ n . CpG (T7 – Tref)
T7 trial benar pada = 428,91 K
Tref = 298 K
Komponen kmol ∫CpG. dT Q=n ∫CpG.dT (kJ)Toluene 3155.3827 16862.6492 53208111.9126Paraxylene 51.0583 20112.9260 1026932.4657Metaxylene 46.0978 20156.5017 929171.3086ortoxylene 15.4800 20836.5456 322548.7133H2 1628.9633 3796.7993 6184846.6304CH4 0.1889 5129.1682 968.7328
∑ Q7 = 61672579.7634
KESIMPULAN :
KOMPONEN
INPUT OUTPUTQ4 (kJ/jam) Q5b (kJ/jam) Q6 (kJ/jam) Q7 (kJ/jam)
Toluene 50433455.8808 53458238.5267Paraxylene 973579.7350 1031741.5040Metaxylene 880927.8987 933519.6923Ortoxylene 305968.6754 324042.5506H2 425166.3998 8652003.9652 6209997.7000CH4 68.1877 1405.3048 972.9664
52593932.1899 425234.5875 8653409.2700TOTAL 61672576.0475 61672576.0475
Jadi suhu campuran yang keluar dari mixer (M-02) yaitu pada T7 = 428,91 K
B - 31
7. Kompresor (C- 04)
Fungsi : Menaikkan tekanan produk keluaran mixer (M-02) dari 8 atm menjadi
31 atm
Tujuan : - Menentukan jumlah stage
- Menghitung suhu keluar kompresor (T8)
- Menghitung panas dibawa fluida keluar kompresor (Q8)
Diagram Alir :
P7 = 1 atmT7 = 429,44 K
Perhitungan :
1) Menentukan Jumlah Stage
Harga Rc untuk kompresor sentrifugal multistage disyaratkan Rc < 4
n
1
i
o
P
PRc
Dengan : Po = tekanan keluar kompresor
Pi = tekanan masuk kompresor
n = jumlah stage
Q8
P8 = 31 atmT8 = ?
Q7
1
B - 32
875,38
31Rc
1
1
Ditrial jumlah stage sampai harga Rc memenuhi syarat dan jumlah stage paling
sedikit sehingga biaya investasi alat minimal, didapat harga Rc = 3,875
2) Menghitung suhu keluar kompresor
Kompresor Stage 1
T1 = 428,91 K
P1 = 8 atm
METODE PITZER
BPc/RTc = B°+wB'
Z = 1 + ((B° + wB') x Pr/Tr)
V= Z n RT / P
R = 82.06E-6 (m3 atm) / (mol K)
Tr = T/Tc B° = 0.083-(0.422/ Tr ^ 1.6)
Pr = P/Pc B' = 0.139 - (0.172/ Tr ^ 4.2)
Komponen Tc (K) Pc (atm) Tr Pr w B° B'Toluene 591.79 40.5563 0.7248 0.1973 0.264 -0.62331 -0.52580Paraxylene 616.26 34.6509 0.6960 0.2309 0.326 -0.67061 -0.64913Metaxylene 617.05 34.9470 0.6951 0.2289 0.326 -0.67216 -0.653380rtoxylene 630.37 36.8517 0.6804 0.2171 0.313 -0.69841 -0.72774H2 33.18 12.9583 12.9268 0.6174 -0.22 0.0760 0.1390CH4 190.58 45.4380 2.2506 0.1761 0.011 -0.0323 0.1333
Komponen kmol Pr/Tr BPc / RTc Z V (m3/jam)Toluene 3155.3827 0.27217 -0.76212 0.79258 11.00279Paraxylene 51.0583 0.33172 -0.88223 0.70735 0.15889Metaxylene 46.0978 0.32933 -0.88516 0.70849 0.14369Ortoxylene 15.4800 0.31905 -0.92619 0.70450 0.04798H2 1628.9633 0.04776 0.04539 1.0022 7.18225CH4 0.1889 0.07823 -0.03079 0.9976 0.00083
18.53643
B - 33
Basis dalam 1 jam operasi maka debit = 0.005149007 m3/det
Dari fig 3.6 Coulson diperoleh Ep = 0.65
Komponen kmol Yi CpG mean Yi CpG
Toluene 3155.3827 0.6443 149.7407 96.4821Paraxylene 51.0583 0.0104 177.9212 1.8550Metaxylene 46.0978 0.0094 178.1903 1.6773ortoxylene 15.4800 0.0032 182.2991 0.5762H2 1628.9633 0.3326 29.1810 9.7066CH4 0.1889 0.0000 42.3518 0.0016
4897.1710 1.0000 110.2989
0815,1314,82989,110
2989,110
RCp
Cp
1160,065,00815,1
10815,1
Ep).(
1),(γm
x
P2 = P1 x Rc = 8 x 3,875= 31 atm
K86,5018
31428,91
P
PTT
1159,0m
1
212
Menghitung Panas Kompresi Stage 1
Panas masuk kompresor
Tin = 428,91 K Tref = 298 K
Komponen kmol ∫Cpg. dT Qin = n ∫Cp dT(kJ)Toluene 3155.3827 16862.6492 53208111.91Paraxylene 51.0583 20112.9260 1026932.466Metaxylene 46.0978 20156.5017 929171.3086Ortoxylene 15.4800 20836.5456 322548.7133H2 1628.9633 3796.7993 6184846.63CH4 0.1889 5129.1682 968.7327662
61672579.7634
B - 34
Panas keluar kompresor stage 1
Tout = 501,86 K Tref = 298 K
Komponen kmol ∫Cpg. dT Qout=n ∫Cp dT(kJ)Toluene 3155.3827 28557.7022 90110480.01Paraxylene 51.0583 33996.1371 1735786.075Metaxylene 46.0978 34056.8598 1569947.871Ortoxylene 15.4800 35002.1381 541831.3967H2 1628.9633 5929.9798 9659719.384CH4 0.1889 8363.0895 1579.515125
103619344.2563
Panas kompresi stage 1 = 41946764,4929 kJ
KESIMPULAN :
KOMPONENINPUT OUTPUT
Q7 (kJ/jam) Q8 (kJ/jam)
Toluene 53208111.91 90110480.01Paraxylene 1026932.466 1735786.075Metaxylene 929171.3086 1569947.871Ortoxylene 322548.7133 541831.3967H2 6184846.63 9659719.384CH4 968.7327662 1579.515125
61672579.7634
Panas kompresi 41946764.4929
TOTAL 103619344.2563 103619344.2563
Jumlah stage yang diperlukan sebanyak 1 stage
Suhu yang keluar dari kompresor (C-04) yaitu pada T8 = 501,86 K
B - 35
8. FURNACE (F)
Fungsi : Menaikkan suhu umpan reaktor dari C-03 agar sesuai dengan kondisi
operasi reaktor.
Tujuan : Menghitung kebutuhan bahan bakar
Gambar :
Kondisi :
Tin = 501,86 K
Tout = 663 K
1. Menghitung panas masuk furnace (Q8)
Tin = 501,86 K Tref = 298 K
Komponen kmol ∫Cpg. dT Q=n ∫Cpg.dT (kJ)Toluene 3155.3827 28557.7022 90110480.01Paraxylene 51.0583 33996.1371 1735786.075Metaxylene 46.0978 34056.8598 1569947.871Ortoxylene 15.4800 35002.1381 541831.3967H2 1628.9633 5929.9798 9659719.384CH4 0.1889 8363.0895 1579.515125
∑ Q8 = 103619344.2563
B - 36
2. Menghitung panas keluar dari furnace (Q9)
Tout = 663 K Tref = 398 K
Komponen kmol ∫Cpg. dT Q=n ∫Cpg.dT (kJ)Toluene 3155.3827 59255.3729 186973379.8621Paraxylene 51.0583 70415.0107 3595273.0395Metaxylene 46.0978 70497.4824 3249782.0758Ortoxylene 15.4800 71845.1687 1112159.7191H2 1628.9633 10661.5508 17367274.8728CH4 0.1889 16588.5827 3133.0428
∑ Q9 = 212301002.6121
Beban panas di furnace = Q8 – Q7 = 108681658,3559 kJ
3. Menghitung kebutuhan bahan bakar
Bahan bakar yang digunakan untuk furnace adalah fuel oil no.2 (solar/diesel oil)
Data fuel oil no.2 :
Nilai bakar (Eb = 139.600 Btu/gal = 557506,1412 kJ/dm3
(Reff : Perry’s Chem. Eng. Handbook, hal 9-18)
Efisiensi thermal furnace (Eff) = 75%
(Reff : Kern, “Process Heat Transfer”, hal 678)
Jadi kebutuhan bahan bakar = 378 9234,259.
dmEbEff
KESIMPULAN :
KOMPONENINPUT OUTPUT
Q8 (kJ/jam) Q9 (kJ/jam)Toluene 90110480.01 186973379.8621Paraxylene 1735786.075 3595273.0395Metaxylene 1569947.871 3249782.0758Ortoxylene 541831.3967 1112159.7191H2 9659719.384 17367274.8728CH4 1579.515125 3133.0428
103619344.2563Bahan bakar 108681658.3559TOTAL 212301002.6121 212301002.6121
B - 37
Jadi bahan bakar solar yang diperlukan untuk memanaskan umpan reaktor dari
501,86 K sampai 663 K sebanyak 259,9234 dm3/jam
9. Reaktor (R)
Fungsi : Tempat berlangsungnya reaksi transalkilasi membentuk
paraxylene sebagai produk utama dan benzene sebagai produk
samping.
Tujuan : - Menghitung panas pada masing – masing arus (Q9, Q10)
- Menghitung kebutuhan pendingin di reaktor
Diagram Alir :
Kondisi Operasi Reaktor :
P = 30 atm
Tin = 390 0C = 663 K
Tout= 400 0C = 673 K
Q10
Q9
R
B - 38
Perhitungan :
Neraca Panas Total
Operasi berlangsung secara non-isotermal non-adiabatic, sehingga :
∑ Qtot = -∑ QR + Q°rx + ∑ QP
∑ Qtot = -∑ Q9 + Q°rx + ∑ Q10
Dalam hubungan ini
Q9 = panas yang dibawa umpan berupa gas masuk reaktor
663
298
9 Cp.dTnQ
Q10 = panas yang dibawa produk berupa gas keluar reaktor
673
298
10 Cp.dTnQ
Qorx = panas reaksi pada 298 K
Q0rx = n ∆Hf 298 produk - n ∆Hf 298 reaktan
])(T[5
E)](T[
4
D)]T([
3
C)]T([
2
BΔTACp.dT 5432
a. Menghitung panas reaktan masuk reaktor (QR)
T = 663 K Tref =298 K
Komponen kmol ∫CpG. dT Q=n ∫CpG.dT (kJ)Toluene 3155.3827 59255.3729 186973379.8621Paraxylene 51.0583 48108.1815 2456323.5356Metaxylene 46.0978 70415.0107 3245980.3097Ortoxylene 15.4800 70497.4824 1091297.6010H2 1628.9633 71845.1687 117033142.5811CH4 0.1889 10661.5508 2013.6196
∑ Q9 = 310802137.5091
B - 39
b. Menghitung panas reaksi pada keadaan standar (Q0rx)
Q0rx = (n∑ ∆Hf 298 produk - n∑ ∆Hf 298 reaktan)
1. Menghitung enthalpy reaktan
Komponen kmol ΔHf 298 n.ΔHf (kJ)Toluene 3155.3827 50000.00 157769136.0035Paraxylene 51.0583 17950.00 916497.0707Metaxylene 46.0978 17240.00 794726.8624Ortoxylene 15.4800 19000.00 294119.0765H2 1628.9633 0.00 0.0000CH4 0.1889 -74850.00 -14136.7263
159760342.2868
2. Menghitung enthalpy produk
Komponen kmol ΔHf 298 n.ΔHf (kJ)Toluene 2181.7539 50000.00 109087696.7329Benzene 557.6382 82930.00 46244935.5493Paraxylene 462.7461 17950.00 8306291.6160Metaxylene 64.7708 17240.00 1116648.3446Ortoxylene 19.7277 19000.00 374826.1701H2 1628.9187 0.00 0.0000CH4 0.1889 -74850.00 -14136.7263
165116261.6866
Panas reaksi standar (Q°rx) = 5355919.3998 kJ
c. Menghitung panas produk keluar dari reaktor (QP)
Tout = 673 K Tref = 298 K
Komponen kmol ∫CpG. dT Q=n ∫CpG.dT (kJ)Toluene 2181.7539 61354.5151 133860454.6763Benzene 557.6382 49819.4213 27781212.2155Paraxylene 462.7461 72906.7107 33737292.4752Metaxylene 64.7708 72989.8910 4727612.5819Ortoxylene 19.7277 74356.6339 1466884.8589H2 1628.9187 10955.9027 17846274.2012CH4 0.1889 17149.2714 3238.9386
∑ Q10 = 219422969.9476
B - 40
d. Menghitung panas total di reaktor
∑ Qtot = Q°rx + ∑ QP - ∑ QR
∑ Qtot = -86023248.1616 kJ (eksoterm)
e. Menghitung kebutuhan pendingin reaktor
Pendingin digunakan agar suhu keluaran reaktor tidak lebih dari 400 0C.
Pendingin yang dgunakan adalah Dowterm A
Harga panas jenis (Cp) = 0.526 kcal/(kg.C) = 2,2008 kJ/(kg oC)
Dowterm A yang digunakan pada fase cair dimana Tin = 35 0C dan Tout = 65 0C sehingga
range suhu (ΔT) = 30 0C ..................................................(Kirk &Othmer, vol 12, hal 175)
Q = m Cp ΔT
Pendingin yang dibutuhkan = Q / (Cp.ΔT) = 86023248,1616/(2,2008 x 30)
= 1.302.908,763 kg
KESIMPULAN :
KOMPONEN
INPUT OUTPUT
Q9 (kJ/jam) Q10 (kJ/jam)Toluene 186973379.8621 133860454.6763Benzene - 27781212.2155Paraxylene 2456323.5356 33737292.4752Metaxylene 3245980.3097 4727612.5819Ortoxylene 1091297.6010 1466884.8589H2 117033142.5811 17846274.2012CH4 2013.6196 3238.9386
219422969.9476Panas reaksi 5355919.3998Pendingin 86023248.1616TOTAL 310802137.5091 310802137.5091
Jadi pemanas Dowterm A yang diperlukan sebagai pendingin di reaktor
sebanyak 1.302.908,763 kg/jam
B - 41
10. Expander (EX)
Fungsi : Menurunkan tekanan produk reaktor agar sesuai dengan kondisi
Separator dari 30 atm menjadi 2 atm
Tujuan : Menentukan suhu keluar dari expander (T11)
Diagram Alir :
Kondisi Operasi Expander :
Tin = 673 K
Pin = 30 atm
Pout = 2 atm
1. Menghitung suhu keluar expander
Komponen kmol yi CpG mean yi.CpG
Toluene 2181.7539 0.4438 210.9455 93.62391654Benzene 557.6382 0.1134 171.9549 19.50642673Paraxylene 462.7461 0.0941 250.4076 23.57224268Metaxylene 64.7708 0.0132 250.4751 3.300308014Ortoxylene 19.7277 0.0040 252.3542 1.012739151H2 1628.9187 0.3314 29.4398 9.755389287CH4 0.1889 0.0000 56.3605 0.002165424
4915.7442 1.0000 150.7731878
R = 8,314 kJ/(kmol.K) ; Ep = 0,65 (Sumber : Coulson,fig 3.6)
1,05848,314150,7732
150,7732
RCp
Cpγ
P = 30 atmT = 673 K
Q11
P11 = 2 atmT11= ?
Q10
B - 42
0,08480,65 x 1,0584
0,65 x 11,0584
Ep.γ
Ep1γm
K86,34530
2736
P
PTT
0,0848m
1
212
2. Menghitung panas yang dilepas expander
a. Panas masuk expander
Tin = 673 K Tref = 298 K
Komponen kmol ∫CpG. dT Q=n ∫CpG.dT (kJ)Toluene 2181.7539 54173.6091 118193484.7564Benzene 557.6382 40471.7573 22568597.7308Paraxylene 462.7461 67733.4307 31343377.5843Metaxylene 64.7708 68005.8410 4404791.7477Ortoxylene 19.7277 74410.8699 1467954.8100H2 1628.9187 18524.8047 30175399.8351CH4 0.1889 27561.9874 5205.5614
∑ Q10 = 208158812.0257
b. Panas keluar expander
Tout = 534,86 K Tref = 298 K
Komponen kmol ∫CpG. dT Q=n ∫CpG.dT (kJ)Toluene 2181.7539 34328.3346 74895979.1622Benzene 557.6382 27782.7157 15492703.4703Paraxylene 462.7461 40841.5906 18899284.7754Metaxylene 64.7708 40908.4878 2649674.8965Ortoxylene 19.7277 41953.8694 827653.0622H2 1628.9187 6897.1055 11234823.8354CH4 0.1889 9924.0218 1874.3244
∑ Q11 = 124001993.5264
Panas yang dilepaskan = ∑ Q11 - ∑ Q10 = 84.156.818,4993 kJ
B - 43
KESIMPULAN :
KOMPONENINPUT OUTPUT
Q10 (kJ/jam) Q11 (kJ/jam)Toluene 118193484.7564 74895979.1622Benzene 22568597.7308 15492703.4703Paraxylene 31343377.5843 18899284.7754Metaxylene 4404791.7477 2649674.8965Ortoxylene 1467954.8100 827653.0622H2 30175399.8351 11234823.8354CH4 5205.5614 1874.3244
208158812.0257
Panas dilepas 84156818,4993TOTAL 124001993,5264 124001993,5264
Produk reaktor yang keluar dari expander pada suhu T11 = 534,86 K
11. Kondensor (CD-03)
Fungsi : Menurunkan suhu produk keluaran dari reaktor agar sesuai dengan
kondisi Separator gas - cair
Tujuan : Menghitung kebutuhan air pendingin
Diagram Alir :
Perhitungan :
Neraca Panas Total :
Q11 + QCW = Q12 + QHW
Q11 Q12
QCW
QHW
CD-03
B - 44
Dalam hubungan ini
Q11 : panas campuran gas masuk kondensor
534,86
298
8 Cp.dTnQ
Q12 : panas campuran gas keluar kondensor
313
298
9 Cp.dTnQ
QCW : panas yang dibawa oleh air pendingin masuk kondensor
303
298
10 Cp.dTnQ
QHW : panas yang dibawa oleh air pendingin keluar kondensor
318
298
HW Cp.dTnQ
])(T[5
E)](T[
4
D)]T([
3
C)]T([
2
BΔTACp.dT 5432
1. Menghitung beban panas CD-03
a. Panas yang dibawa umpan masuk CD-03
Tin = 534,86 K Tref = 298 K
Komponen kmol ∫CpG. dT Q=n ∫CpG.dT (kJ)Toluene 2181.7539 34328.3346 74895979.1622Benzene 557.6382 27782.7157 15492703.4703Paraxylene 462.7461 40841.5906 18899284.7754Metaxylene 64.7708 40908.4878 2649674.8965Ortoxylene 19.7277 41953.8694 827653.0622H2 1628.9187 6897.1055 11234823.8354CH4 0.1889 9924.0218 1874.3244
∑ Q11 = 124001993.5264
B - 45
b. Panas yang dibawa umpan keluar CD-03
Tout = 323 K Tref = 298 K
Komponen kmol ∫CpG. dT Q=n ∫CpG.dT (kJ)Toluene 2181.7539 2775.4789 6055412.0267Benzene 557.6382 2211.7112 1233334.6261Paraxylene 462.7461 3327.6778 1539869.7614Metaxylene 64.7708 3337.2989 216159.4742Ortoxylene 19.7277 3491.9126 68887.3807H2 1628.9187 720.4989 1173634.0785CH4 0.1889 920.4730 173.8474
∑ Q12 = 10287471.1950
Beban panas CD-03 = ∑ Q11 - ∑ Q12 = 113.714.522,3314 kJ
2. Menghitung kebutuhan air pendingin
Pendingin yang digunakan adalah air .
Air masuk pada suhu (Tin) = 30 0C = 303 K dan keluar pada suhu (Tout) =
45 0C = 318 K dengan harga Cp = 4,184 kJ/kg.
Kebutuhan air pendingin = 875,181189415184,4
3314,522.714.113
.
xTCp
Qkg
KESIMPULAN :
KOMPONENINPUT OUTPUT
Q11 (kJ/jam) Q12 (kJ/jam)Toluene 74895979.1622 6055412.0267Benzene 15492703.4703 1233334.6261Paraxylene 18899284.7754 1539869.7614Metaxylene 2649674.8965 216159.4742Ortoxylene 827653.0622 68887.3807H2 11234823.8354 1173634.0785CH4 1874.3244 173.8474
124001993.5264Pendingin -113714522.3314TOTAL 10287471.1950 10287471.1950
Jadi pendingin air yang dibutuhkan untuk mendinginkan produk reaktor dari
534,86 K sampai 323 K sebanyak 1.811.894,875 kg/jam
B - 46
12. Separator Gas-Cair (S-01)
Fungsi : Memisahkan produk keluaran reaktor berupa gas H2 dan CH4 dari
campurannya berupa cairan untuk direcycle kembali
Tujuan : Trial suhu yang keluar dari Separator gas-cair (T13 = T15)
Diagram alir :
Kondisi Operasi Separator :
P = 1,1 atm
T = 323 K
Neraca Panas Total : Qtot = Q13 + Q15
a. Menghitung suhu yang keluar dari separator gas-cair
Suhu yang keluar dari Separator ditrial hingga diperoleh Q12= Q13 + Q15
Panas yang dibawa gas
T trial = 315,76 K Tref = 298 K
Komponen kmol ∫CpG. dT Q=n ∫CpG.dT (kJ)H2 1628.9187 511.5517 833276.0322CH4 0.1889 651.3279 123.0146
1629.1075 ∑Q13 = 833399.0468
HL = Q15
Hv =Q13
Q12 S
B - 47
Panas yang dibawa cairan
T trial = 315,76 K Tref = 298 K
Komponen kmol ∫CpL. dT Q=n ∫CpL.dT (kJ)Toluene 2181.4935 2821.2087 6154448.3816Benzene 557.6382 2474.9450 1380123.8500Paraxylene 462.7461 3547.3943 1641542.6979Metaxylene 64.7708 3270.0650 211804.6786Ortoxylene 19.7277 3353.3088 66153.0463
3286.3762 ∑Q15 = 9454072.6544
Panas yang dibawa keluar = Q13 + Q15 = 10287471,1950 kJ
KESIMPULAN :
KOMPONENINPUT OUTPUT
Q12 (kJ/jam) Q13 (kJ/jam) Q15 (kJ/jam)
Toluene 6055412.0267 6154448.3816Benzene 1233334.6261 1380123.8500Paraxylene 1539869.7614 1641542.6979Metaxylene 216159.4742 211804.6786Ortoxylene 68887.3807 66153.0463H2 1173634.0785 833276.0322CH4 173.8474 123.0146
833399.0468 9454072.6544
TOTAL 10287471.1950 10287471.1950
Jadi suhu yang keluar dari Separator gas-cair yaitu pada suhu 319,73 K
B - 48
13. Kolom Destilasi (D-01)
Fungsi : Memisahkan benzene dari campurannya.
Tujuan : - Menghitung panas yang dilepas pada kondensor (QC)
- Menghitung kebutuhan pendingin di kondensor
- Menghitung panas yang dibutuhkan reboiler (QR)
- Menghitung kebutuhan pemanas pada reboiler
Diagram Alir :
Perhitungan :
a. Menentukan kondisi puncak kolom
P puncak kolom = 760 mmHg = 1 atm
T trial = 353,76 K
Komponen kmol Yi Pi sat Ki = Pi sat / Pt Xi = Yi / KiToluene 10.6328 0.0187 297.3070 0.3912 0.0073Benzene 557.6460 0.9813 768.7975 1.0116 0.9926
568.2788 1.0000 1.0000
QR
QC
Q21
Q20
Q18Q17
Q19
Q16
Q15
D-01
B - 49
b. Menentukan kondisi dasar kolom
P dasar kolom = 912 mmHg = 1,2 atm
T trial = 370,754 K
Komponen kmol Xi Pi sat Ki = Pi sat / Pt Yi = Xi / KiToluene 2170.8508 0.7987 516.9615 0.5668 0.4527Benzene 0.0038 0.0000 1260.1117 1.3817 0.0000Paraxylene 462.7461 0.1702 223.1709 0.2447 0.0417Metaxylene 64.7708 0.0238 215.7409 0.2366 0.0056Ortoxylene 19.7277 0.0073 182.2924 0.1999 0.5000
2718.0991 1.0000 1.0000
c. Menentukan konstanta Underwood ()
Umpan masuk dalam kondisi cair jenuh, sehingga harga q = 1
θαi
Fαi.Xi1q
HK
LK
K
Ki
T feed = 315,76 K
P feed = 836 mmHg = 1,1 atm
Komponen kunci ringan = benzene
Komponen kunci berat = toluene
Komponen kmol Xi Pi satKi =
Pi sat / Pt αi αi . Xi 1 - qToluene 2181.4935 0.6638 66.5687 0.0796 1.0000 0.6638 1.0841Benzene 557.6382 0.1697 202.4409 0.2422 3.0411 0.5160 0.1945Paraxylene 462.7461 0.1408 23.0111 0.0275 0.3457 0.0487 -1.1577Metaxylene 64.7708 0.0197 21.8325 0.0261 0.3280 0.0065 -0.1082Ortoxylene 19.7277 0.0060 17.5437 0.0210 0.2635 0.0016 -0.0127
3286.3762 1.0000 1.2365 0.0000
Dengan trial diperoleh = 0,387717
B - 50
d. Menghitung Rmin
θαi
Dαi.Xi1Rmin
Kondisi dew point pada puncak kolom
T = 353,76 K P = 760 mmHg
Komponen Xi Pi sat Ki = Pi sat / Pt αi αi . Xi Rmin + 1Toluene 0.0187 297.3070 0.3912 1.0000 0.0187 0.030541433Benzene 0.9813 768.7975 1.0116 2.5859 2.5375 1.154384613
1.0000 1.1849
Rmin +1 = 1,1849
Rmin = 0,1849
Direncanakan sebagai pendingin digunakan air pendingin dengan R/Rmin =
1,2 -1,3.
Dipilih (R/Rmin) =1,25
Jadi R = 1,25 x 0,1849 = 0,2312
Dari neraca massa diperoleh :
D = 568,2788 kmol/jam
Lo = R x D =131,3619 kmol/jam
V = D + Lo = 699,6408 kmol/jam
e. Menghitung panas yang dibawa uap masuk ke kondensor (Q16)
TrefT x Cp x mQc 1
T = 353,76 K Tref = 298 K
Komponen Yi kmol ∫CpG. dT Q=n ∫CpG.dT (kJ)Toluene 0.0187 13.0833 6487.9211 84883.3066Benzene 0.9813 686.5575 5188.5643 3562247.7472
1.0000 699.6408 3647131.0538
B - 51
f. Menghitung panas penguapan (Qvap)
Qvap = n x Hvap
Hvap pada titik didih masing – masing komponen
P = 1 atm
Komponen Yi kmol Hvap Qvap = n.Hvap (kJ)Toluene 0.0187 13.0833 33590 439467.4667Benzene 0.9813 686.5575 30750 21111643.2700
1.0000 699.6408 21551110.7368
g. Menghitung panas yang dibawa refluk (Q17)
ref17 TT x Cp x mQ
T = 353,76 K Tref = 298 K
Komponen kmol Xd ∫CpL. dT Q=n ∫CpL.dT (kJ)Toluene 2.4164 0.0187 9038.3259 21840.1347Benzene 126.8024 0.9813 7952.1570 1008352.6682
129.2188 1.0000 1030192.8028
h. Menghitung panas yang dibawa destilat (Q18)
TrefT x Cp x mQ18
T = 353,76 K Tref = 298 K
Komponen Xd kmol ∫CpL. dT Q=n ∫CpL.dT (kJ)
Toluene 0.0187 10.6268 9038.3259 96048.6108
Benzene 0.9813 557.6520 7952.1570 4434536.4372
1.0000 568.2788 4530585.0480
i. Menghitung panas pada kondensor (QC)
kJ7688,377.620.19QQQvapQQ 181716C
B - 52
j. Menghitung kebutuhan pendingin pada kondensor
Sebagai pendingin digunakan air yang masuk pada T1 =303 K dan keluar pada
T2 = 318 K
Cp air = 4,184 kJ/kg
12airairC TTxxCpmQ
Massa air yang digunakan = 312618,019 kg
k. Menghitung panas yang dibawa produk pada dasar menara (Q21)
T dasar = 370,75 K Tref = 298 K
Komponen kmol ∫CpL. dT Q=n ∫CpL.dT (kJ)Toluene 2170.8508 11910.9614 25856919.6845Benzene 0.0038 10488.3053 40.2808Paraxylene 462.7461 14977.5539 6930803.9111Metaxylene 64.7708 13755.3940 890947.6739Ortoxylene 19.7277 14104.9764 278258.6458
2718.0991 ∑Q21 = 33956970.1961
l. Menghitung panas yang dibawa feed (Q15)
Tf eed = 315,76 K Tref = 298 K
Komponen kmol ∫CpL. dT Q=n ∫CpL.dT (kJ)Toluene 2181.4935 2821.2087 6154448.3816Benzene 557.6382 2474.9450 1380123.8500Paraxylene 462.7461 3547.3943 1641542.6979Metaxylene 64.7708 3270.0650 211804.6786Ortoxylene 19.7277 3353.3088 66153.0463
3286.3762 ∑Q15 = 9454072.6544
m. Menghitung panas yang dibutuhkan reboiler (QR)
kJ358,860.653.48QQQQQ 1521C18R
B - 53
n. Menghitung kebutuhan pemanas pada reboiler
Sebagai pemanas digunakan stem saturated pada T = 533,15 K (46,943 bar),
dimana harga λ = 1661,5 kJ/kg
x mQ steamR
Massa steam yang dibutuhkan sebesar 29.283,094 kg
KESIMPULAN :
KOMPONENINPUT OUTPUT
Q15 (kJ/jam) Q18 (kJ/jam) Q21 (kJ/jam)Toluene 6154448.3816 96048.6108 25856919.6845Benzene 1380123.8500 4434536.4372 40.2808Paraxylene 1641542.6979 6930803.9111Metaxylene 211804.6786 890947.6739Ortoxylene 66153.0463 278258.6458
9454072.6544 4530585.0480 33956970.196138487555.24
Panas Reboiler 48653860.3585Panas Condenser 19620377.7688TOTAL 58107933.0129 58107933.0129
Pendingin air yang dibutuhkan kondensor sebanyak 312.618,019 kg
Steam jenuh yang diperlukan sebagai pemanas di reboiler sebanyak
29.283,094 kg
B - 54
14. Kolom Destilasi (D-02)
Fungsi : Memisahkan toluene dari campurannya agar dapat direcycle kembali
ke reaktor
Tujuan : - Menghitung panas yang dilepas pada kondensor (QC)
- Menghitung kebutuhan pendingin di kondensor
- Menghitung panas yang dibutuhkan reboiler (QR)
- Menghitung kebutuhan pemanas pada reboiler
Diagram Alir :
Perhitungan :
a. Menentukan kondisi puncak kolom
P puncak kolom = 760 mmHg = 1 atm
T trial = 383,79 K
Komponen kmol Yi Pi sat Ki = Pi sat / Pt Xi = Xi / KiToluene 2171.2570 0.999880 760.0505 1.0001 0.9999Benzene 0.0038 0.000002 1778.7169 2.3404 0.0000Paraxylene 0.256576902 0.000118 341.0590 0.4488 0.0001
2171.5174 1.000000 1.0000
QR
QC
Q27
Q26
Q24Q23
Q25
Q22
Q21
D-02
B - 55
b. Menentukan kondisi dasar kolom
P dasar kolom = 1140 mmHg = 1,5 atm
T trial = 427,965 K
Komponen kmol Xi Pi sat Ki = Pi sat / Pt Yi = Xi / KiToluene 0.2300 0.000420 2297.5753 2.0154 0.0008Paraxylene 462.4894741 0.845165 1146.0331 1.0053 0.8496Metaxylene 64.7708 0.118364 1138.5143 0.9987 0.1182Ortoxylene 19.7277 0.036051 990.0315 0.8684 0.0313
547.2180 1.000000 1.0000
c. Menentukan konstanta Underwood ()
Umpan masuk dalam kondisi cair jenuh, sehingga harga q = 1
θαi
Fαi.Xi1q
HK
LK
K
Ki
T feed = 370,754 K
P feed = 912 mmHg = 1,2 atm
Komponen kunci ringan = toluene
Komponen kunci berat = paraxylene
Komponen kmol Xi Pi satKi =
Pi sat / Pt αi αi . Xi 1 - qToluene 2170.8508 0.7987 516.9615 0.5668 2.3164 1.8501 1.5503Benzene 0.0038 0.0000 1260.1117 1.3817 5.6464 0.0000 0.0000Paraxylene 462.7461 0.1702 223.1709 0.2447 1.0000 0.1702 -1.3836Metaxylene 64.7708 0.0238 215.7409 0.2366 0.9667 0.0230 -0.1473ortoxylene 19.7277 0.0073 182.2924 0.1999 0.8168 0.0059 -0.0194
2718.0991 1.0000 2.0493 0.0000
Dengan trial diperoleh = 1,12305
B - 56
d. Menghitung Rmin
θαi
Dαi.Xi1Rmin
Kondisi dew point pada puncak kolom
T = 383,79 K P = 760 mmHg
Komponen Xi Pi sat Ki = Pi sat / Pt αi αi . Xi Rmin + 1Toluene 0.999880 760.0505 1.0001 2.2285 2.2282 2.015677808Benzene 0.000002 1778.7169 2.3404 5.2153 0.0000 2.25396E-06Paraxylene 0.000118 341.0590 0.4488 1.0000 0.0001 -0.000960224
1.000000 2.0147
Rmin +1 = 2,0147
Rmin = 1,0147
Direncanakan sebagai pendingin digunakan air pendingin dengan R/Rmin =
1,2 -1,3.
Dipilih (R/Rmin) =1,25
Jadi R = 1,25 x 1,0147 = 1,2684
Dari neraca massa diperoleh :
D = 2171.5174 kmol/jam
Lo = R x D = 2754.3523 kmol/jam
V = D + Lo = 4925.8697 kmol/jam
e. Menghitung panas yang dibawa uap masuk ke kondensor (Q22)
TrefT x Cp x mQc 1
T = 383,79 K Tref = 298 K
Komponen Yi kmol ∫CpG. dT Q=n ∫CpG.dT (kJ)Toluene 0.999880 4925.2786 10418.5369 51314197.1534Benzene 0.000008 0.0394 8356.4114 329.3008
Paraxylene 0.000112 0.5517 12448.9108 51314526.4542
1.000000 4925.8697 ∑Q22= 102629052.9083
B - 57
f. Menghitung panas penguapan (Qvap)
Qvap = n x Hvap
Hvap pada titik didih masing – masing komponen
P = 1 atm
Komponen Yi kmol Hvap Qvap = n.Hvap (kJ)Toluene 0.999880 4925.2786 33590 165440109.2654Benzene 0.000008 0.0394 30750 1211.7640Paraxylene 0.000112 0.5517 35820 19761.8012
1.000000 4925.8697 ∑QVAP= 165461082.8306
g. Menghitung panas yang dibawa refluk (Q23)
ref23 TT x Cp x mQ
T = 383,79 K Tref = 298 K
Komponen Yi kmol ∫CpL. dT Q=n ∫CpL.dT (kJ)Toluene 0.999880 2754.0218 14157.5243 38990130.0371Benzene 0.000008 0.0220 12473.3074 274.8471Paraxylene 0.000112 0.3085 17788.6941 5487.5890
1.000000 2754.3523 ∑Q23= 38995892.4732
h. Menghitung panas yang dibawa destilat (Q24)
TrefT x Cp x mQ24
T = 383,79 K Tref = 298 K
Komponen Yi kmol ∫CpL. dT Q=n ∫CpL.dT (kJ)Toluene 0.999880 2171.2569 14157.5243 30739621.7733Benzene 0.000008 0.0174 12473.3074 216.6880Paraxylene 0.000112 0.2432 17788.6941 4326.3875
1.000000 2171.5174 ∑Q24= 30744164.8489
i. Menghitung panas pada kondensor (QC)
kJ9627,551.035.147QQQvapQQ 242322C
B - 58
j. Menghitung kebutuhan pendingin pada kondensor
Sebagai pendingin digunakan air yang masuk pada T1 =303 K dan keluar pada
T2 = 318 K
Cp air = 4,184 kJ/kg
12airairC TTxxCpmQ
Massa air yang dibutuhkan sebesar 2.342.766,461 kg
k. Menghitung panas yang dibawa produk pada dasar menara (Q27)
T dasar = 427,97 K Tref = 298 K
Komponen kmol ∫CpL. dT Q=n ∫CpL.dT (kJ)Toluene 0.2300 22100.9215 5084.1189Paraxylene 462.4894741 27651.9081 12788716.4447Metaxylene 64.7708 25369.4782 1643201.0347
Ortoxylene 547.1875 25978.3284 14215017.7275
1074.6778 28652019.3258
l. Menghitung panas yang dibawa feed (Q21)
Tf eed = 370,75 K Tref = 298 K
Komponen kmol ∫CpL. dT Q=n ∫CpL.dT (kJ)Toluene 2170.8508 11910.9614 25856919.6845Benzene 0.0038 10488.3053 40.2808Paraxylene 462.7461 14977.5539 6930803.9111Metaxylene 64.7708 13755.3940 890947.6739
Ortoxylene 19.7277 14104.9764 278258.6458
2718.0991 33956970.1961
m. Menghitung panas yang dibutuhkan reboiler (QR)
kJ9412,765.474.172QQQQQ 2127C24R
B - 59
n. Menghitung kebutuhan pemanas pada reboiler
Sebagai pemanas digunakan stem saturated pada T = 533,15 K (46,943 bar),
dimana harga λ = 1661,5 kJ/kg
x mQ steamR
Massa steam yang dibutuhkan sebesar 103806,66 kg
KESIMPULAN :
KOMPONENINPUT OUTPUT
Q21 (kJ/jam) Q24 (kJ/jam) Q27 (kJ/jam)
Toluene 25856919.6845 30739621.7733 5084.1189Benzene 40.2808 216.6880Paraxylene 6930803.9111 4326.3875 12788716.4447Metaxylene 890947.6739 1643201.0347Ortoxylene 278258.6458 14215017.7275
33956970.1961 30744164.8489 28652019.325859396184.1747
Panas Reboiler 172474765.9412Panas Condenser 147035551.9627TOTAL 206431736.1374 206431736.1374
Pendingin air yang dibutuhkan kondensor sebanyak 2.342.766,461 kg.
Steam jenuh yang diperlukan sebagai pemanas di reboiler sebanyak
103806,66 kg
B - 60
15. Heat Exchanger (HE - 01)
Fungsi : Menurunkan suhu produk destilasi D-02 dengan memanfaatkan
pendingin yang berasal dari keluaran centrifuge.
Tujuan : Menentukan suhu keluar dari heat exchanger (T27b)
Diagram Alir :
Perhitungan :
Neraca Panas Total :
Q27a + Q32 = Q27b + Q33
Dalam hubungan ini
Q27a : panas cairan (dari kolom destilasi) masuk HE-01
427,97
298
27a Cp.dTnQ
Q27b : panas cairan (dari kolom destilasi) keluar HE-01
T
298
27b Cp.dTnQ
Q32 : panas yang dibawa pendingin (dari centrifuge) masuk HE-01
278
298
33 Cp.dTnQ
Q27a Q27b
Q32
Q33
HE-01
B - 61
Q33 : panas yang dibawa pendingin (dari centrifuge) keluar HE-01
T
298
34 Cp.dTnQ
])(T[5
E)](T[
4
D)]T([
3
C)]T([
2
BΔTACp.dT 5432
1. Menghitung panas campuran (Qcamp)
a. Panas yang dibawa cairan masuk heat exchanger (Q27a)
Tin = 427,97 K Tref = 298 K
Komponen kmol ∫CpL. dT Q=n ∫CpL.dT (kJ)Toluene 0.2300 22100.9215 5084.1189Paraxylene 462.4895 27651.9081 12788716.4447Metaxylene 64.7708 25369.4782 1643201.0347
Ortoxylene 547.1875 25978.3284 14215017.7275
1074.6778 28652019.3258
b. Panas yang dibawa pendingin masuk heat exchanger (Q32)
Tout = 278 K Tref = 298 K
Komponen kmol ∫CpL. dT Q=n ∫CpL.dT (kJ)Toluene 0.0000 -3119.1502 0.0000Paraxylene 46.0123 -3906.3360 -179739.5838Metaxylene 43.2185 -3619.0736 -156410.9819
Ortoxylene 13.5699 -3708.0858 -50318.5078
102.8008 -386469.0735
Qcamp = Q27 + Q32 = 28.265.550,2524 kJ
B - 62
2. Menentukan suhu keluar heat exchanger
Suhu ditrial hingga diperoleh Q33 +Q27b =Qcamp
Dimana berlaku hubungan : (∑ n )33 + (∑ n )27b = (∑ n )camp
Qcamp = (∑ n )camp.CpL (Tcamp – Tref)
T trial = 415,92 K Tref = 298 KKomponen kmol ∫CpL. dT Q=n ∫CpL.dT (kJ)Toluene 0.2300 19880.2331 4573.2694Paraxylene 508.5018 24907.4104 12665462.8646Metaxylene 107.9893 22852.9736 2467876.6245
Ortoxylene 560.7575 23410.5442 13127637.9039
1177.4786 28265550.6624
KESIMPULAN :
KOMPONEN
INPUT OUTPUT
Q27a (kJ/jam) Q32 (kJ/jam) Q27b+ Q33 (kJ/jam)
Toluene 5084.1189 0.0000 4573.2694Paraxylene 12788716.4447 -179739.5838 12665462.8646Metaxylene 1643201.0347 -156410.9819 2467876.6245Ortoxylene 14215017.7275 -50318.5078 13127637.9039
28652019.3258 -386469.0735TOTAL 28265550.6624 28265550.6624
Jadi produk yang keluar dari HE-01 pada suhu T27b = 415,92 K
B - 63
16. Heat Exchanger (HE - 02)
Fungsi : Menurunkan suhu produk dari HE-01 sebelum diumpankan ke dalam
kristalizer.
Tujuan : Menentukan jumlah air pendingin
Diagram Alir :
Perhitungan :
Neraca Panas Total :
Q27B + Q32 = Q28 + Q33
Dalam hubungan ini
Q27b : panas cairan (dari kolom destilasi) masuk HE-02
415,92
298
27 Cp.dTnQ b
Q28 : panas cairan (dari kolom destilasi) keluar HE-02
323
298
28 Cp.dTnQ
])(T[5
E)](T[
4
D)]T([
3
C)]T([
2
BΔTACp.dT 5432
Q27b Q28
QCW
QHW
HE-02
B - 64
1. Menghitung beban panas HE-02
a. Panas yang dibawa cairan masuk heat exchanger (Q27b)
Tin = 415,92 K Tref = 298 K
Komponen kmol ∫CpL. dT Q=n ∫CpL.dT (kJ)Toluene 0.2300 19880.2331 4573.2694Paraxylene 508.5018 24907.4104 12665462.8646Metaxylene 107.9893 22852.9736 2467876.6245
Ortoxylene 560.7575 23410.5442 13127637.9039
1177.4786 28265550.6624
b. Panas yang keluar dari heat exchanger (Q28)
Tout = 323 K Tref = 298 K
Komponen kmol ∫CpL. dT Q=n ∫CpL.dT (kJ)Toluene 0.2300 3986.0958 916.9656Paraxylene 462.4895 5013.9372 2318893.1941Metaxylene 64.7708 4618.7020 299156.9587
Ortoxylene 547.1875 4736.6378 2591829.2280
1074.6778 5210796.3464
Beban panas yang harus diserap oleh air sebagai pendingin sebesar
23054754,3160 kJ.
2. Menghitung kebutuhan pendingin pada HE-02
Sebagai pendingin digunakan air yang masuk pada T1 =303 K dan keluar pada
T2 = 318 K
Cp air = 4,184 kJ/kg
12airairC TTxxCpmQ
Massa air yang dibutuhkan sebesar 367339,0854 kg
B - 65
KESIMPULAN :
KOMPONENINPUT OUTPUT
Q27b (kJ/jam) Q28 (kJ/jam) Toluene 4573.2694 916.9656Paraxylene 12665462.8646 2318893.1941Metaxylene 2467876.6245 299156.9587Ortoxylene 13127637.9039 2591829.2280
28265550.6624Panas diserap -23054754.3160TOTAL 5210796.3464 5210796.3464
Jadi massa air yang dibutuhkan sebagai pendingin sebesar 367339,0854 kg
17. KRISTALIZER (CR)
Fungsi : Memisahkan paraxylene dari campuran xylene berdasarkan
perbedaan titik beku
Tujuan : Menghitung kebutuhan refrigerant sebagai pendingin kristalizer
Diagram Alir :
Kondisi Operasi Kristalizer :
T = 0 – 10 0C , dalam hal ini dipilih Toperasi = 5 0C = 278 K
P operasi = 1 atm
(Sumber : US Patent 5,448,005; 8 September 1995)
B - 66
1. Menghitung beban panas kristalizer
a. Panas yang dibawa masuk kristalizer
Tin = 323 K Tref = 298 K
K omponen kmol ∫CpL. dT Q=n ∫CpL.dT (kJ)Toluene 0.2300 3986.0958 916.9656Paraxylene 462.4895 5013.9372 2318893.1941Metaxylene 64.7708 4618.7020 299156.9587Ortoxylene 19.7277 4736.6378 93442.9380
547.2180 ∑Q28 = 2712410.0564
b. Panas yang dibawa keluar kristalizer
Tout = 278 K Tref = 298 K
FILTRAT (cair)
Komponen kmol ∫CpL. dT Q=n ∫CpL.dT (kJToluene 0.0000 -3119.1502 0.0000Paraxylene 46.24892857 -3906.3360 -180663.8556Metaxylene 64.7708 -3619.0736 -234410.2374Ortoxylene 19.7277 -3708.0858 -73151.9784
130.7474 -488226.0714
CAKE (padat)
Komponen kmol ∫CpS. dT Q=n ∫CpS.dT (kJToluene 0.2300 -1299.5771 -298.9561Paraxylene 416.2405456 -3088.3359 -1285490.6005Metaxylene 0.0000 -2563.2417 0.0000Ortoxylene 0.0000 -3192.3152 0.0000
416.4706 -1285789.5565
Panas total keluar kristalizer (∑Q29) = -1774015,6279 kJ
Beban panas kristalizer = ∑Q28 - ∑Q29 = 4486425,6843 kJ
B - 67
2. Menghitung kebutuhan pendingin
Pendingin yang digunakan adalah refrigerant amoniak (NH3).
Suhu yang dapat dicapai oleh pendingin NH3 maksimal -20 0C
λ = 1371,1613 kJ/kg (Sumber : Perry’s Handbook, hal 3-121, ed 6)
Maka jumlah pendingin yang dibutuhkan = Q/λ = 3271,9897 kg
KESIMPULAN :
KOMPONENINPUT OUTPUT (Q29)
Q28 (kJ/jam) CAKE (kJ/jam) FILTRAT (kJ/jam)Toluene 916.9656 -298,9561 0.0000Paraxylene 2318893.1941 -1285490,6005 -180663,8556Metaxylene 299156.9587 0.0000 -234410,2374Ortoxylene 93442.9380 0.0000 -73151,9784
2712410.0564 -1285789,5565 -488226,0714Pendingin -4486425.6843TOTAL -1774015,6279 -1774015,6279
Jadi jumlah refrigeran NH3 yang diperlukan sebanyak = 3271,9897 kg
18. CENTRIFUGE (CF)
Fungsi : Memisahkan kristal paraxylene dari mother liquor yang keluar dari
kristalizer
Tujuan : Menghitung panas pada masing – masing arus (Q29, Q30, Q32)
Diagram Alir :
Q29 Q30
Q32
CF
B - 68
a. Panas yang dibawa masuk ke centrifuge
Tin = 278 K Tref =198 K
Dari perhitungan sebelumnya diketahui bahwa ∑Q29 = -1774015,6279 kJ
b. Panas yang dibawa keluar dari centrifuge
1. FILTRAT
Tout = 278 K Tref = 298 K
Komponen kmol ∫CpL. dT Q=n ∫CpL.dT (kJ)Toluene 0.0000 -3119.1502 0.0000Paraxylene 46.0123 -3906.3360 -179739.5838Metaxylene 43.2185 -3619.0736 -156410.9819Ortoxylene 13.5699 -3708.0858 -50318.5078
102.8008 ∑Q32 = -386469.0735
2. CAKE
Tout = 278 K Tref = 298 K
Komponen kmol ∫CpS. dT Q=n ∫CpS.dT (kJToluene 0.2300 -1299.5771 -298.9561Paraxylene 416.4772 -3088.3359 -1286221.3265Metaxylene 21.5523 -2563.2417 -55243.6807
Ortoxylene 6.1578 -3192.3152 -19657.4836
444.4172 ∑Q30 = -1361421.4469
KESIMPULAN :
KOMPONEN
INPUT (Q29) OUTPUTCAKE
(kJ/jam)FILTRAT (kJ/jam)
Q30
(kJ/jam)Q32
(kJ/jam)Toluene -298,9561 0.0000 -298.9561 0.0000Paraxylene -1285490,6005 -180663,8556 -1286221.3265 -179739.5838Metaxylene 0.0000 -234410,2374 -55243.6807 -156410.9819Ortoxylene 0.0000 -73151,9784 -19657.4836 -50318.5078
-1285789,5565 -488226,0714 -1361421.4469 -386469.0735-1774015,6279 -1747890.5204
Panas diserap 26125.1075TOTAL -1747890.5204 -1747890.5204
B - 69
19. MELTER (ML)
Fungsi : Melelehkan cake yang dihasilkan dari centrifuge.
Tujuan : Menghitung kebutuhan air sebagai pemanas
Diagram Alir :
Qp2
Q30 Q31
Qp1
Kondisi Operasi Melter :
P = 1 atm
T = 15 oC = 288 K
Perhitungan :
Neraca Panas Total :
Q30 + Qp1 = Q31 + Qp2
1. Menghitung beban panas Melter
a. Panas yang masuk ke Melter (berupa cake)
Tin= 278 K Tref = 298 K
Komponen kmol ∫CpS. dT Q=n ∫CpS.dT (kJToluene 0.2300 -1299.5771 -298.9561Paraxylene 416.4772 -3088.3359 -1286221.3265Metaxylene 21.5523 -2563.2417 -55243.6807
Ortoxylene 6.1578 -3192.3152 -19657.4836
444.4172 ∑Q30 = -1361421.4469
ML
B - 70
b. Panas yang keluar dari Melter
Tout = 288 K Tref = 298 K
Komponen kmol ∫CpL. dT Q=n ∫CpL.dT (kJToluene 0.2300 -627.5576 -144.3640Paraxylene 416.4772 -1557.1001 -648496.6291Metaxylene 21.5523 -1282.6009 -27642.9637Ortoxylene 6.1578 -1612.0933 -9926.8699
444.4172 ∑Q31 = -686210.8268
Beban panas di melter = ∑Q31 - ∑Q30 = 675210.6202 kJ
2. Menghitung kebutuhan pemanas
Dalam hal ini pemanas yang digunakan air yang masuk pada suhu 303 K dan
keluar pada suhu 288 K (ΔT yang diijinkan 15 0C)
Cp air = 4,184 kJ / (kg.0C)
Maka kebutuhan air sebesar 10758,356 kg
KESIMPULAN :
KOMPONEN
INPUT OUTPUT
Q30 (kJ/jam) Q31 (kJ/jam)
Toluene -298.9561 -144.3640Paraxylene -1286221.3265 -648496.6291Metaxylene -55243.6807 -27642.9637Ortoxylene -19657.4836 -9926.8699
-1361421.4469Pemanas 675210.6202
TOTAL -686210.8268 -686210.8268
Jadi jumlah air yang diperlukan sebagai pemanas sebanyak = 10758,356 kg
A- 1
LAMPIRAN A
PERHITUNGAN NERACA MASSA
Penjabaran Arus :
M13 = M13a + M1 + M16M5 = M4 + M3M4 = M2 + M9M5 = M6M6 = M7 + M10M7 = M8 + M9M10 = M11 + M12M12 = M13 + M14M13 = M13a + M13bM14 = M15M15 = M17 + M16
M17 = M15 - M16 = M14 – M3 + M13a + M1 = M12 - M13 – M3 + M13a + M1 = M12 + M13b – M3 + M1
= M10 – M11 – M3 + M1 = M6 – M7 – M11 – M3 + M1
= M5 – M7 – M11 - M13b – M3 + M1= M4 + M3 – M7 – M11 – M13b + M1
= M2 + M9 – M7 – M11 – M13b + M1 = M2 + M7 – M8 – M7 – M11 – M13b + M1
Neraca Massa Total : M1 + M2 = M17 + M8 + M11 + M13b
A- 2
♣ Komposisi Fresh Feed :
A. Toluene (BM= 92,13 gr/mol))
- Toluene = 99,00 %wt
- Paraxylene = 0,50 %wt
- Metaxylene = 0,30 %wt
- Ortoxylene = 0,20 %wt
B. Hidrogen (BM= 2,001 gr/mol)
- Hidrogen = 99,90 %wt
- CH4 = 0,10 %wt
♣ Komposisi Produk :
A. Produk Utama = Paraxylene (BM = 106,167 gr/ml)
- Paraxylene = 99,50 %wt
- Metaxylene = 0,30 %wt
- Ortoxylene = 0,15 %wt
- Toluene = 0,05 %wt
B. Produk Samping = Benzene (BM= 78,11 gr/mol)
- Benzene = 98.0 %wt
- Toluene = 2.0 %wt
Ratio mol H2 / Feed Toluene = 0,5 : 1
Konversi = 31 %
Yield Mixed Xylene = 14,7 %wt
Yield Benzene = 14 %wt
Selektivitas : - Paraxylene = 94,7 %
- Metaxylene = 4,3 %
- Ortoxylene = 1 %
(Sumber : US Patent No.6,458,736 ; 1 Oktober 2002)
A- 3
Secara Umum :
Ratio mol H2 / Feed Toluene = 0,5 : 1
Konversi = 31 %
Yield Mixed Xylene (XMixed Xylene) = )11,7814167,1067,14
167,1067,14
xx
x
= 51,2 %wt
Yield Benzene(XBZ) = )11,7814167,1067,14
11,7814
xx
x
= 48,8 %wt
Selektivitas : - Paraxylene (XPX) = 51,2 x 0,947 = 48,5 %wt
- Metaxylene(XMX) = 51,2 x 0,043 = 2,2 %wt
- Ortoxylene(XOX) = 51,2 x 0,01 = 0,5 %wt
Kapasitas Produksi = 350.000 ton / tahun
1 tahun produksi = 330 hari
1 hari produksi = 24 jam
Basis Perhitungan = 1 jam produksi
Kapasitas Produksi =jam
harix
hari
tahunx
ton
kgx
tahun
ton
24
1
330
11000350000
= jam
kmol
kg
kmoljam
kg
249,416167,106
92,44191
A- 4
1. REAKTOR (R)
Basis umpan toluene masuk reaktor = 1000 kg/jam
= kmolkg
jamkg
/13,92
/1000= 10,854 kmol/jam
Neraca Massa Total : M5 = M6
♣ Komposisi umpan pada arus M5 :
. - Toluene = 96.049 %wt
- Paraxylene = 1.791 %wt
- Metaxylene = 1.617 %wt
- Ortoxylene = 0.543 %wt
♣ Komposisi M5 (Input) :
Toluene = 0,96049 x 1000 kg/jam = 960.49 kg/jam
P-xylene = 0,01791 x 1000 kg/jam = 17.91 kg/jam
M-ylene = 0,01617 x 1000 kg/jam = 16.17 kg/jam
O-xylene = 0,00543 x 1000 kg/jam = 5.43 kg/jam
Ratio mol H2 : Feed Toluene = 0,5 : 1
Maka : H2 = 0,5 x 10,854 kmol/jam = 5,427 kmol/jam = 10,86 kg/jam
A- 5
Dengan komposisi : H2 = 0,999 x 10,86 kg/jam = 10,85 kg/jam
CH4 = 0,001 x 10,86 kg/jam = 0,01 kg/jam
Jadi total massa masuk reaktor (M5) = 1000 + 10,86 = 1010,86 kg/jam
M5 = M6 = 1010,86 kg/jam
♣ Komposisi M6 (Output) :
1. P-xylene = P-X awal + P-X hasil reaksi
= 17,91 + (0,31 x 0,485 x 960,49) = 162.32 kg/jam
2. M-ylene = M-X awal + M-X hasil reaksi
= 16,17 + (0,31 x 0,022 x 960,49) = 22.72 kg/jam
3. O-xylene = O-X awal + O-X hasil reaksi
= 5,43 + (0,31 x 0,005 x 960,49) = 6.92 kg/jam
4. Benzene = BZ hasil reaksi
= 0,31 x 0,488 x 960.49 = 143.92 kg/jam
5. Toluene = 1000 – (162,32 + 22,72 + 6,92 + 143,92)
= 664,12 kg/jam
Neraca Massa di sekitar Reaktor
KOMPONENINPUT
(kg/jam)OUTPUT(kg/jam)
ARUS 5 ARUS 6Toluene 960.49 664.12Benzene - 143.92Paraxylene 17.91 162.32Metaxylene 16.17 22.72Ortoxylene 5.43 6.92H2 10,85 10,85CH4 0,01 0,01JUMLAH 1010,86 1010,86
A- 6
2. KNOCK-OUT DRUM (S-01)
Neraca Massa Total :
M6 = M7 + M10
M7 = M8 + M9
M8 = 0,5 M7
Diinginkan agar H2 dan CH4 terpisah semua sebagai komponen gas dari
campurannya, dimana 5 % gas yang keluar dipurging
(Sumber : “Design and Economic Analysis of Toluene Disproportionation Process”, www.google.com)
♣ Komposisi M8 :
H2 = 0,005 x 10,85 = 0,54 kg/jam
CH4 = 0,05 x 0,01 = 0,0005 kg/jam
♣ Komposisi M9 :
H2 = 10,85 – 0,54 = 10,31 kg/jam
CH4 = 0,01 – 0,0005 = 0,0095 kg/jam
A- 7
Neraca Massa di sekitar S-01
KOMPONENINPUT(kg/jam) OUTPUT (kg/jam)
ARUS 6 ARUS 7 ARUS 10
Toluene 664.12 - 664.12Benzene 143.92 - 143.92Paraxylene 162.32 - 162.32Metaxylene 22.72 - 22.72Ortoxylene 6.92 - 6.92H2 10,85 10,85 -CH4 0,01 0,01 -JUMLAH
1010.8610,86 1000
1010,86
Neraca Massa Arus 7
KOMPONEN ARUS 7kg/jam
ARUS 9kg/jam
ARUS 8kg/jam
Toluene - - -Benzene - - -Paraxylene - - -Metaxylene - - -Ortoxylene - - -H2 10,85 10,31 0,54CH4 0,01 0,0095 0,0005
JUMLAH 10,8610,3195 0,5405
10,86
A- 8
3. KOLOM DISTILASI 1 (D-01)
Kolom distilasi D-01 untuk memisahkan Benzene sebagai hasil atas dari
campurannya Asumsi :
- Hasil atas (M11) terdiri dari : XBZ = 0,978
XTOL = 0,022
-Hasil bawah (M12) terdiri dari : XBZ = 0,000001
XTOL = 0,7749
XPX = 0,1903
XMX = 0,0266
XOX = 0,0081
♣ Neraca Massa Total :
M10 = M11 + M12
1000 = M11 + M12
M12 = 1000 – M11
♣ Neraca Massa Komponen Benzene :
143,92 = 0,978 M11 + 0,000001 M12
143,92 = 0,978 M11 + 0,000001 (1000 – M11)
M11 = 147,16 kg/jam
M12 = 852,84 kg/jam
A- 9
♣ Komposisi hasil atas (M11) :
Benzene = 0,995 x 147,16 = 143.922 kg/jam
Toluene = 0,005 x 147,16 = 3.237 kg/jam
♣ Komposisi hasil bawah (M12) :
Toluene = 0,7749 x 852,84 = 660.880 kg/jam
Benzene = 0,000001 x 852,84 = 0.001 kg/jam
Paraxylene = 0,1903 x 852,84 = 162.320 kg/jam
Metaxylene = 0,0266 x 852,84 = 22.720 kg/jam
Ortoxylene = 0,0081 x 852,84 = 6.920 kg/jam
Neraca Massa disekitar D-01
KOMPONENINPUT (kg/jam) OUTPUT (kg/jam)
ARUS 10 ARUS 11 ARUS 12
Toluene 664.12 3.237 660.880Benzene 143.92 143.922 0.001Paraxylene 162.32 - 162.320Metaxylene 22.72 - 22.720Ortoxylene 6.92 - 6.920JUMLAH
1000147,159 852.841
1000
A- 10
4. KOLOM DISTILASI 2 (D-02)
Kolom distilasi D-02 untuk memisahkan Toluene sebagai hasil atas dari
campurannya
Arus M13b dipurging sebesar 5% M13
(Sumber : “Design and Economic Analysis of Toluene Disproportionation Process”, www.google.com)
Asumsi :
- Hasil atas (M13) terdiri dari : XTOL = 0,9999
XPX = 0,0001
-Hasil bawah (M14) terdiri dari : XTOL = 0,00036
XPX = 0,84522
XMX = 0,11837
XOX = 0,03605
♣ Neraca Massa Total :
M12 = M13 + M14
852,54 = M13 + M14
M14 = 852,54 – M13
A- 11
♣ Neraca Massa Komponen Toluene :
660,88 = 0,9999 M13 + 0,00036 M14
660,88 = 0,9999 M13 + 0,00036 (852,84 – M13)
660,57 = 0,99954 M13
M13 = 660,90 kg/jam
M14 = 191,94 kg/jam
♣ Komposisi hasil atas (M13) :
Toluene = 0,9999 x 660,90 = 660,81 kg/jam
Paraxylene = 0,0001 x 660,90 = 0,09 kg/jam
♣ Komposisi hasil bawah (M14) :
Toluene = 0,00036 x 191,94 = 0,07 kg/jam
Paraxylene = 0,84522 x 191,94 = 162.23 kg/jam
Metaxylene = 0,11837 x 191,94 = 22.720 kg/jam
Ortoxylene = 0,03605 x 191,94 = 6.920 kg/jam
Neraca Massa Arus 13 :
M13 = M13a + M13b
M13b = 0,05 M13
♣ Neraca Massa Arus 13b :
Toluene = 0,005 x 660,81 = 34,28 kg/jam
Paraxylene = 0,005 x 0,09 = 0,01 kg/jam
A- 12
♣ Neraca Massa Arus 13a :
Toluene = 660,81 - 34,28 kg/jam = 626,53 kg/jam
Paraxylene = 0,09 - 0,01 kg/jam = 0,08 kg/jam
Neraca Massa di sekitar D-02
KOMPONENINPUT (kg/jam) OUTPUT (kg/jam)
ARUS 12 ARUS 13 ARUS 14
Toluene 660.88 660.81 0,07Benzene 0.00 0,00 0,00Paraxylene 162.32 0,09 162,23Metaxylene 22.72 - 22.72Ortoxylene 6.92 - 6.92JUMLAH
852,84660,90 191.94
852,84
Neraca Massa Arus 13
Komponen Arus 13(kg/jam)
Arus 13b(kg/jam)
Arus 13a(kg/jam)
Toluene 660.81 34.28 626.53Benzene - - -Paraxylene 0.09 0.01 0.08JUMLAH 660.90 34.29 626.61
A- 13
5. KRISTALIZER (CR)
Pada alat kristalizer yang beroperasi pada suhu 0 – 10 0C terbentuk cake
berupa paraxylene dengan kadar kebasahan 8 – 12 %wt, kemudian
dipisahkan antara kristal dengan filtratnya dengan centrifuge sehingga
diperoleh paraxylene dengan kemurnian 99,5 %wt..
Komponen Titik beku (0C)Toluene -94,97Paraxylene 13,28Metaxylene -47,85
Ortoxylene -25,17
(Sumber : US Patent 5,448,005 ; 5 September 1995)
Berdasarkan keterangan di atas dapat diasumsikan :
Kristal paraxylene yang terbentuk 90 %wt
♣ Neraca Massa Total :
M14 = M15
♣ Neraca Massa Komponen Cake pada Arus 15
Toluene = 0,07 kg/jam
Paraxylene = 0,9 x 162,23 = 146,01 kg/jam
A- 14
♣ Neraca Massa Komponen Filtrat pada Arus 15
Paraxylene = 162,23 - 146,01 = 16,22 kg/jam
Metaxylene = 22.720 kg/jam
Ortoxylene = 6.920 kg/jam
Neraca Massa Kristalizer
KOMPONEN INPUT (kg/jam) OUTPUT (kg/jam)ARUS 14 ARUS 15
Cake FiltratToluene 0,07 0,07 -Paraxylene 162,23 146,01 16,22Metaxylene 22.72 - 22.72Ortoxylene 6.92 - 6.92JUMLAH
191.94146,08 45.86
191.94
6. CENTRIFUGE (C)
Massa yang keluar kristalizer = massa yang masuk centrifuge.
Komposisi produk paraxylene (M17) :
- Paraxylene = 99 ,5 %wt
- Metaxylene = 0,30 %wt
- Ortoxylene = 0,15 %wt
- Toluene = 0.05 %wt
A- 15
♣ Neraca Massa Total :
M15 = M16 + M17
♣ Neraca Massa Arus 17 :
Paraxylene = 0,9 x 162,23 = 146,01 kg/jam
Metaxylene = jamkgx /44,001,146995,0
003,0
Ortoxylene = jamkgx /22,001,146995,0
0015,0
Toluene = jamkgx /07,001,146995,0
0005,0
♣ Neraca Massa Arus 16 :
M16 = M15 – M17
Paraxylene = 162,23 – 146,01 = 16,22 kg/jam
Metaxylene = 22,72 – 0,44 = 22,28 kg/jam
Ortoxylene = 6,92 – 0,22 = 6,70 kg/jam
Neraca Massa Centrifuge (C)
KOMPONEN INPUT (kg/jam) OUTPUT (kg/jam)ARUS 15 ARUS 16 ARUS 17
Toluene 0,07 - 0,07Paraxylene 162,23 16.22 146,01Metaxylene 22.72 22.28 0,44Ortoxylene 6.92 6.70 0,22JUMLAH
191.9445.20 146,74
191.94
A- 16
7. TANGKI PENYIMPAN TOLUENE (T- 01)
♣ Komposisi Fresh Feed :
A. Toluene
- Toluene = 99,00 %wt
- Paraxylene = 0,50 %wt
- Metaxylene = 0,30 %wt
- Ortoxylene = 0,20 %wt
B. Hidrogen
- Hidrogen = 99,90 %wt
- CH4 = 0,10 %wt
♣ Neraca Massa Total :
M5 = M3 + M4
1010,86 = M3 + 10,86
M3 = 1000 kg/jam
M3 = M1 + M16 + M13a
1000 = M1 + 36,06 + 626.61
M1 = 337.33 kg/jam
A- 17
♣ Neraca Massa Komponen Arus 1 :
Toluene = 0,990 x 337.33 = 333.94 kg/jam
Paraxylene = 0,005 x 337.33 = 1.69 kg/jam
Metaxylene = 0,003 x 337.33 = 1.01 kg/jam
Ortoxylene = 0,002 x 337.33 = 0.67 kg/jam
Jumlah gas H2 yang dipurging = jumlah gas H2 make-up
Sehingga M2 = M8 = 0,5405 kg/jam
Neraca Massa di sekitar T-01
KOMPONEN INPUT (kg/jam) OUTPUT (kg/jam)ARUS 1 ARUS 13a ARUS 16 ARUS 3
Toluene 333.94 626.53 - 960.49Benzene - - - -Paraxylene 1.69 0,08 16,14 17.91Metaxylene 1.01 - 15,16 16.17Ortoxylene 0.67 - 4,76 5.43
JUMLAH337.33 626.61 36,06
10001000
Neraca Massa Hidrogen
KOMPONEN INPUT (kg/jam) OUTPUT (kg/jam)ARUS 2 ARUS 9 ARUS 4
H2 0,54 10,31 10,85CH4 0,0005 0,0095 0,01
JUMLAH0,5405 10,3195
10,8610,86
A- 18
Neraca Massa Total di sekitar T-01
KOMPONEN INPUT (kg/jam) OUTPUT (kg/jam)ARUS 3 ARUS 4 ARUS 5
Toluene 960.49 - 960.49Benzene - - -Paraxylene 17.91 - 17.91Metaxylene 16.17 - 16.17Ortoxylene 5.43 - 5.43H2 - 10,85 10,85CH4 - 0,01 0,01
JUMLAH1000 10,86
1010,861010,86
NERACA MASSA OVERALL
KOMPONENINPUT (kg/jam) OUTPUT (kg/jam)
ARUS 1 ARUS 2 ARUS 8 ARUS 11 ARUS 13b ARUS 17
Toluene 333.94 - - 3.24 34.28 0,07Benzene - - - 143.92 - -Paraxylene 1.69 - - - 0.01 146,01Metaxylene 1.01 - - - - 0,44Ortoxylene 0.67 - - - - 0,22H2 - 0,54 0,54 - - -CH4 - 0,0005 0,0005 - - -
JUMLAH337.33 0,5405 0,5405 147,16 34.29 146,74
337.8705 337.8705
Bila dibandingkan antara jumlah kmol paraxlene hasil perhitungan dengan
jumlah kmol paraxylene yang sebenarnya, ternyata ada perbedaan. Oleh karena itu
perlu faktor pengali agar hasil perhitungan tersebut sesuai dengan kapasitas
produksi paraxylene yang sebenarnya.
Fp = 66365.30201,146
92,44191
Jadi perhitungan neraca massa tersebut akan berubah sebagai berikut :
A- 19
Neraca Massa di sekitar Reaktor
KOMPONENINPUT
(kg/jam)OUTPUT (kg/jam)
ARUS 5 ARUS 6Toluene 290705.41 201004.99Benzene 0.00 43559.35Paraxylene 5420.71 49128.36Metaxylene 4894.07 6876.52Ortoxylene 1643.46 2094.43H2 3283.90 3283.90CH4 3.03 3.03JUMLAH 305950.58 305950.58
Neraca massa di sekitar S-01
KOMPONEN INPUT (kg/jam) OUTPUT (kg/jam)ARUS 6 ARUS 7 ARUS 10
Toluene 201004.99 - 201004.99Benzene 43559.35 - 43559.35Paraxylene 49128.36 - 49128.36Metaxylene 6876.52 - 6876.52Ortoxylene 2094.43 - 2094.43H2 3283.90 3283.90 -CH4 3.03 3.03 -
JUMLAH 305950.583286.93 302663.65
305950.58
Neraca Massa Arus 7
KOMPONEN ARUS 7(kg/jam)
ARUS 9(kg/jam)
ARUS 8(kg/jam)
Toluene - - -Benzene - - -Paraxylene - - -Metaxylene - - -Ortoxylene - - -H2 3283.90 3120.46 163.44CH4 3.03 2.88 0.15
JUMLAH 3286.933123.34 163.59
3286.93
A- 20
Neraca Massa disekitar D-01
KOMPONEN INPUT (kg/jam) OUTPUT (kg/jam)ARUS 10 ARUS 11 ARUS 12
Toluene 201004.99 979.72 200024.36Benzene 43559.35 43559.96 0.30Paraxylene 49128.36 - 49128.36Metaxylene 6876.52 - 6876.52Ortoxylene 2094.43 - 2094.43
JUMLAH 302663.6544539.68 258123.97
302663.65
Neraca Massa disekitar D-02
KOMPONEN INPUT (kg/jam) OUTPUT (kg/jam)ARUS 12 ARUS 13 ARUS 14
Toluene 200024.36 200003.17 21.19Benzene 0.30 0.03 0.00Paraxylene 49128.36 27.24 49101.12Metaxylene 6876.52 - 6876.52Ortoxylene 2094.43 - 2094.43
JUMLAH 258123.97200030.41 58093.26
258123.97
Neraca Massa Arus 13
Komponen Arus 13(kg/jam)
Arus 13b(kg/jam)
Arus 13a(kg/jam)
Toluene 200003.17 10375.31 189627.86Benzene - - -Paraxylene 27.24 1.51 24.21JUMLAH 200030.41 10376.82 189652.07
Neraca Massa Kristalizer (CR)
KOMPONENINPUT (kg/jam) OUTPUT (kg/jam)
ARUS 14 ARUS 15Cake Filtrat
Toluene 21.19 21.19 -Paraxylene 49101.12 44191.01 4910.11Metaxylene 6876.52 - 6876.52Ortoxylene 2094.43 - 2094.43JUMLAH
58093.2644212.20 13881.06
58093.26
A- 21
Neraca Massa Centrifuge (C)
KOMPONEN INPUT (kg/jam) OUTPUT (kg/jam)ARUS 15 ARUS 16 ARUS 17
Toluene 21,19 - 21.19Paraxylene 49101.12 4884.99 44191.92Metaxylene 6876.52 4588.38 133.24Ortoxylene 2094.43 1440.68 66.62JUMLAH
58093.2613679.27 44413.99
58093.26
Neraca Massa Hidrogen
KOMPONEN INPUT (kg/jam) OUTPUT (kg/jam)
ARUS 2 ARUS 9 ARUS 4H2 163.44 3120.46 3283.90CH4 0.15 2.88 3.03
JUMLAH163.59 3123.34 3286.93
3286.93 3286.93
Neraca Massa di sekitar T-01
KOMPONENINPUT (kg/jam) OUTPUT (kg/jam)
ARUS 1 ARUS 1 3a ARUS 16 ARUS 3Toluene 101071.50 189627.86 - 290705.41Benzene - - - -Paraxylene 511.50 24.21 4884.99 5420.71Metaxylene 305.69 - 4588.38 4894.07Ortoxylene 202.78 - 1440.68 1643.46
JUMLAH102097.53 189652.07 10914.05
302663.65302663.65
A- 22
Neraca Massa Total di sekitar T-01
KOMPONENINPUT (kg/jam) OUTPUT
(kg/jam)ARUS 3 ARUS 4 ARUS 5
Toluene 290705.41 - 290705.41Benzene - - 0.00Paraxylene 5420.71 - 5420.71Metaxylene 4894.07 - 4894.07Ortoxylene 1643.46 - 1643.46H2 - 3283.90 3283.90CH4 - 3.03 3.03
JUMLAH302663.65 3286,93
305950.58305950.58
NERACA MASSA OVERALL
KOMPONENINPUT (kg/jam) OUTPUT (kg/jam)
ARUS 1 ARUS 2 ARUS 8 ARUS 11 ARUS 13b ARUS 17Toluene 101071.50 - - 979.72 10375.31 22.21Benzene - - - 43559.96 - -Paraxylene 511.50 - - - 1.51 44191.92Metaxylene 305.69 - - - 133.24Ortoxylene 202.78 - - - - 66.62H2 - 163.44 163.44 - - -CH4 - 0.15 0.15 - - -
JUMLAH102097.53 163.59 163.59 44539.68 10376.82 44413.99
102261.12 102261.12
D - 1
LAMPIRAN D
PERHITUNGAN ANALISA EKONOMI
Basis perhitungan : 1 tahun (330 hari)
Tahun evaluasi : 2007
Kurs mata uang : Rp.9000 / US$ (Sumber : APBN 2002)
Langkah – langkah analisa ekonomi meliputi :
A. Perhitungan Total Capital Investment
a. Fixed Capital Investment
b. Working Capital
B. Perhitungan Production Cost
a. Direct Manufacturing Cost
b. Indirect Manufacturing Cost
c. Fixed Manufacturing Cost
C. General Expense
a. Administrasi
b. Sales
c. Riset
d. Finance
D - 2
D. Analisa Kelayakan (Feasibility)
a. Keuntungan / Profit
b. Return on Investment (ROI)
c. Pay Out Time (POT)
d. Break Even Point (BEP) dan Shut Down Point (SDP)
e. Discounted Cash Flow (DCF)
Harga – harga diperoleh dari :
Aries, R.S and Newton, R.D, 1995, “Chemical Engineering Cost
Estimation”, 2nd ed, Mc. Graw Hill Book Co, New York.
Peters, M.S and Timmerhaus, K.D , 1981, “Plant Design and Economic for
Chemical Engineer’s”, 4th ed, International Student Edition, New
York.
Ulrich, G.D, 1984, “A Guide to Chemical Engineering Process Design and
Economics”, 2nd ed, John Willey and Sons Inc, New York.
A. Perhitungan Total Capital Investment
a. Fixed Capital Investment
Harga peralatan proses selalu mengalami perubahan setiap tahun
tergantung pada kondisi ekonomi yang terjadi. Untuk emngetahui harga
peralatan yang ada sekarang dapat diperkirakan dari harga tahun yang lalu
berdasarkan indeks harga.
Jenis indeks yang digunakan adalah Chemical Engineering Plant Cost
Index dari majalah Chemical Engineering, Mei 2002.
D - 3
Harga indeks tahun 2007 dicari dengan menggunakan data indeks dari tahun
1991 sampai 2001.
Tabel 1. Indeks CEP dari tahun 1991 hingga 2001
TAHUN INDEKS1991 361.31992 358.21993 359.21994 368.11995 381.11996 381.71997 386.51998 389.51999 390.62000 394.12001 394.3
(Sumber : “Chemical Engineering Magazine”, Mei, 2001)
Dari data tersebut diperoleh persamaan least square :
y = na + bx
xy = ax + bx2
Sehingga diperoleh persamaan :
Y = 4,1 X - 7805
Dimana : X = tahun
Y = indeks harga
Nilai indeks pada tahun 2007 dapat dihitung sebagai berikut :
Y = 423,7
Dengan harga 1 US Dollar = Rp 9.000,00
D - 4
Purchased Equipment Cost
Harga pada tahun 2007 dapat dicari dengan persamaan sebagai berikut :
Ny
NxEyEx
Dimana : Ex = harga alat pada tahun 2007
Ey = harga alat pada tahun yang tertera di literatur
Nx = nilai indeks pada tahun 2007
Ny = nilai indeks pada tahun yang tertera di literatur
Harga alat untuk jenis yang sama namun kapasitasnya berbeda, dapat dicari
dengan persamaan sebagai berikut :
n
Ca
CbEaEb
Dimana : Ea = harga alat A
Eb = harga alat B
Ca = kapasitas alat A
Cb = kapasitas alat B
n = eksponen
Dengan demikian dapat diketahui harga alat berbagai alat proses .
D - 5
Tabel 2. Daftar Harga Alat Proses Impor
NO Kode Nama Alat Variabel Penentu Harga Alat (US$)1 HE-01 Heat Exchanger -1 Luas Per-Pan (m2)2 V Vaporizer Volume (m3)3 C-01 Kompressor 1 Power (HP)4 C-02 Kompressor 2 Power (HP)5 C-03 Kompressor 3 Power (HP)6 C-04 Kompressor 4 Power (HP)7 R Reaktor Tinggi (m) & Jml Tube8 F Furnace Beban Pana (kJ/det)9 EX Expander Power (KW)
10 S Separator Gas-Cair Kapasitas (kg/jam)11 D-01 Kolom Distilasi 1 Ukuran Kolom (m) & Jml Tray12 D-02 Kolom Distilasi 2 Ukuran Kolom (m) & Jml Tray13 CD-01 Kondensor 1 Luas Per-Pan (m2)14 CD-02 Kondensor 2 Luas Per-Pan (m2)15 CD-03 Kondensor 3 Luas Per-Pan (m2)16 RB-01 Reboiler 1 Luas Per-Pan (m2)17 RB-02 Reboiler 2 Luas Per-Pan (m2)18 CR Kristalizer Kapasitas (ton/hari)
21 CF Centrifuge Kapasitas (ton/jam)
D - 6
A. TOTAL CAPITAL INVESTMENT
A.1. FIXED CAPITAL INVESTMENT
A.1.1 Delivery Equipment Cost
Harga Free On Board (FOB) = US$ 3831298,90
Biaya pengangkutan sampai pelabuhan (15% FOB) = US$ 574694,83
Asuransi pengangkutan (1% FOB) = US$ 38312,99
Provisi Bank (0,3% FOB) = US$ 114938,97
Transportasi dari pelabuhan ke lokasi (1% FOB) = US$ 38312,99
Bea masuk (15% FOB) = US$ 574694,83 +
Total = US$5.172.253,51
Biaya pembelian barang - barang produk lokal = Rp 1.621.828.314,00
US$ 180.203,15
No. PURCHASED EQUIPMENT COST US$1 Biaya total pembelian alat - alat proses yang diimpor 5.172.253,512 Biaya pembelian barang - barang produk lokal 180.203,15
TOTAL PEC 5.352.456,66
A.1.2 Instalasi
Biaya instalasi sebesar 25–55% dari PEC (Aries & Newton, hal 77),
diambil sebesar 43% PEC yang terdiri dari material 11 % dan buruh 32 %
Material = 11 % PEC
= 11 % x US$ 5.352.456,66
= US$ 588.770,23
Labor = 32 % PEC
= 32 % x US$ 5.352.456,66
= US$ 1.712.786,13
D - 7
Pemasangan alat menggunakan 5 % tenaga asing dan 95% tenaga
Indonesia.
Tenaga asing : tenaga Indonesia = 1 : 3
1 man hour asing = US $20
1 man hour Indonesia = Rp.20.000,00
Jumlah man-hour = US$ 1.712.786,13/ US$ 20 = 85639,31
Ongkos buruh asing = 0,05 x 1 x 85639,31 x US$ 20
= US$ 85639.31
Ongkos buruh Indonesia = 0,95 x 3 x 85639,31 x Rp.20.000,00
= Rp 4.881.440.471,00 = US$ 542.382,27
Total biaya instalasi = US$ 1.216.791,81
A.1.3 Pemipaan
Untuk sistem fluid process besarnya biaya pemipaan 86 % dari PEC
(Aries & Newton, hal 78), terdiri dari :
Material = 49 % PEC
= 49 % x US$ 5.352.456,66
= US$ 2.622.703,76
Labor = 37 % PEC
= 37 % x US $ 5.352.456,66
= US$ 1.980.408,96
Jumlah man hour = US$ 1.980.408,96 / US$ 20 = 99020,45
Ongkos buruh asing = 0,05 x 1 x 99020,45 x US$ 20
= US$ 99.020,45
D - 8
Ongkos buruh Indonesia = 0,95 x 3 x 99020,45 x Rp.20.000,00
= Rp 5.644.165.544,46 = US$ 627.129.50
Total biaya pemipaan = US$ 3.348.853,71
A.1.4 Instrumentasi
Untuk proses yang memerlukan extensive control, besarnya 30 % PEC
(Aries & Newton, hal 97) yang terdiri dari :
Material = 24 % PEC
= 24 % x US $ 5.352.456,66
= US$ 1.284.589,60
Labor = 6 % PEC
= 6 % x US$ 5.352.456,66
= US$ 321.147,40
Jumlah man hour = US$ 321147,40/ US$ 20 = 16057,37
Ongkos buruh asing = 0,05 x 1 x 16057,37x US$ 20
= US$ 16.057,37
Ongkos buruh Indonesia = 0,95 x 16057,37x Rp.20.000,00
= Rp 915.270.088,00 = US$ 101.696,68
Total biaya instrumentasi = US$ 1.402.343,64
D - 9
A.1.5 Isolasi
Besarnya biaya isolasi 8 % PEC (Aries & Newton, hal 98), yang terdiri
dari :
Material = 3 % PEC
= 3 % x US$ 5.352.456,66
= US$ 160.573,70
Labor = 5 % PEC
= 5 % x US$ 5.352.456,66
= US$ 267.622,83
Jumlah man hour = US$ 267622,83/ US$ 20 = 13.381,14
Labor seluruhnya Indonesia = 1 x 3 x 13381,14 x Rp.20.000,00
= Rp 802.868.499,90= US$ 89.207,61
Total biaya isolasi = US$ 249.781,31
A.1.6 Listrik
Besarnya 10-15 % PEC (aries & Newton, hal 102), diambil 15 % PEC
yang terdiri dari :
Material = 10 % PEC
= 10 % x US$ 5.352.456,66
= US$ 517.225,35
Labor = 5 % PEC
= 5 % x US$ 5.352.456,66
= US$ 258.612,68
D - 10
Jumlah man hour = US$ 258612,68/ US$ 20 = 12930,63
Labor seluruhnya Indonesia = 1 x 3 x 12930,63 x Rp.20.000,00
= Rp 775.838.027,00= US$ 86.204,23
Total biaya listrik = US$ 603.429,58
A.1.7 Bangunan
Luas bangunan diperkirakan = 10.000 m2
Harga bangunan per m2 = Rp 1.600.000,00
Total biaya bangunan = Rp 16.000.000.000,00
= US$ 1.777.777,78
A.1.8 Tanah dan perbaikannya............................(Peters & Timmerhaus, hal 175)
Luas tanah = 40.000 m2
Harga tanah per m2 = Rp.1.700.000,00
Total biaya tanah = Rp 68.000.000.000,00 = US$ 7555555.56
Biaya perbaikan tanah (10%PEC) = US$ 517.225,35
Total biaya tanah dan perbaikannya = US$ 8.072.780,91
A.1.9 Utilitas
Besarnya 40 % PEC untuk average service (Aries & Newton, hal 109)
Utilitas = 40 % x US$ 5.352.456,66
Total biaya utilitas = US$ 214.0982,66
D - 11
A.1.10 Environmental
Besarnya 10 - 30% PEC, dalam hal ini diambil 10% PEC
Environmental = 10 % x US$ 5.352.456,66
Total biaya environmental = US$ 535.245,67
Physical Plant Cost (PPC) = Purchased Equipment Cost + Instalasi + Pemipaan +
Instrumentasi + Isolasi + Listrik + Bangunan +
Tanah + Utilitas + Environmental
Dari data-data diatas didapatkan Physical Plant Cost (PPC) :
No. Physical Plant Cost Biaya (US$)1 PURCHASED EQUIPMENT COST (PEC) 5352456,662 INSTALASI 1216791,813 PEMIPAAN 3348853,714 INSTRUMENTASI 1402343,645 INSULASI 249781,316 LISTRIK 603429,587 BANGUNAN 17777777.788 TANAH 8072780,919 UTILITAS 2140982,66
10 ENVIRONMENTAL 535245,67TOTAL PHYSICAL PLANT COST (PPC) 24589332,62
Total Physical Plant Cost (PPC) = US$ 24.589.332,62
A.1.11 Engineering and Construction (E & C)
Berdasarkan sumber dari Aries Newton (hal 4), biaya untuk teknik dan
konstruksi untuk harga PPC lebih dari US$ 5.000.000 sebesar 20% PPC
Biaya = 20 % x US$ 24.589.332,62
= US$ 4.917.866,52
Direct Plant Cost (PPC + E&C) = US$ 29.507.199,14
D - 12
A.1.12 Contractor’s Fee
Berdasarkan sumber dari Aries Newton (hal 4), biaya untuk upah
kontraktor antara 4 – 10%. Dalam hal ini dipilih sebesar diambil 7 % DPC
Biaya = 7 % x US$ 29.507.199,14
= US$ 2.065.503,94
A.1.13 Contingency
Berdasarkan sumber dari Aries Newton (hal 4), biaya untuk keperluan
yang tak terduga antara 10-25% DPC. Untuk skala normal (average)
diambil 15 % DPC.
Biaya = 15 % x 29.507.199,14
= US$ 4.426.079,87
No. FIXED CAPITAL INVESTMENT US$ Rp1 DIRECT PLANT COST(DPC) 29507199,14 2655647922682 CONTRACTOR'S FEE (7% DPC) 2065503,94 185895354593 CONTINGENCY (15% DPC) 4426079,87 39834718840
TOTAL 35998782,95 323989046567
Total Fixed Capital Investment = US$ 35.998.782,95
= Rp 323.989.046.567,00
D - 13
A.2 Working Capital Investment
Working Capital Investment adalah biaya yang dikeluarkan untuk
menjalankan usaha atau modal serta biaya yang dikeluarkan untuk menjalankan
operasi dari suatu pabrik selama kurun waktu tertentu.
A.2.1 Raw Material Inventory
No Bahan Baku PersediaanKebutuhan
(kg)Harga
(US$/kg) Biaya (US$)1 Toluene 30 hari 73510221,60 0,286 21023923,382 H2 30 hari 117784,80 0,180 21201,263 Katalis ZSM-5 1 tahun 9679,82 0,403 3900,97
TOTAL 21049025,61
A.2.2 In-process inventory
Waktu operasi diperkirakan 2 jam
Berdasarkan sumber dari Aries Newton (hal 12), biaya untuk inprocess
inventory diambil 0,5 x waktu operasi / tahun x manufacturing cost
Biaya = (0,5 x 2 x US 334.149.262,04) / (24 x 330)
= US$ 42190,56
A.2.3 Product Inventory
Berdasarkan sumber dari Aries Newton (hal 12), biaya untuk product
inventory besarnya diperkirakan sebesar 1 bulan dari manufacturing cost
Biaya = 1 / 12 x US$ US 334.149.262,04
= US 27.845.771,84
D - 14
A.2.4 Extended Credit
Berdasarkan sumber dari Aries Newton (hal 12), biaya untuk extended
credit Sebesar 1 bulan dari harga penjualan dalam setahun.
Biaya = 1 / 12 x US$ 358.509.545,82
= US 29.875.795,48
A.2.5 Available Cash
Berdasarkan sumber dari Aries Newton (hal 13), uang yang harus tersedia
secara kontandiperkirakan sebesar 1 bulan dari manufacturing cost
Biaya = 1 / 12 x US$ 334.149.262,04
= US 27.845.771,84
Total Working Capital
No Working Capital Biaya (US$)1 Raw Material Inventory 21049025,612 Inprocess Inventory 42190,56
3 Product Inventory 27845771,84
4 Extended Credit 29875795,48
5 Available Cash 27845771,84TOTAL 106651837,44
Total Working Capital = US$ 106.651.837,44 = Rp 959.866.536.952,00
TOTAL CAPITAL INVESTMENT (TCI) = FCI + WC
= US$ 142.650.620,39
= Rp 1.283.855.583.518,00
D - 15
B. MANUFACTURING COST (MC)
Manufacturing Cost adalah biaya yang dikeluarkan untuk pembuatan suatu
barang produksi.
B.1 Direct Manufacturing Cost (DMC)
Merupakan pengeluaran khusus dalam pembuatan suatu produk.
B.1.1 Bahan Baku tiap tahun
Bahan Baku Kebutuhan (kg)Harga
(US$/kg) Biaya (US$)1 Toluene 808612437,60 0,286 231263157,152 H2 1295632,80 0,180 233213,903 Katalis ZSM-5 9679,82 0,403 3900,97
TOTAL 231500272,03
B.1.2 Labor Cost
Jabatan Jumlah Gaji/bulan (Rp) Gaji/tahun (Rp) Gaji/tahun (US$)Kepala Regu 20 40000000 480000000.00 53333Karyawan Proses 80 120000000 1440000000.00 160000
TOTAL 1920000000.00 213333
B.1.3 Supervisi
Jabatan Jumlah Gaji/bulan (Rp) Gaji/tahun (Rp) Gaji/tahun (US$)Kepala Bagian 2 10000000 120000000 13333.33Kepala Seksi 5 15000000 180000000 20000.00
TOTAL 300000000 33333.33
B.1.4 Maintenance
Berdasarkan sumber dari Aries Newton (hal 164), biaya untuk maintenance
antara 6-7 %. Dalam hal ini dipilih sebesar diambil 6 % dari FCI untuk skala
normal (average).
Biaya = 6% x US$ 35.998.782,95 = US$ 2.159.926,98
Total biaya maintenance = US$ 2.159.926,98
D - 16
B.1.5 Plant Supplies
Berdasarkan sumber dari Aries Newton (hal 168), biaya untuk plant supplies
antara 15 % dari biaya maintenance per tahun.
Biaya = 15 % x US$.2.159.926,98
= US$ 323.989,05
Total biaya Plant Supplies = US$ 323.989,05
B.1.6 Royalties and Patent
Berdasarkan sumber dari Aries Newton (hal 168), biaya untuk royalti dan
paten antara 1-5 %. Dalam hal ini dipilih sebesar diambil 1 % dari sales
(harga jual).
Produk yang dijual berupa paraxylene dan benzene dalam fase cair dengan
harga jual sebesar US$ 358.509.545,82 per tahun.
Biaya = 1 % x US$ $ 358.509.545,82
= US$ 3.585.095,46
Total biaya Royalties and Patent = US$ 3.585.095,46
B.1.7 Utilitas
Berdasarkan sumber dari Aries Newton (hal 168), biaya untuk utilitas antara
25-50 %. Dalam hal ini dipilih sebesar diambil 35 % biaya bangunan &
contingency.
Biaya = 35 % x US$ 6.092.746,54
= US$ 2.132.461,29
Total biaya utilitas = US$ 2.132.461,29
D - 17
Total Direct Manufacturing Cost (DMC)
DMC = Bahan baku + Labor Cost + Supervisi + Maintenance + Plant
Supplies +Royalties and Patent + Utilitas
= US$ 239.988.688,30 = Rp 2.159.898.194.677,00
B.2 Indirect Manufacturing Cost
Indirect manufacturing cost adalah pengeluaran-pengeluaran tidak langsung
akibat dari pembuatan suatu pabrik.
B.2.1 Payroll Overhead
Berdasarkan sumber dari Aries Newton (hal 173), biaya untuk payroll
overhead antara 15-20 % labor cost. Dalam hal ini dipilih sebesar diambil
15 % labor cost
Biaya = 15 % x US$ 213333= US$ 32000
B.2.2 Laboratorium
Berdasarkan sumber dari Aries Newton (hal 174), biaya untuk
laboratorium antara 10-20 % labor cost. Dalam hal ini diambil 10% dari
labor cost
Biaya = 10 % x US$ 213333 = US$ 21333,33
B.2.3 Plant Overhead
Berdasarkan sumber dari Aries Newton (hal 174), biaya untuk plant
overhead antara 50-100 % labor cost. Dalam hal ini diambil 75 % dari
labor cost.
Biaya = 75% x US$ 213333 = US$ 160000
D - 18
B.2.4 Packaging & Transportasi
Dalam hal ini diperkirakan 10 % dari penjualan produk selama 1 tahun
Biaya = 10% x US$ 358.509.545,82 = US$ 35.850.954,58
B.2.5 Shipping
Diperkirakan 15 % dari penjualan produk selama 1 tahun
Biaya = 15 % x US$ 358.509.545,82 = US$ 53.776.431,87
Total Indirect Manufacturing Cost (IMC)
IMC = Payroll Overhead + Laboratorium + Plant Overhead + Packaging&
Transportasi + Shipping
= US$ 89.840.719,79 = Rp 808.566.478.090,00
B.3 Fixed Manufacturing Cost
B.3.1 Depresiasi
Berdasarkan sumber dari Aries Newton (hal 179), biaya untuk depresiasi
antara 8-10 % FCI. Dalam hal ini diambil 10 % FCI
Total biaya depresiasi = 10% x US$ 35.998.782,95
= US$ 3.599.878,30
B.3.2 Property Taxes
Berdasarkan sumber dari Aries Newton (hal 181), biaya untuk pajak
properti antara besarnya 1- 2 % dari FCI.
Dalam hal ini diambil 1 % dari FCI.
Total biaya property taxes = 1 % x US$ 35.998.782,95
= US$ 359.987,83
D - 19
B.3.3 Asuransi
Berdasarkan sumber dari Aries Newton (hal 182), biaya untuk asuransi
besarnya 1 % dari FCI.
Biaya asuransi = 1% x US$ 35.998.782,95
= US$ 359.987,83
Total Fixed Manufacturing Cost (FMC)
FMC = Depresiasi + Property Taxes + Asuransi
= US$ 4319.853,95= Rp 38.878.685.588,00
Total Manufacturing Cost (MC)
No MC US$ Rp1 Direct Manufacturing Cost (DMC) 239988688,30 21598981946772 Indirect Manufacturing Cost(IMC) 89840719,79 8085664780903 Fixed Manufacturing Cost (FMC) 4319853,95 38878685588
TOTAL 334149262,04 3007343358355
Total Manufacturing Cost = US$ 334.149.262,04
= Rp. 3.007.343.358.355,00
D - 20
C. GENERAL EXPENSE
General expense yaitu macam-macam pengeluaran yang berkaitan dengan
fungsi-fungsi perusahaan yang tidak termasuk manufacturing cost.
C.1 Administrasi
C.1.1 Management Salaries
NO. Jabatan Jumlah Gaji/bulan (Rp) Gaji/tahun (Rp)1 Direktur Utama 1 30000000 3600000002 Direktur 2 40000000 4800000003 Staf Ahli 2 20000000 2400000004 Kepala Bagian 5 25000000 3000000005 Litbang 4 20000000 2400000006 Kepala Seksi 10 30000000 3600000007 Kepala Regu 20 40000000 4800000008 Sekretaris 3 4500000 540000009 Karyawan 24 28800000 345600000
10 Satpam 16 14400000 17280000011 Dokter 1 2000000 2400000012 Karyawan kesehatan 4 4000000 4800000012 Sopir 4 3200000 3840000013 Pesuruh(Cleanig Service) 10 5000000 60000000
TOTAL 3202800000
C.1.2 Legal Free dan Auditing
Disediakan setiap tahun = Rp. 50.000.000,00
C.1.3 Peralatan kantor dan komunikasi
Untuk peralatan kantor dan komunikasi disediakan setiap tahun.
Total biaya peralatan kantor dan komunikasi = Rp.100.000.000,00
Total Biaya Administrasi = Management Salaries + Legal fees&Auditing +
Peralatan kantor & komunikasi
= Rp 3.352.800.000,00 = US$ 372.533,33
D - 21
C.2 Sales Expense
Berdasarkan sumber dari Aries Newton (hal 186), biaya untuk Sales expense
besarnya 3 – 12% harga penjualan. Dalam hal ini dipilih 10% harga
penjualan.
Total biaya sales = 10% x US$ 358.509.545,82
= US$ 5736.152,73
C.3 Riset
Berdasarkan sumber dari Aries Newton (hal 186), biaya untuk riset antara 2-
4% . Dalam hal ini dipilih 2 % dari harga penjualan.
Total biaya riset = 2% x US$ 358.509.545,82
=US$ 7.170.190,92
C.4 Finance
Pada tahun 2007 telah diberlakukan AFTA, maka finance yang digunakan
merupakan pendekatan pada standar Internasional.
Besarnya diperkirakan 0-10% TCI (Peters & Timmerhaus, hal 207). Dalam
hal ini diambil 5% TCI
Total biaya finace = 5 % x US$ 142.650.620,39
= US$ 5.332.941,61
Total General Expense (GE)
GE = Administrasi + Sales Expense + Riset + Finance
= US$ 18.611.818,59 = Rp 167.506.367.320,00
D - 22
TOTAL PRODUCTION COST = Manufacturing Cost + General Expense
= US$ 352.761.080,63
= Rp 3.174.849.725.675,00
ANALISA KELAYAKAN
A. Sales and Profit
● Harga jual produk paraxylene fase cair sebesar US$ 0,6/kg
Penjulan produk paraxylene fase cair 350.000 ton per tahun sebesar
US$ 210.000.000 = Rp 1.890.000.000.000,00
● Harga jual produk benzene fase cair sebesar US$ 0,421/kg
Penjulan produk benzene fase cair 352.754,3 ton per tahun sebesar
US$ 148.509.545,8 = Rp 1.336.585.912.358,00
Jadi total penjualan produk (sales) per tahun sebesar :
Sales = US$ 358.509.545,82 = Rp 3.226.585.912.358,00
Biaya Produksi (Production Cost) = US$ 352.761.080,63
= Rp 3.174.849.725.675,00
♣ Keuntungan sebelum pajak = Sales – Biaya Produksi
= US$ 5748.465,19
Pajak di Indonesia = 15%
♣ Keuntungan setelah pajak = Keuntungan sebelum pajak x (1 – 0,15)
= US$ 4.886.195,41
D - 23
x100%ProdukJualHarga
Profit(POS)SalesOn Profit Percent
x100%Sales
pajaksebelumProfit pajaksebelumPOS
= 1,60%
x100%Sales
pajaksesudah Profit pajaksetelah POS
= 1,36 %
B. Percent Return On Investment (ROI)
Return on Investment adalah tingkat keuntungan yang dapat dihasilkan
dari besarnya investasi yang dikeluarkan.
x100%InvestmentCapitalFixed
ProfitInvestmenton Return Percent
x100%InvestmentCapitalFixed
pajaksebelumProfit pajak sebelumROI
= 15,97 %
x100%InvestmentCapitalFixed
pajaksetelah Profit pajak setelah ROI
= 13,57 %
D - 24
C. Pay Out Time (POT)
Pay Out Time adalah waktu pengembalian modal yang dihasilkan
berdasarkan keuntungan yang dicapai. Perhitungan ini diperlukan untuk
mengetahui dalam berapa tahun investasi yang telah dilakukan akan
kembali.
Keuntungan
InvestmentCapitalFixedTimeOut Pay
pajaksebelumKeuntungan
InvestmentCapitalFixedpajaksebelumPOT
= 3,85 tahun
pajaksetelah Keuntungan
InvestmentCapitalFixedpajaksetelah POT
= 4,25 tahun
D. Break Even Point (BEP)
Break Even Point adalah titik yang menunjukkan pada tingkat berapa
biaya dan penghasilan jumlahnya sama. Dengan Break Even Point kita
dapat menentukan tingkat berapa harga jual dan jumlah unit yang dijual
secara minimum dan berapa harga serta unit penjualan yang harus dicapai
agar mendapat keuntungan.
D - 25
D.1 Fixed Manufacturing Cost (Fa)
Depresiasi = US$ 3599878,30
Property Taxes = US$ 359987,83
Asuransi = US$ 359987,83 +
Total = US$ 43.198.53,95
D.2 Variable Cost (Va)
Raw Material = US$ 231500548,86
Packaging&Transportation = US$ 35850954,58
Utilitas = US$ 2132461,29
Royalties & Patent = US$ 3585095,46
Shipping = US$ 53776431,87 +
Total = US$ 326.845.492,06
D.3 Regulated Cost (Ra)
Labor Cost = US$ 213333,33
Payroll Overhead = US$ 32000,00
Supervisi = US$ 73333,33
Laboratorium = US$ 21333,33
General Expense = US$ 18611818,59
Maintenance = US$ 2159926,98
Plant Supplies = US$ 323989,05 +
Total = US$ 214.357.34,61
D - 26
D.4 Penjualan Produk (Sa)
Penjualan Produk selama 1 tahun = US$ 358.509.545,82
Sehingga :
x100%0,7RaVaSa
0,3RaFaPointEven Break
= 49,55 %
E. Shut Down Point (SDP)
Shut Down Point adalah suatu titik atau saat penentuan suatu aktivitas
produksi dihentikan. Penyebabnya antara lain variable cost yang terlalu tinggi,
atau bisa juga karena keputusan manajemen akibat tidak ekonomisnya suatu
aktivitas produksi (tidak menghasilkan profit).
x100%0,7RaVaSa
0,3RaPointDown Shut
= 27,24 %
F. Discounted Cash Flow (i)
Salah satu cara untuk menganalisa kelayakan ekonomi pabrik, dimana
DCF didefinisikan sebagai jumlah uang dari keuntungan yang tidak digunakan
untuk mengembalikan pinjaman modal dan bunganya. Yang diperhatikan dari
DCF adalah i (rate of return), yaitu presentasi keuntungan pabrik yang
dihitung dengan metode DCF. Harga i sering dibandingkan dengan suku
bunga bank, jika harga I lebih besar dari suku bunga bank berarti investasi ke
pabrik lebih menguntungkan daripada menyimpan uang di bank.
Dalam hal ini :
D - 27
Salvage Value (SV) diasumsikan = 0
Depresiasi
SV)(FCI(n)Pabrik Umur
= 10 tahun
Salvage Value (SV) diambil 10% FCI = US$ 3.470.958,274
Cash Flow (C) = Keuntungan sesudah pajak + Depresiasi + Finance
= US$ 16.421.326,34
Harga Discounted Cash Flow (i) dicari dengan cara coba ralat :
SVWC1)}...1)(ii)C{(1i)WCI)(1(FCI 2n1nn
Dengan cara coba ralat didapat i = 13,76 %
RESUME
1. Percent Profit on Sales (POS) sebelum pajak adalah 1,60 % dan sesudah
pajak adalah 1,36 %.
2. Percent Return on Investment (ROI) sebelum pajak adalah 15,97 % dan
sesudah pajak adalah 13,57 %.
3. Pay Out Time (POT) sebelum pajak adalah 3,85 tahun dan sesudah pajak
adalah 4,24tahun.
4. Break Even Point (BEP) pabrik adalah 49,55%
5. Shut Down Point (SDP) pabrik adalah 27,24 %
C- 1
LAMPIRAN C
SPESIFIKASI ALAT PROSES
1. TANKI
Kode : T-01
Fungsi : Menyimpan bahan baku toluene dalam bentuk cair selama 30 hari
Tujuan : 1. Menentukan tipe tangki
2. Menentukan bahan konstruksi tangki
3. Menentukan dimensi utama tangki meliputi :
a. Kapasitas tangki
b. Diameter dan tinggi tangki.
c. Tebal shell dan dimensi courses
d. Tinggi dan tebal head tangki
e. Menentukan diameter pipa pengisian dan pengeluaran
C- 2
1. Menentukan tipe tangki
Tangki dipilih berbentuk silinder tegak dengan flat bottom dan atap berbentuk
conical roof dengan pertimbangan sebagai berikut :
- Kondisi operasi tangki pada tekanan 1 atm dan suhu penyimpanan 30oC
- Konstruksi sederhana sehingga lebih ekonomis.
2. Menentukan bahan konstrusi tangki
Bahan konstruksi yang dipilih adalah Carbon Steel tipe SA-283 grade C
dengan pertimbangan sebagai berikut :
- Mempunyai tekanan maksimum yang diijinkan relative besar yaitu 12650
psia ( tabel 13.1 hal 251 Brownell & Young)
- Tahan korosi
- Harganya relatif murah.
3. Menentukan dimensi utama tangki
♠ Menghitung kapasitas tangki
Tangki direncanakan dapat menampung bahan baku toluene selama 30 hari.
Kebutuhan toluene selama 30 hari :
= 50505,0505 kg/jam x 24 jam/hari x 30 hari
= 36.363.636,36 kg = 80.167.999,99 lbm
♠ Menghitung densitas cairan campuran (T= 30 0C)
Menentukan berat jenis C8 aromatis pada 30ºC dengan menggunakan rumus
pada Carl Yaws and Edwin Young
Densitas cairan (ρL) = A.B-(1-Tr)n
C- 3
Komponen xi A B Tc n .xiEthil Benzen 0.1422 0,28889 0,26438 617,17 0,86103 0,86103 0,1224
Paraxylene 0.2336 0,28381 0,26083 630,37 0,87229 0,87229 0,2038
Metaxylene 0.4506 0,27866 0,25925 617,05 0,85656 0,85656 0,3859
Ortoxylene 0.1736 0,27284 0,26003 616,26 0,83212 0,83212 0,1445
1 Σ= 0,8566
Densitas cairan ( mix ) = 0,8566 gr/m3
♠ Menentukan volume cairan dalam tangki
V = m / mix
= 36.363.636,36 kg / 856,6 kg/m3
= 42451,128 m3
Diambil over design untuk faktor keamanan 10% maka volume cairan
menjadi :
V’ = 1,1 x 42451,128 m3 = 46696,24 m3
Dibutuhkan a. Menghitung diameter dan tinggi tangki
Tangki vertical dengan bottom flat, berukuran besar, berpenutup, terbuat dari
bahan carbon steel plate mempunyai perbandingan diameter dengan tinggi
(D/H) sama dengan 8/3, sehingga
H = 3/8 D (Pers 3.12 hal 43 Brownell & Young)
V” = 1/4 . . D2. H
1.105.859,54 = 3/32. . D3
D = 155,427 ft , H = 58,285 ft
Digunakan pendekatan kapasitas tangki dengan 72-in. Butt-welded courses
( Appendix-E, hal 346 Brownell & Young) diperoleh ukuran standart tangki
yang mendekati adalah : D = 160 ft dan H = 60 ft
C- 4
b. Menentukan Tebal Shell dan Dimensi Courses
Spesifikasi yang dipakai :
Menggunakan 10 buah courses (Appendix-E, hal 346 Brownell & Young)
Menggunakan shell plate 72-in Butt – welded courses
Bahan yang dipakai adalah Carbon steel tipe SA-283 grade C dengan
spesifikasi sebagai berikut (tabel 13.1 hal 251 Brownell & Young ) :
- Stress yang diijinkan (f) = 12.650 psia
- Efisiensi pengelasan (E) = 0,8 (single-weldwed butt joint)
- Faktor korosi (C) = 0,125
- Allowable welded joint = 5/32 in
C2.f.E
P.Dts
(Pers 3.16 hal 45, Brownell & Young)
Dalam hubungan ini :
P = tekanan internal (psi)
ts = tebal shell (in)
D = diameter dalam tangki (in)
f = tekanan maksimum yang diijinkan
E = efisiensi pengelasan
C = faktor korosi
144
1)-(H.ρP mix
(Pers 3.17 hal 46, Brownell & Young)
Dalam hubungan ini :
mix = densitas cairan (lb/ft3)
C- 5
H = tinggi dari dasar course ke puncak (ft)
Sehingga penggabungan kedua persamaan tersebut menghasilkan :
125,0)144)(8,0)(12650(2
)12012)(1(7336,53C
2.f.E.144
1).D-(H.ρts mix
xH
ts = 0,02655 (H-1) + 0,125
Tebal shell (ts) untuk setiap course dapat dihitung dengan persamaan diatas.
Panjang plate dapat dihitung dengan persamaan berikut :
12.n
lengthweld-ts)π.(DL
(pers 3.25 hal 55, Brownell & Young)
Dalam hubungan ini :
L = panjang course (in)
weld length = panjang pengelasan
= jumlah plate x allowable welded joint
n = jumlah plate
Direncanakan plate yang digunakan sebanyak 10 buah untuk setiap course
dengan jarak sambungan antar plate 5/32 in, lebar standar 72 in untuk
penyambungan vertikal.
Gambar :
C- 6
Course 1
H1 = 60 ft
ts1 = 0,02655 (60-1) + 0,125 = 1.69145 in
Dari Brownell & Young Appendix E hal 347 dipilih tebal shell 1.75 in
ft2672,50
10 x 12
5/32 x 1075,112 x 160πL1
Course 2
H2 = (60-6) ft = 54 ft
ts2 = 0,02655 (54-1) + 0,125 = 1,5322 in
Dari Brownell & Young Appendix E hal 347 dipilih tebal shell 1,5625 in
ft2656,50
10 x 12
5/32 x 105625,112 x 160πL2
Course 3
H3 = (54-6) ft = 48 ft
ts3 = 0,02655 (48-1) +0,125 = 1.37285 in
Dari Brownell & Young Appendix E hal 347 dipilih tebal shell 1.375 in
C- 7
ft2640,50
10 x 12
5/32 x 10375,112 x 160πL3
Course 4
H4 = (48-6) ft = 42 ft
ts4 = 0,02655 (42-1)+0,125 = 1.21355 in
Dari Brownell & Young Appendix E hal 347 dipilih tebal shell 1,25 in
ft263,05
10 x 12
5/32 x 1025,112 x 160πL4
Course 5
H5 = (42-6) ft = 36 ft
ts5 = 0,02655 (36-1)+0,125 = 1.05425 in
Dari Brownell & Young Appendix E hal 347 dipilih tebal shell 1.0625 in
ft2614,50
10 x 12
5/32 x 100625,112 x 160πL5
Course 6
H6 = (36-6) ft = 30 ft
ts6 = 0,02655 (30-1) +0,125 = 0.89495 in
Dari Brownell & Young Appendix E hal 347 dipilih tebal shell 0.9375 in
ft2604,05
10 x 12
5/32 x 109375,012 x 160πL6
Course 7
H7 = (30-6) ft = 24 ft
ts7 = 0,02655 (24-1) +0,125 = 0,73565 in
Dari Brownell & Young Appendix E hal 347 dipilih tebal shell 0,75 in
C- 8
ft2588,05
10 x 12
5/32 x 1075,012 x 160πL7
Course 8
H8 = (24-6) ft = 18 ft
ts8 = 0,02655 (18-1) +0,125 = 0.57635 in
Dari Brownell & Young Appendix E hal 347 dipilih tebal shell 0.625 in
ft2578,05
10 x 12
5/32 x 10625,012 x 160πL8
Course 9
H9 = (18-6) ft = 12 ft
ts9 = 0,02655 (12-1) +0,125 = 0.41705 in
Dari Brownell & Young Appendix E hal 347 dipilih tebal shell 0.4375 in
ft2562,05
10 x 12
5/32 x 10625,012 x 160πL9
Course 10
H10 = (12-6) ft = 6 ft
Ts10 = 0,02655 (6-1) +0,125 = 0,25775 in
Dari Brownell & Young Appendix E hal 347 dipilih tebal shell 0,3125 in
ft2552,05
10 x 12
5/32 x 10625,012 x 160πL10
c. Menentukan tinggi dan tebal head
Gambar :
C- 9
♠ Menentukan tinggi head tangki
Sudut adalah sudut cone roof terhadap garis horizontal.
(430.ta)
70θsin
Dalam hubungan ini :
ta = tebal atap (in) untuk tangki dengan diameter >60 ft tebal shell atap 3/8 in
(hal 53, Brownell & Young)
4341,0)(430.0,375
70θsin
= 25,73o
Tinggi head (h) dapat dihitung dengan persamaan :
(0,5.D)
hθtg
h = 0,5 x D x tg = 0,5 x 160 x tg (25,73o) = 38,55 ft
♠ Menghitung tebal head tangki (th)
Tebal head tangki (th) dapat dihitung dengan persamaan :
0,6P)θ.(f.Ecos2.
P.Dth
(pers 6.154, hal 118, Brownell & Young)
in5493,114,7 x 0,60,8 x 12650(25,73)cos2
12) x (160 x 14,7th
Dipakai tebal head standart 25/16 in.
d. Menentukan diameter pipa pengisian dan pengeluaran
C- 10
♠ Menghitung diameter pipa pengisian
0,130,45opt .ρ3,9.QfDi
.....................................................................(Peters)
Dalam hubungan ini :
Diopt = diameter dalam optimum (in)
Qf = laju alir volumetric (ft3/detik)
= density cairan (lb/ft3)
Menghitung Qf :
Kebutuhan toluene = 102097,53 kg/jam
/detikft1,1635)/ftm(0,02832kg/m860,702
jam/detik(1/3600) x kg/jam102097,53Qf 3
333
Dalam hal ini diambil faktor keamanan sebesar 10%
Jadi Qf = 1,1 x 1,1635 = 1,2799 ft3/detik
Diopt = 3,9 (1,2799)0,45 (53,7336)0,13 = 7,3151 in
Digunakan pipa standar :
Type = Low-Carbon Steel Pipe (ASA B36.10)
D nominal = 8 in
ID = 7,981 in
OD = 8,625 in
Schedule = 40 ................................(Brown, Tabel 23, hal 123)
C- 11
♠ Menghitung diameter pipa pengeluaran
0,130,45opt .ρ3,9.QfDi
..................................................(Peters)
Direncanakan waktu pengosongan 5 jam
Volume tiap tangki 1.105.859,54 ft3
Menentukan Qf :
/detikft4366,61jam3600detik/ x jam5
ft541.105.859,Qf 3
3
Diopt = 3,9.(61,4366)0,45 (53,7336)0,13 = 41,76 in
Digunakan pipa standar :
Type : Cast-Iron Pipe (ASA-A21.2)
D nominal : 42 in
Ketebalan : 1,25 in
OD : 43,25 in ........................(Brown Tabel 24, hal 127)
RESUME
Kode : T-01
Fungsi : Menyimpan bahan baku Toluene selama 30 hari
Tipe : Silinder tegak dengan conical roof dan flat
bottom
Jumlah tangki : 3 buah
Kapasitas tiap tangki : 1.105.859,54 ft3
C- 12
Diameter tangki : 160 ft
Tinggi tangki : 60 ft
Bahan konstruksi : Carbon Steel SA-283 grade C
Diameter pipa pengisian : 8 in , sch 40 (Low-Carbon Steel Pipe)
Diameter pipa pengeluaran : 42 in (Cast-Iron Pipe)
Kondisi penyimpanan
Wujud : cair
Tekanan : 1 atm
Suhu : 30oC
2. POMPA
Kode : P-01
Fungsi : Mengalirkan bahan baku toluene dari tanki T-01 ke pipa
pencampur M-01.
Tujuan : - Menentukan jenis pompa
- Menentukan spesifikasi pipa yang digunakan
- Menentukan tenaga pompa dan tenaga motor yang digunakan
1. Menentukan tipe pompa
Tipe pompa yang digunakan adalah pompa sentrifugal dengan pertimbangan :
- Viskositas fluida yang dialirkan relatif tidak terlalu besar
C- 13
- Konstruksinya sederhana sehingga harga lebih murah
- Dapat digabung langsung dengan putaran motor. Umumnya semakin cepat
putaran maka semakin kecil beban pompa dan motor.
- Mudah dalam pengoperasiannya
- Aliran pada discharge pompa dapat dishut-off atau ditutup tanpa merusak
pompa.
- Tidak memerlukan valve dalam operasi pompa
- Biaya pemeliharaan lebih rendah dibanding jenis pompa yang lainnya.
(Sumber: Peters & Timmerhaus, hal 518)2. Menentukan spesifikasi pipa yang digunakan
Menghitung laju alir fluida
Kapasitas = 102097,53 kg/jam x 1 jam/ 3600 detik x 2,2046 lb/ 1 kg
= 62,524 lb/detik
♣ Menghitung densitas cairan pada T = 30 0C
Density cairan = ∑ (ρcair x fraksi mol)
Komponen kmol Xi Ρ (g/ml) Xi.ρToluene 1096.9221 0.9913 0.8602 0.8527Paraxylene 4.8179 0.0044 0.8536 0.0037Metaxylene 2.8793 0.0026 0.8567 0.0022Ortoxylene 1.9100 0.0017 1.1798 0.0020
1106.5293 1.0000 0.8607
Density cairan = (0,8607 g/ml) x (62,43 mlg
ftlb
/
/ 3
) = 53,734 lb/ft3
Q (laju alir) = ikftftlb
iklbdet/164,1
/734,53
det/524,62 33
C- 14
Faktor keamanan 10%
Kapasitas pompa = 1,1 x 1,164 ft3/detik = 1,280 ft3/detik
= 1,280 ft3/detik x (1m3/ 35,3147 ft3)
= 0,0362 m3/detik x (264,172 gal/m3) x (60 detik/menit)
= 574,483 gal/menit
Menentukan diameter pipa optimum
Di optimum = 3,9 . Q0,45 . ρ0,13 .............................................(Peters, hal 496)
= 3,9 (1,1640,45) (53,7340,13)
= 7,01 in
Dari App. C-6a Foust, hal 724 dipilih pipa baja komersial standar dengan
spesifikasi :
D nom = 8 in
Schedule = 40
ID = 7,981 in
OD = 8,625 in
Ketebalan piapa = 0,322 in
Luas bag. dalam = 0,3474 ft2
3. Menentukan tenaga pompa dan tenaga motor yang digunakan
Menetukan kecepatan linier fluida
V = Q / A
= ikftft
ikftdet/351,3
3474,0
det/164,12
3
C- 15
Menghitung viskositas cairan pada T = 30 0C
Komponen kmol Xi μ (cp) μ.Xi (cp)Toluene 1096.9221 0.9913 0.5191 0.5146Paraxylene 4.8179 0.0044 0.5748 0.0025Metaxylene 2.8793 0.0026 0.5303 0.0014
0rtoxylene 1.9100 0.0017 0.6972 0.0012
1106.5293 1.0000 0.5197
μ cairan = 0,5197 cp x 6,719.10-4 lb/(ft.det)
= 3,492.10-4 lb/(ft.det)
Menghitung bilangan reynold (NRe)
NRe = (ρ.D.V)/ μ
=
det./10.492,3
det/351,312/8)/374,53(4
3
ftlb
ftftftlb
= 341.495 > 3000
Karena Bil. Reynold (NRe)> 300 maka termasuk aliran turbulen.
Menetukan faktor friksi (f)
Dipilih baja komersial pada NRe = 341.495
Dari App. C-1 Foust, diperoleh ε = 0,00015, ε / D = 0,00022
Dari App. C-3 Foust, diperoleh harga f = 0,014
Menetukan panjang ekivalen (Le)
Data L/D diperoleh dari App. C.2a – C.2d Foust :
Komponen JML Le (ft) ∑ Le (ft)Pipa lurus 1 80 80Check Valve, Le/Di = 135 1 90 90Gate Valve (full open), Le/Di = 13 1 8,65 8,65Elbow 900, Le/Di = 30 1 19,95 19,95Sharp edge entrance, K=0,5 1 23,5 23,5Sharp edge exit, K=1 1 47 47
269,10
C- 16
Menghitung ∑F
∑F = Digc
LeVf
..2
.. 2
=
lbmlbfftftft
ftft/))((988,0
12/981,7det/2,322
1,269det/351,3)014,0(2
2
Menghitung tenaga pompa
Dari Pers. Bernoulli :
-Wf = ΔZ.(g/gc) + ΔV2(2.α. gc) + ΔP/ρ + ∑F
♣ Menentukan static head
ΔZ = Z2 – Z1 = (15 – 1 ) ft, maka
ΔZ . g/gc =
lbmlbfftlbfftlbm
ftft/))((14
)det/(2,32
det/2,32142
2
♣ Velocity head
V1 = kecepatan cairan masuk dari tangki
V2 = kecepatan cairan masuk HE-01
α = faktor energi kinetik
ΔV2/(2α gc) = )/()(187,02,3293,02
351,3 2
lbmlbfftxx
♣ Pressure head
P1 = tekanan cairan dalam tangki = 1 atm = 2117,301 lbf/ft2
P2 = tekanan cairan dalam mixer = 1,1 atm = 2329,031 lbf/ft2
ΔP / ρ =
lbmlbftftftlbm
ftlbf/)(730,211
/734,53
/301,2117031,23293
2
C- 17
-Wf = ΔZ (g/gc) + ΔV2 (2 α gc) + (ΔP/ρ) + ∑F
= 14 + 0,187 + 211,73 + 0,988
-Wf = 226,905 (ft lbf)/ lbm
Menentukan efisiensi pompa dan menghitung power pompa
Dari fig. 14-37 Peters untuk kapasitas pompa 574,483 gal/menit, maka
efisiensi pompa adalah 70%
HP = .550
.. QWf
= HPxftftlblbmlbfft
1)7,0(550
det)/164,1)(/634,53)(/.905,226( 33
= 3,714 HP
Menghitung power motor
Dari fig. 14-38 Peters untuk power = 3,714 HP diperoleh efisiensi 84%
HP motor = HPmotor
pompaHP42,4
84,0
714,3
Jadi pompa motor standar yang digunakan sebesar 5 HP
RESUME
Kode : T-01
Fungsi : Mengalirkan bahan baku toluene dari tanki T-01 ke pipa
pencampur M-01.
Tipe : Pompa Sentrifugal
Kpasitas : 574,483 gal/menit
Power : 5 HP
Pipa yang digunakan :
C- 18
- D nom = 8 in - OD = 8,625 in
- Schedule = 40 - Ketebalan piapa = 0,322 in
- ID = 7,981 in - Luas bag. dalam = 0,3474 ft2
3. KOMPRESOR P out
T out
P in T in
Kode : C-01
Fungsi : Menaikkan tekanan dari 1 atm menjadi 8 atm
Tujuan :
- Memilih jenis kompresor.
- Menentukan jumlah stage kompresor
- Menghitung suhu dan tekanan keluar kompresor tiap stage
- Menghitung power kompresor.
1. Menentukan jenis kompresor
Dipilih kompresor sentrifugal dengan pertimbangan :
- Kapasitas antara 500 – 150.000 ft3/menit
- Mampu menaikkan tekanan hingga ratusan psi
- Konstruksi sederhana
2. Menentukan jumlah stage kompresor
21
C- 19
Karena syarat pompa sentrifugal yaitu ratio compresibility < 4 (RC<4) maka
dari perhitungan di neraca panas digunakan kompresor 2 stage dengan harga
RC = 2,8284, sesuai dengan persamaan :
8284.21
8
P
PRc
2
1n
1
i
o
3. Menghitung suhu dan tekanan keluar kompresor tiap stage
Dari perhitungan neraca panas telah didapatkan suhu dan tekanan keluar pada
setiap stage, yaitu sebagai berikut :
Stage 1 Stage 2
Suhu keluar (K) 423.00 423.00
Tekanan keluar (atm) 2.83 8.00
4. Menghitung power kompresor.
Power kompresor merupakan penjumlahan dari power yang dibutuhkan setiap
stage.
a. Kompresor stage 1
Untuk menghitung power kompresor digunakan persamaan :
1P
P
M
Z.R.TW
n
1n
in
outin
..........................(Coulson pers 3.31 hal 73 )
Ep
workpolitropikkompresorPower
.............................(Coulson, hal 79)
Dalam hubungan ini :
W = tenaga politropik kompresor (kJ/kmol)
Z = faktor kompresibilitas
C- 20
R = konstanta gas universal (8,314 J/kmol.K)
Tin = suhu masuk (K)
M = berat molekul gas
Pin = tekanan masuk (atm)
Pout = tekanan keluar (atm)
Ep = efisiensi politropik
K39.0342
23478.833
2
TTT outin
mean
atm915.12
83.21
2
PPP outin
mean
Dari fig 3.6, Coulson diperoleh Ep = 0,65
♠ Perhitungan Cp campuran pada Tmean
Komponen kmol Yi CpG mean Yi.CpG
Toluene 3155.3827 0.9655 141.9364 137.0444Paraxylene 51.0583 0.0156 168.8238 2.6376Metaxylene 46.0978 0.0141 169.1175 2.3855Ortoxylene 15.4800 0.0047 173.6047 0.8223
3268.0188 1.0000 142.8899
0618.18,3148899.421
142.8899
RCp
Cpγ
♠ Menghitung nilai m dan n
0895,0
)65,0)(0618,1(
)10618,1(
γ.Ep
1γm
0983,10895,01
1
m1
1n
♠ Menghitung BM campuran gas
C- 21
Komponen Yi BM Yi.BMToluene 0.9655 92.13 88.9546Paraxylene 0.0156 106.167 1.6587Metaxylene 0.0141 106.167 1.4976Ortoxylene 0.0047 106.167 0.5029
1.0000 92.6138♠ Menghitung Z campuran
Komponen Yi Tc (K) Pc (atm) ω Yi.Tc Yi.Pc Yi.ωToluene 0.9655 591.7900 40.5566 0.2640 571.3933 39.1587 0.2549Paraxylene 0.0156 616.2600 34.6509 0.3260 9.6282 0.5414 0.0051Metaxylene 0.0141 617.0500 34.9470 0.3260 8.7040 0.4930 0.0046Ortoxylene 0.0047 630.3700 36.8517 0.3130 2.9859 0.1746 0.0015
1.0000 592.7114 40.3676 0.2661
6802,07114.592
19.403
.TcY
TTr
ii
mean
0474,03676.40
915,1
.Pc
PPr
ii
mean Y
Dari harga Tr dan Pr menurut gambar 3.11 Smith Van Ness maka digunakan
generalized virial koefisien.
6987,06802,0
0,4220,083B
Tr
0,4220,083B
1,6o
1,6o
7286,00,7303
0,1720,139B
Tr
0,1720,139B
4,21
4,21
1o ω.BBRTc
BPc
= -0.8926
C- 22
9508.00,6802
0,0474)8926.0(1Z
Tr
Pr
RTc
BPc1Z
♠ Menghitung power kompresor
1P
P
M
Z.R.TW
n
1n
in
outin
11
2,83
92.6138
78),314)(383.(0,9508)(8W
1,0983
11,0983
= 3.1964 kJ / kmol
Ep
workpolitropikkompresorPower
kJ/kmol9175.40,65
3.1964
Umpan masuk = 3268.0188 kmol/jam
kmol/jam3268.0188x detik/jam3600
kJ/kmol 4.9175kompresor Power
= 4.4640 kW = 3.3288 HP
b. Kompresor stage 2
K4232
423423
2
TTT outin
mean
atm415.52
82,83
2
PPP outin
mean
C- 23
Dari fig 3.6, Coulson diperoleh Ep = 0,65
♠ Perhitungan Cp campuran pada Tmean
Komponen Kmol Yi CpG mean Yi.CpG
Toluene 3155.3827 0.9655 147.9587 142.8591Paraxylene 51.0583 0.0156 175.8409 2.7473Metaxylene 46.0978 0.0141 176.1158 2.4842ortoxylene 15.4800 0.0047 180.3092 0.8541
3268.0188 1.0000 148.9447
0591.18,314148.9447
148.9447
RCp
Cpγ
♠ Menghitung nilai m dan n
0858,0
)65,0)(0591,1(
)10591,1(
γ.Ep
1γm
0939,10858,01
1
m1
1n
♠ Menghitung Z campuran
Komponen Yi Tc (K) Pc (atm) Ω Yi.Tc Yi.Pc Yi.ωToluene 0.9655 591.7900 40.5566 0.2640 571.3933 39.1587 0.2549Paraxylene 0.0156 616.2600 34.6509 0.3260 9.6282 0.5414 0.0051Metaxylene 0.0141 617.0500 34.9470 0.3260 8.7040 0.4930 0.0046Ortoxylene 0.0047 630.3700 36.8517 0.3130 2.9859 0.1746 0.0015
1.0000 592.7114 40.3676 0.2661
7137,07114.592
423
.TcY
TTr
ii
mean
1341,03676.40
415.5
.PcX
PPr
ii
mean
Dari harga Tr dan Pr menurut gambar 3.11 Smith Van Ness maka digunakan
generalized virial koefisien.
C- 24
6409,07137,0
0,4220,083B
Tr
0,4220,083B
1,6o
1,6o
5702,00,7137
0,1720,139B
Tr
0,1720,139B
4,21
4,21
1o ω.BBRTc
BPc
= -0.7926
0,85110,7137
0,1341)7926,0(1Z
Tr
Pr
RTc
BPc1Z
♠ Menghitung power kompresor
1P
P
M
Z.R.TW
n
1n
in
outin
12,83
8
92.6138
,314)(423)(0,8511)(8W
1,0939
11,0939
= 3.0154 kJ / kmol
Ep
workpolitropikkompresorPower
kJ/kmol6390.40,65
3.0154
Umpan masuk = 3268.0188 kmol/jam
kmol/jam3268.0188x detik/jam3600
kJ/kmol4.6390kompresor Power
C- 25
= 4.2112 kW = 3.1403 HP
Power kompresor total
= Power kompresor stage 1 + Power kompresor stage 2
= (4.4640 + 3.1403) HP
= 7.6043 HP
Dengan demikian power standar untuk kompresor 1 (C-01) sebesar 8 HP
RESUME
Kode : C-01
Fungsi : Menaikkan tekanan feed dari 1 atm menjadi 8 atm
Jenis : Kompresor centrifugal multi stage
Jumlah stage : 2
Power : 8 HP
4. VAPORIZER
Gas 384.78 K Steam
Cair 359,64 K Kondensat
Kode : V
Fungsi : Menguapkan campuran umpan toluene baik fresh feed maupun
recycle sebelum masuk kompresor
V
C- 26
Tujuan : 1. Menentukan tipe vaporizer yang digunakan
2. Menentukan bahan konstruksi vaporizer
3. Menentukan aliran fluida panas dan dingin
4. Menentukan dimensi vaporizer
5. Menghitung faktor kekotoran
6. Menghitung ∆P di shell dan tube
1. Menentukan tipe vaporizer yang digunakan
Dalam perancangan ini dipilih vaporizer jenis forced-circulation dengan
pertimbangan sebagai berikut :
- Harga Fluks (Q/A) > 12000 Btu/(hr)(ft2)
- ∆P rendah
- Luas perpindahan panas >200 ft2
2. Menentukan bahan konstruksi yang digunakan
Dalam perancangan ini digunakan bahan konstruksi Carbon Steel SA-283
grade C dengan pertimbangan :
- Mempunyai allowable working stress yang besar
- Harga relatif murah
- Fluida tidak korosif
3. Menentukan aliran fluida dalam vaporizer
Laju alir Toluene = 302.663,65 kg/jam = 667.252,283 lb/jam
Laju alir Steam = 60.653,465 kg/jam = 133.716,629 lb/jam
Dalam perancangan ini ditentukan :
C- 27
1. Reaktan campuran toluene (fluida dingin) di shell dengan pertimbangan :
- laju alirnya lebih besar dibandingkan laju alir steam
2. Steam (fluida panas) di tube dengan pertimbangan :
- laju alirnya lebih kecil debandingkan laju alir campuran toluene
4. Menentukan dimensi Vaporizer
Dari data neraca panas diperoleh :
- Beban panas : 124.212.231,0931 kJ/jam = 117.732.203,2 Btu/jam
Terdiri dari : Panas laten = 110.053.054,7 kJ/jam
= 104.311.696,9 Btu/jam
Panas sensibel = 14.159.176,35 kJ/jam
= 13.420.506,28 Btu/jam
- Fluida panas (steam)
T in (T1) : 443.15 K = 338 oF
T out (T2) : 443.15 K = 338 oF
- Fluida dingin (toluene)
T in (T1) : 359,64 K = 187,68 oF
T out (T2) : 384,78 K = 233,20 oF
a. Menghitung ∆tmean
Terjadi proses preheating (p) dan vaporizing (v)
Preheating
C- 28
T1 = 338 oF T2 = 338 oF
t2 = 233,20 oF t1 = 187,68 oF
F19,126
)20,233(338
7,68)81(338ln
)20,233(3387,68)81(338 op
t
Vaporizing
T1 = 338 oF T2 = 338 oF
t2 = 233,20oF t1 = 233,20oF
(∆t)v = 338 - 233,20 = 106,80 oF
171,660.1125106,80
28,13420506
t)v(
q
114,624.826126,19
9104311696,
t)p(
q
(q/∆t) = 952.284,285
F63,1235952.284,28
3,2117.732.20
t)(q/
QΔt o
mean
b. Menentukan harga koefisien perpindahan panas keseluruhan
Fluida dingin : toluene di shell
Fluida panas : steam di tube
Dari tabel 8 hal 840 Kern untuk sistem perpindahan panas antara steam
dengan light organic memiliki harga UD = 100-200 Btu / (jam)(ft2)(oF)
C- 29
Dalam perancangan ini harga UD ditrial = 198 Btu / (jam)(ft2)(oF) agar jumlah
tube tidak terlalu besar atau sekitar Nt = 1068.
c. Memilih jenis ukuran pipa
Dari tabel 10 hal 843 Kern, dipilih pipa dengan kriteria :
OD = ¾ in ao = 0,1963 ft2/ft
BWG = 16 ai = 0,1623 in2
L = 23 ft ID = 0,62 in
d. Menghitung luas perpindahan panas (A)
2
LMTDD
ft4833,984)197(123,63
3,2117.732.20
T.U
QA
e. Menghitung jumlah pipa dan diameter shell
Jumlah pipa tube (Nt)
107123(0,1963)
4833,984
ao x L
ANt
Dari tabel 9 hal 842 Kern dipilih heat exchanger dengan ketentuan :
Shell TubeID : 35 in Jumlah & panjang : 1068, 23’0”Baffle space : 7 in OD,BWG : ¾ in, 16Pass : 1 Pitch :15/16 in triangular
Pass :2
f Mengkoreksi harga UD
Menghitung harga A terkoreksi
A terkoreksi = Nt x L x ao
= 1068 x 23 x 0,1963 = 4821,913 ft2
Menghitung harga UD terkoreksi
C- 30
meanterkoreksiD t.A
QU
F))((jam)(ftBtu / 49,197(123,63)(4821,913)
1,5117.192.19 o2
Perhitungan fluida dingin (toluene) di shell
1) Luas aliran di dalam shell
Ts P x 144
Bx C' x IDa
Dalam hubungan ini C’ = jarak antar tube
= PT - OD = 15/16 - ¾ = 0,1875 in
2s ft0,7292
15/16 x 144
7 x 0,1875 x 35a
2) Menghitung kecepatan massa di shell
)(jam)(ftlb/ 845,088.9150,7292
667252,283
as
WsGs 2
3) Menghitung bilangan Reynold shell
Pada tav = (233,2 + 187,68)/2 = 210,44 oF
Komponen kmol Xi μ Xi. μToluene 3155.0060 0.9655298 0.2826 0.2729
Paraxylene 51.0583 0.0156254 0.2882 0.0045Metaxylene 46.0978 0.0141074 0.2980 0.0042Ortoxylene 15.4800 0.0047373 0.3450 0.0016
3267.6422 1.000000 0.2832
C- 31
(Reff : Carl L Yaws,”Chemical Properties Handbook”)
μ camp = 0,2832 cp x 2,42 = 0,6853 lb/(jam)(ft)
Diameter ekivalen (De) = 0,55 in /12 = 0,0458 ft (fig.28 hal 838 Kern )
maka : 153.610,6853
5915.088,84 x 0,0458
μ
De.GsRes
4) Menghitung ho
Dari fig 28 hal 838 Kern diperoleh JH =145
Pada tav = 210,44 oF diperoleh :
Komponen kmol Xi k Xi.kToluene 3155.0060 0.9655298 0.0280 0.0271Paraxylene 51.0583 0.0156254 0.0134 0.0002Metaxylene 46.0978 0.0141074 0.0256 0.0004Ortoxylene 15.4800 0.0047373 0.0255 0.0001
3267.6422 1.000000 0.0278
(Reff : Carl L Yaws,”Chemical Properties Handbook”)
Harga konduktivitas panas campuran = 0,0278 W/(m.K)
= 0,0161 Btu/(hr)(ft2)(0f/ft)
Pada tav = 210,44 oF
Komponen kmol Xi CpLmean xi.CpL BM Xi.BMToluene 3155.0060 0.9655 171.1595 165.2597 92.1410 88.9649Paraxylene 51.0583 0.0156 151.1900 2.3624 106.1670 1.6589
Metaxylene 46.0978 0.0141 214.4164 3.0249 106.1670 1.4977Ortoxylene 15.4800 0.0047 196.3933 0.9304 106.1670 0.5029
3267.6422 1.0000 733.1593 171.5773 92.6245
(Reff : Carl L Yaws,”Chemical Properties Handbook”)
Cp camp = 171,5773 kJ/(kmol.K), maka harga spesific heat :
C- 32
cp camp = Flb
Btu
Kkg
Btu
kg
kmolx
kJ
Btux
Kkmol
kJ0.
4425,0.
7558,16245,92
19478,0
.5773,171
3
1
k
cμ
De
kho
HJ
F))((ftBtu /(jam)6181,135(0,0161)
))(0,6853(0,4425
0,0458
0,0161.145 o2
3
1
Perhitungan fluida panas (steam) di tube
1) Menghitung flow area pipa
2tt ft1199,1
2 x 144
0,302 x 1068
n144
'aNt x a
2) Menghitung kecepatan massa dalam pipa
)tlb/(jam)(f5081,400.1191,1199
9133.716,62
a
WG 2
t
tt
3) Menghitung bilangan reynold dalam pipa
Pada Ts = 338oF
Dari fig 15 hal 825 Kern diperoleh
= 0,015 cp = 0,0363 lb/(jam)(ft)
636.167)0368,0(
)5081,119400)(12/62,0(
μ
G x IDRe tt
t
g. Menghitung clean overall coefficient untuk preheating (Up)
Untuk condensing steam hio = 1500 Btu/(jam)(ft2)(oF)
F))(ftBtu/(jam)(3733,1246181,1351500
135,6181 x 1500
hh
h x hUp o2
oio
oio
C- 33
h. Menghitung clean surface yang diperlukan untuk preheating (Ap)
2ft3172,6646
(124,3733)
826624,1141Ap
Pp
p
Ut
q
Perhitungan vaporisasi toluene di shell
Pada tv = 233,2 0F
1) Menghitung bilangan Reynold di shell
Komponen kmol Xi μ Xi.μToluene 3155.0060 0.9655298 0.2580 0.2491Paraxylene 51.0583 0.0156254 0.2641 0.0041Metaxylene 46.0978 0.0141074 0.2744 0.0039Ortoxylene 15.4800 0.0047373 0.3144 0.0015
3267.6422 1.000000 0.2586
μ camp = 0,2586 cp x 2,42 = 0,6258 lb/(ft)(jam)
Dari fig.28 hal 838 Kern , De = 0,55 in /12 = 0,0458 ft maka :
972.660,6258
5915.088,84 x 0,0458
μ
De.GsRes
2) Menghitung ho
Dari fig 28 hal 838 Kern diperoleh JH = 155
Pada tv = 233,2 0F
Komponen kmol Xi k Xi.kToluene 3155.0060 0.9655298 0.0275 0.0266Paraxylene 51.0583 0.0156254 0.0137 0.0002Metaxylene 46.0978 0.0141074 0.0251 0.0004Ortoxylene 15.4800 0.0047373 0.0250 0.0001
3267.6422 1.000000 0.0273
C- 34
Konduktivitas panas campuran = 0,0273 W/(m.K) = 0,0158 Btu/(ft2)(0F/ft)
Pada tv = 231,14 0F
Komponen kmol Xi CpL.mean xi.CpL BM Xi.BMToluene 3155.0060 0.9655 174.1235 168.1215 92.1410 88.9649
Paraxylene 51.0583 0.0156 153.9174 2.4050 106.1670 1.6589
Metaxylene 46.0978 0.0141 217.4981 3.0683 106.1670 1.4977Ortoxylene 15.4800 0.0047 199.2214 0.9438 106.1670 0.5029
3267.6422 1.0000 744.7604 174.5386 92.6245
Cp camp = 174,5386 kJ/(kmol.K)
cp camp = Flb
Btu
Kkg
Btu
kg
kmolx
kJ
Btux
Kkmol
kJ0.
4501,0.
7860,16245,92
19478,0
.5386,174
3
1
H k
cμ
De
kho
J
F))((ftBtu /(jam)139,6859(0,0158)
)(0,6258)(0,4501
0,0458
0,0158.155 o2
3
1
i. Menghitung clean overall coefficient untuk vaporizing (Uv)
Untuk condensing steam hio = 1500 Btu/(jam)(ft2)(oF)
F))(ftBtu/(jam)(7859,1276859,1391500
139,6859 x 1500
hh
h x hUv o2
oio
oio
j. Menghitung clean surface yang diperlukan untuk preheating (Ap)
2ft9512,8808
(127,7859)
71125660,111Av
Uvt
q
V
k. Menghitung clean overall coeeficient (Uc)
Total clean surface (Ac) = Ap + Av
= (1646,3172 + 8808,9512) ft2
C- 35
= 9455,2684 ft2
473,2069455,2684
757,1125659130,826599
Ac
..
Ac
(U.A)Uc
AvUvApUp
Cek maksimum fluks :
Total clean surface sebesar 9455,2684 ft2 dimana 8808,9512 ft2 untuk
penguapan. Total luas perpindahan panas yang dibutuhkan 4821,913 ft2.
Dengan demikian luas perpindahan panas untuk penguapan
sebesar : ftx 31,4492913,48212684,9455
9512,8808
Fluks : Qv/Av = 104.311.696,9/ 4492,31= 23.220 Btu/(hr)(ft2)
Karena harga fluks > 12000 Btu/(hr)(ft2) untuk menguapkan bahan organik
maka pemilihan vaporizer dengan jenis forced-circulation benar.
(Reff: Kern, hal 459)
5. Menghitung faktor kekotoran (Rd)
0,00023197,49)(206,473)(
7,4991473,206
.UU
UURd
DC
DC
6. Menghitung pressure drop di shell dan tube
a. Menghitung ∆P di tube (∆Pt)
1) Untuk bilangan Reynold (Ret) = 167.636
Dari fig.26 hal 836 Kern diperoleh f = 0,00016 ft2/in2
Dari tabel F.3 Smith Van Ness hal 816 diperoleh spesifik volume untuk
saturated steam pada Tsat = 388 0F (Psat = 114,72 psia) = 3,888 ft3/lb
0,0041262,5 x 3,888
1s
C- 36
2) Menghitung ∆Pt
t10
2
).D.s.φ(5,22.10
.L.nf.Gt.
2
1ΔPt
1)(0,00412)()(0,62/12)(5,22.10
(23)(2)8)(119400,50(0,000016).
2
110
2
= 0,47 psi
b. Menghitung ∆P di shell (∆Ps)
Preheating zone
1) Bilangan Reynold (Res) = 61.153
Dari fig 29 hal 839 didapat f = 0,00015 ft2/in2
Dari tabel 8-1 Yaws pada T = 210,44 0F untuk toluene diperoleh s = 0,9
2) Panjang preheating zone
Ac
ApLLp
ft3,178808,9512
6646,3172x 32
3) Menghitung ∆Ps
(N+1) = 12 (Lp / B) = 12 x (17,3 / 11) = 7
s10
2
)De.s.φ(5,22.10
1).Ds.(Nf.GsΔPs
)1)(90,0)(12/55,0)(10.22,5(
)7)(12/35()845,915088)(00015,0(10
2
= 1,19 psi
C- 37
Vaporizing zone
1) Bilangan Reynold (Res) = 66.972
Dari fig 29 hal 839 didapat f = 0,0014 ft2/in2
Dari tabel 8-1 Yaws pada T = 233,2 oF untuk toluene diperoleh s = 0,87
2) Panjang vaporizing zone
Lv = 18 – Lp = 18 – 17,3 = 0,7 ft
3) Menghitung ∆Ps
(N+1) = 12 (Lv / B) = 12 x (0,7 / 11) = 0,764
s10
2
)De.s.φ(5,22.10
1).Ds.(Nf.GsΔPs
)1)(87,0)(12/55,0)(10.22,5(
)1)(12/35()845,915088)(0014,0(10
2
= 1,64 psi
∆Ps total = 1,19 + 1,64 = 2,83 psi
SUMMARY
Shell side(fluida dingin) Tube side(fluida panas)Toluene Steam
C- 38
135,62 / 139,69 h (Btu/jam.ft2.oF) 1500 UC = 206,473 Btu/jam.ft2.oF UD = 197,49 Btu/jam.ft2.oF Rd = 0,00023 (hr)(ft2)(0F)/Btu
2,83 ∆P perhitungan (psi) 0,475 ∆P diijinkan (psi) Diabaikan
5. MENARA DESTILASI
F D
W
Kode : D-02
Fungsi : memisahkan produk xylene dari komponen-komponen lainnya.
Tujuan : - Menentukan jenis kolom
- Menentukan bahan konstruksi kolom
- Menghitung jumlah plate
- Menentukan lokasi umpan
- Menentukan dimensi kolom
C- 39
1. Menentukan Jenis Kolom
Dalam perancangan ini dipilih jenis tray dengan pertimbangan :
Perkiraan awal diameter kolom > 3 ft
Campuran tidak bersifat korosif
Rentang batas laju alir yang cukup besar tanpa menimbulkan
flooding
Jenis tray yang digunakan adalah sieve tray dengan pertimbangan :
Kapasitas uap dan cairannya besar
Pressure drop rendah, efisiensi tinggi
Lebih ringan, murah dan mudah pembuatannya
Operasi stabil
2. Menentukan Bahan Konstruksi Kolom
Dipilih bahan konstruksi jenis carbon steel SA-285 Grade C, dengan
pertimbangan :
Mempunyai allowable working stress yang besar, sehingga untuk
kapasitas yang sama memerlukan ketebalan bahan yang tipis
Harga relatif murah
3. Menghitung Jumlah Plate
Untuk menghitung jumlah plate digunakan metode shortcut
C- 40
Menghitung efisiensi tray kolom destilasi
Untuk menghitung efisiensi tray kolom destilasi digunakan korelasi O’Connel
Light Key Component (LK) = Toluene
Heavy Key Component (HK) = Paraxylene
Suhu puncak kolom = 383,79 K
Suhu dasar kolom = 427,97 K
Suhu rata-rata kolom = 407,88 K
♠ Menghitung viskositas umpan pada T = 407,88 K
Komponen kmol Xi μi (cp) μi.Xi
Toluene 2170.8508 0.7987 0.2857 0.2282Benzene 0.0038 0.0000 0.2637 0.0000Paraxylene 462.7461 0.1702 0.2912 0.0496Metaxylene 64.7708 0.0238 0.0000 0.0000Ortoxylene 19.7277 0.0073 0.3488 0.0025
2718.0991 1.0000 0.2803
(Sumber : Yaws, tabel 22-1)
αD = (LK/HK)D = (KTOL/KPX)D = 1.0001/0.4488 = 2.2284
αB = (LK/HK)B = (KTOL/KPX)B = 2.0154/1.0053 = 2.0048
α avg = (αD x αB)0,5 = 2.1136
α avg . μavg = 0.5925
Dari Fig. 13.5, hal 510, Ernest J. Henley, “Equilibrium-Stage Separation
Operation in Chem Eng”, diperoleh efisiensi kolom sebesar ; Eo = 0,60.
C- 41
Menghitung jumlah plate ideal
Dari perhitungan neraca panas diperoleh harga Rmin dan R berturut-turut
sebesar 1,0147 dan 1,2684
0,111812684,1
1,01472684,1
1R
RminR
Dari fig.12.12 (Gilliland Correlation), hal 453, Ernest J. Henley,
“Equilibrium-Stage Separation Operation in Chem Eng”, diperoleh harga
(N-Nmin)/(N+1) sebesar 0,23.
Harga Nmin diperoleh dari persamaan Fenske :
222.1136log
00042.0
845165.0
000118.0
99988.0log
αlog
Xlk
Xhk
Xhk
Xlklog
Nminavg
BD
x
Lalu harga Nmin dimasukkan ke persamaan berikut :
23,01
min
ideal
ideal
N
NN
Maka akan diperoleh jumlah plate ideal (Nideal) = 29 plate ideal.
Menghitung Jumlah Plate Aktual
480,60
29
Eo
idealNaktualN
Karena digunakan reboiler parsial maka jumlah plate aktual kolom = 47 plate.
C- 42
4. Menentukan Lokasi Umpan
101136.2log
7987.0
1702.0
0.000118
0.99988log
αlog
Xlk
Xhk
Xhk
Xlklog
feedmin,Navg
FD
x
0,231feedN
feedmin,NfeedN
Nideal feed = 13 tray ideal dari puncak kolom.
220,60
13
Eo
feedNfeed,N ideal
aktual tray dari puncak kolom
5. Menentukan Dimensi Kolom
Penentuan diameter seksi atas menara
♠ Menghitung densitas cairan
T = 383,79 K P = 1 atm
Komponen Kmol XD BM ρ (g/ml) XD. BM XD.ρ
Toluene 2171.2570 0.999880 92.114 0.779564 92.102953 0.779471Benzene 0.0038 0.000002 78.1140 0.780888 0.000138 0.000001Paraxylene 0.256576902 0.000118 106.167 0.780867 0.012544 0.000092
2171.5174 1.000000 92.115636 0.779564
Densitas cairan (ρL)= 779.564 kg/m3
♠ Menghitung densitas uap
T = 383,79 K P = 1 atm
Komponen XD Tc (K) Vc (cm3/mol) Zc ωToluene 0.999880 591.79 315.8 0.264 0.264
C- 43
Benzene 0.000002 562.16 258.9 0.271 0.211Paraxylene 0.000118 616.26 379.1 0.26 0.326
1.000000
(Sumber : Yaws, Tabel 1-1)
Komponen XD XD.Tc XD.Vc XD.Zc XD.ωToluene 0.999880 591.7190 315.7621 0.26396834 0.26396834Benzene 0.000002 0.0010 0.0005 4.7929E-07 3.73174E-07Paraxylene 0.000118 0.0728 0.0448 3.072E-05 3.85187E-05
1.000000 591.7928 315.8074 0.26399954 0.264007232
atm40.596
315.807
793.591264.006.82
VX
TZXRmixPc,
CD
mixC,CD
xx
1,0040BBTcR
PcB
9213.00,1622
0,1720,139
T
0,1720,139B
0,76080,451
0,4220,083
T
0,4220,083B
0,6485K591.793
K383,79
mixTc,
TmixTr,
0,0246atm40.596
atm1
mixPc,
PmixPr,
10
4,2r
1
1,6r
0
3v
3
kg/m0407.3V'
1ρ
/kgm0,32891156.291
79.8330,082060,9619
BMmixP
TRZV'
0,9619Tr
Pr
TcR
PcB1Z
x
xx
♠ Menghitung laju alir volumetric
D = 2171.5174 kmol/jam R = 1.2684
Lo = 2754.3523 kmol/jam V = 4925.8697 kmol/jam
C- 44
/detikm392,1436000407,3
1156,928697.4925
ρ
BMVQ
/detikm0902,03600564,779
1156,923523,2754
ρ
BMLoQ
3
V
MIXV
3
L
MIXL
x
x
x
x
♠ Menghitung konstanta flooding
Parameter aliran FLV dihitung dengan persamaan :
0348.0ρ
ρ
Q
QF
0,5
V
L
V
LLV
Karena FLV << 0,1 ,maka digunakan harga FLV = 0,1 .Untuk menghitung
konstanta flooding (Cf) digunakan persamaan :
0,2
LV 0,02
σβ
F
1logαCf
(Reff :Treybal, pers 6.30, hal 167)
Asumsi diameter kolom = 4 - 10 ft , maka tray spacing (ts) = 24 in = 0.6096 m
(Reff :Treybal, tabel 6.1,hal 162)
α = 0,0744 ts + 0,01173 = 0,0571
β = 0,0304 ts + 0,015 = 0,0335 (Reff :Treybal, tabel 6.2,hal 169)
♠ Prediksi tegangan muka campuran
Komponen n XD omega XD. omegaToluene 2171.2570 0.9999 27.8705 27.8671Benzene 0.0038 0.0000 27.1103 0.0000Paraxylene 0.2566 0.0001 29.3830 0.0035
2171.5174 1.0000 27.8707
(Reff : Carl L.Yaws)
Tegangan permukaan campuran (σ camp) = 27,8707 dyne/cm = 0,0279 N/m
498,002,0
0279,00382,0
0348,0
1log0684,0
2,0
xCf
C- 45
Maka harga Cf = 0,498
♠ Menghitung kecepatan flooding
det/951,7ρ
ρρCfVf
0,5
V
VL m
(Reff :Treybal, pers 6.29, hal 163)
Dalam perancangan ini prosentase flooding diambil sebesar 80% (non-
foaming liquids ), maka :
Vf’ = 7,951 . 0,8 = 6,361 m/detik
♠ Menghitung luas permukaan aktif
An = Qv/Vf’ = 41,392/6,361 = 6,507 m2
Dari Treyball, table 6-1 dirancang panjang weir = 0,7D (cross-flow trays),
sehingga luas satu downspout sebesar 8,808 % dari luas penampang sirkular
kolom (At), maka:
2m136,708808.01
6,507
downspout1
AnAt
Menghitung diameter puncak menara
D = (4.At/π)0,5 = [4.(7,136)/π] 0,5 = 3,014 m = 9,889 ft
Penentuan Diameter Seksi Bawah Menara
♠ Menghitung densitas cairan
T = 427.965 K P = 1.5 atm
Komponen kmol Xw ρ (g/ml) Xw.ρ
Toluene 0.2300 0.000420 0.729941627 0.000306855Paraxylene 462.4894741 0.845165 7.3642E-01 0.622399104Metaxylene 64.7708 0.118364 7.4108E-01 0.087716844Ortoxylene 19.7277 0.036051 1.0271E+00 0.037026226
547.2180 1.000000 0.747449028
C- 46
Densitas cairan (ρL) = 747,449 kg/m3
♠ Menghitung densitas uap
T = 427.965 K P = 1.5 atm
Komponen Tc (K) Vc (cm3/mol) Zc ω BM (mol/g)
Toluene 591.790 315.800 0.264 0.264 92.114
Paraxylene 616.260 379.100 0.260 0.326 106.167
Metaxylene 617.050 375.800 0.259 0.326 106.167
Ortoxylene 630.370 369.200 0.263 0.313 106.167
Komponen Xw Xi.Tc XW.Vc XW.Zc XW.ω XW.BMToluene 0.00042 0.24878 0.13276 0.00011 0.00011 0.0387231Paraxylene 0.84516 520.84136 320.40204 0.21974 0.27552 89.728628Metaxylene 0.11836 73.03637 44.48111 0.03066 0.03859 12.566327Ortoxylene 0.03605 22.72540 13.30999 0.00948 0.01128 3.8274143
1.00000 616.85190 378.32589 0.25999 0.32551 106.16109
atm772.43
VX
TZXRmixPc,
CW
mixC,C
W
0,6938K616.8519
K427.965
mixTc,
TmixTr,
0,0431atm34,772
atm1,5
mixPc,
PmixPr,
0,8891BωBTcR
PcB
0,65970,69379
0,1720,139
T
0,1720,139B
0,67440,69379
0,4220,083
T
0,4220,083B
10
4,2r
1
1,6r
0
3v
3
kg/m8030.4V'
1ρ
/kgm0,20821611.0611,5
427.9650,082x0,94470
BMmixP
TRZV'
0,9448Tr
Pr
TcR
PcB1Z
x
x
C- 47
♠ Menghitung laju alir volumetric
F = 2718.0991 kmol/jam V = 4925.8697 kmol/jam
V’ = V – F = 2207.7706 kmol/jam L’ = Lo + F = 5472,4514
kmol/jam
/detikm530.313600803,4
1611,1067706,2207
ρ
BMV'Q
/detikm0,21553600449,747
1611,1064514,5472
ρ
BML'Q
3
V
mixV
3
L
mixL
x
x
x
x
♠ Menghitung konstanta flooding
Parameter aliran FLV dihitung dengan persamaan :
0,1000ρ
ρ
Q
QF
0,5
V
L
V
LLV
FLV = 0,1, maka untuk menghitung konstanta flooding (Cf) digunakan
persamaan :
0,2
LV 0,02
σβ
F
1logαCf
(Reff :Treybal, pers 6.30, hal 167)
Asumsi diameter kolom = 10 - 12 ft , maka tray spacing (ts) = 30 in = 0.762 m
(Reff :Treybal, tabel 6.1,hal 162)
α = 0,0744 ts + 0,01173 = 0,0684
β = 0,0304 ts + 0,015 = 0,0382 (Reff :Treybal, tabel 6.2,hal 169)
♠ Prediksi tegangan muka campuran
Komponen kmol Xw omega XW.omegaToluene 0.2300 0.000420 22.2051 0.0093Paraxylene 462.4894741 0.845165 24.1010 20.3693Metaxylene 64.7708 0.118364 24.5400 2.9046
Ortoxylene 19.7277 0.036051 25.4344 0.9169
C- 48
547.2180 1.000000 24.2002
Tegangan permukaan campuran (σ camp) = 24,2002 dyne/cm = 0,024 N/m
159,002,0
024,00382,0
1,0
1log0684,0
2,0
xCf
Maka harga Cf = 0.159
♠ Menghitung kecepatan flooding
975,1ρ
ρρCfVf
0,5
V
VL
(Reff :Treybal, pers 6.29, hal 163)
Dalam perancangan ini prosentase flooding diambil sebesar 80%, maka :
Vf’ = 1,975 x 0,8 = 1,580 m/detik
♠ Menghitung luas permukaan aktif
An = Qv/Vf’ = 13,530 / 1,580 = 8,563 m2
Dari Treyball, table 6-1 dirancang panjang weir = 0,7D , sehingga luas satu
downspout sebesar 8,808% dari luas penampang sirkular kolom (At), maka :
2m390,90,088081
8,563
downspout1
AnAt
Menghitung diameter dasar menara
D = (4.At / π )0,5 = [4.(9,390) / π ]0,5 = 3,458 m = 11,344 ft
Menentukan Tebal Shell (ts)
Menghitung tebal shell bagian puncak menara
Bahan konstruksi shell yang dipilih adalah karbon steel tipe SA-283 Grade C
dengan spesifikasi :
C- 49
Allowable stress (f) = 12650 psi
Efisiensi pengelasan (E) = 0,85
Faktor korosi (C) = 0,125 in
Persamaan yang digunakan :
CP0,6Ef
rPts
P = 1,1 x P operasi = 1.1 x 1 atm . (14,696 psi/ 1 atm) = 16,166 psi
Diameter puncak menara = 9,889 ft x (39,37 in/3,281 ft) = 118,661 in
Jari-jari menara (r) = D/2 = 118,661 in / 2 = 59,331 in
Sehingga :
in214,00,1256996.910752,5
959,1383ts
maka digunakan tebal shell standar ¼ in.
Menghitung tebal shell bagian bawah
Bahan konstruksi shell yang dipilih adalah karbon steel tipe SA-283 Grade C
dengan spesifikasi :
Allowable stress (f) = 12650 psi
Efisiensi pengelasan (E) = 0,85
Faktor korosi (C) = 0,125 in
Persamaan yang digunakan :
CP0,6Ef
rPts
P = 1,1 . P operasi = 1,1 . 1,5 atm . (14,696 psi/ 1 atm) = 24,2484 psi
Diameter dasar menara = 11,344 ft. (39,37 in/3,281 ft) = 136,121 in
C- 50
Jari-jari menara (r) = D/2 = 136,121 in /2 = 68,061 in
Sehingga :
in0,27870,1255490,1410752,5
1650,370ts
maka digunakan tebal shell standar 5/16 in.
Menentukan tebal head (th)
Menghitung tebal head puncak
Bahan yang digunakan sama dengan bahan yang digunakan untuk shell,
karena tekanan kurang dari 200 psi, maka dipilih head jenis torispherical
dished head (Brownell, hal 88).
(OD)s = (ID)s + 2.ts
= 59,331 in + 2 ( ¼ in ) = 59,831 in
Dari Brownell, table 5.7 hal 89, digunakan :
OD standar = 60 in ts = ¼ in
Icr =3 ¼ in rc = 54
Icr/rc = 0,0602
Karena icr/rc > 6 % maka digunakan persamaan 7.76 dan 7.77 dari Brownell
hal 138. Dalam hal ini :
W = factor intensifikasi stress
= in769,1076,430,25icr
rc3
4
10,5
x
sehingga :
C- 51
in0,1970,1252331,321505
1544,316C
P0,2Ef2
WrcPth
diambil tebal head standar ¼ in
Menghitung tebal head bawah
Bahan yang digunakan sama dengan bahan yang digunakan untuk shell,
karena tekanan kurang dari 200 psi, maka dipilih head jenis torispherical
dished head (Brownell, hal 88).
(OD)s = (ID)s + 2.ts
= 68,061 in + 2( 5/16 in ) = 68,686 in
Dari Brownell, table 5.7 hal 89, digunakan :
OD standar = 72 in ts = ¼ in
icr = 8
24 in rc = 72
icr/rc = 0,059
Karena icr/rc > 6% maka digunakan persamaan 7.76 dan 7.77 dari Brownell
hal 138. Dalam hal ini :
W = factor intensifikasi stress
W = in779,1970,330.25icr
rc3
4
10,5
x
sehingga
in0,1440,125850,421505
3105,914C
P0,2Ef2
WrcPth
diambil tebal head standar 3/16 in
C- 52
Menentukan tinggi menara destilasi
Menghitung tinggi head puncak menara
Dari Brownell, table 5.6, hal 88 diperoleh :
Untuk th = ¼ in,maka diambil standar straight flange (sf) = 1,5 – 3 in.
Diambil sf = 3 in
AB = (ID/2) – icr = (59,331 /2) – 3 ¼ = 26,416 in
BC = rc – icr = 54 – 3 ¼ = 50,75 in
b = rc – (BC2 – AB2)0,5 = 54 – (50,75 2 – 26,416 2) 0,5 = 10,667 in
tinggi head = b + th + sf = 10,667 + ¼ + 3 = 13,917 in
= 13,917 in. (1 m / 39,3701 in) = 0,353 m
Menghitung tinggi head dasar menara
Dari Brownell, table 5-6, hal 88 diperoleh :
Untuk th = 3/16 in,maka diambil standar straight flange (sf) = 1,5 - 2 in.
Diambil sf =2 in
AB = (ID/2) – icr = (68,061 /2) –8
24 = 29,781 in
BC = rc – icr = 72 –8
24 = 67,75 in
b = rc – (BC2 – AB2)0,5 = 72– (67,75 2 – 29,7812 )0,5 = 11,146 in
tinggi head = b + th + sf = 11,146 + 3/16 + 2 = 13,334 in
= 13,334 in . (1 m / 39,3701 in) = 0,339 m
C- 53
Menentukan tinggi menara total
H = (Σth) + (( Nakt seksi atas – 1).ts seksi atas) + (Nakt seksi bawah . ts seksi bawah)
Dalam hubungan ini :
th = tinggi head
ts = tray spacing
Nakt = jumlah plate / tray actual
Maka tinggi menara :
H = (13,917 + 13,334) + ((22-1) x 24 in) + (25 x 30 in)
H = (27,251 + 1254) in . (1 m / 39,3701 in) = 32,544 m
C- 54
RESUME
Kode : D-02
Fungsi : Memisahkan produk xylene dari komponen lain
Jenis menara : Tray Tower (Sieve Tray)
Bahan konstruksi : Carbon Steel SA 283 grade C
Jumlah plate actual : 47 buah
Lokasi umpan masuk : Plate ke-22 dari puncak
Rmin : 1,0147
R : 1,2684 (pendingin air)
Kondisi operasi menara
Kondisi umpan : suhu : 370,75 K
tekanan : 1,2 atm
Kondisi atas kolom : suhu : 383,79 K
tekanan : 1 atm
Kondisi bawah kolom : suhu : 427,97 K
tekanan : 1,5 atm
Dimensi kolom
Tinggi menara : 32,544 m
a. Seksi atas menara b. Seksi bawah menara
Diameter : 3,014 m Diameter : 3,458 m
Tebal shell : ¼ in Tebal shell : 5/16 in
Tebal head : ¼ in Tebal head : 3/16 in
Tinggi head : 13,917 in Tinggi head : 13,334 in
Tray spacing : 24 in Tray spacing : 30 in
C- 55
6. KONDENSOR
Gas 383,79 K Air pendingin keluar
Cair 383,79 K Air pendingin masuk
Kode : CD-02
Fungsi : Mengembunkan hasil atas menara destilasi (D-02)
Tujuan : 1. Menentukan tipe kondensor
2. Menentukan bahan konstruksi
3. Menentukan spesifikasi shell dan tube
1. Menentukan tipe kondensor
Kondensor yang dipilih adalah horizontal kondensor dengan pertimbangan :
- Mempunyai overall heat transfer coefficient yang relatif lebih besar bila
dibandingkan dengan vertical kondensor
- Maintenance dan struktur pendukung reatif mudah dan biayanya murah.
2. Menentukan bahan konstruksi
Dipilih bahan konstruksi jenis carbon steel SA-283 grade C dengan
pertimbangan :
- Mempunyai allowable working stress yang besar
- Harga relatif murah
CD-02
C- 56
3. Menentukan spesifikasi shell dan tube
Dari neraca panas didapatkan data sebagai berikut :
Beban panas kondensor : 147.035.551,9627 kJ/jam = 139.364.854,2 Btu/jam
Jumlah air pendingin : 2.342.766,461 kg/jam = 5.164.862,94 lb/jam
Jumlah uap yang akan diembunkan : 200030,41 kg /jam = 440.987,042 lb/jam
a. Menghitung ∆TLMTD
Fluida Panas(0F)
Fluida dingin(0F)
Selisih(0F)
249,42 Suhu tinggi 113 136,42
249,42 Suhu rendah 86 163,42
0 Selisih 27 27
F51,491
136,42
163,42ln
27ΔT o
LMTD
suhu rata-rata (ta) = (113+86) / 2 = 99,5oF
b. Menentukan harga koefisien perpindahan panas keseluruhan
Dari tabel 8 hal 840 Kern untuk sistem perpindahan panas antara light
organic dengan air memiliki harga UD = 75-150 Btu / (jam)(ft2)(oF)
Dalam perancangan ini dipilih harga UD = 148 Btu / (jam)(ft2)(oF)
c. Memilih jenis ukuran pipa
Dari tabel 10 hal 843 Kern, dipilih pipa dengan kriteria :
OD = ¾ in ao = 0,1963 ft2/ft
BWG = 16 at’ = 0,302 in2
L = 23 ft ID = 0,620 in
C- 57
d. Menghitung luas perpindahan panas (A)
2
LMTDD
ft27,6298)148(149,51
4,2139.364.85
T.U
QA
e Menghitung jumlah pipa dan diameter shell
Jumlah pipa tube (Nt)
1394(0,1963)23
6298,27
L.ao
ANt
Dari tabel 9 hal 841 Kern dipilih heat exchanger dengan ketentuan :
Shell TubeID : 39 in Jumlah & pjg pipa tube : 1377, 23’0”Pass : 1 OD,BWG : ¾ in, 16
Pitch :15/16 in triangularPass :1
f Mengkoreksi harga UD
Menghitung harga A terkoreksi
A terkoreksi = Nt x L x ao
= 13770 x 23 x 0,1963 = 6217,02 ft2
Menghitung harga UD terkoreksi
LMTDterkoreksiD T.A
QU
F))((jam)(ftBtu / 491149,51)(6217,02)(
4,2139.364.85 o2
C- 58
g. Perhitungan fluida dingin di tube
1) Menghitung flow area pipa
2ft887,21 x 144
0,302 x 1377
n144
at'Nt x at
2) Menghitung kecepatan massa dalam pipa
)tlb/(jam)(f667,620.721.12,887
945.164.862,
at
WtGt 2
fps65,762,5 x 3600
6671.721.620,
3600.
GtV
3) Menghitung bilangan reynold dalam pipa
Pada Ta = 99,5oF
= 0,75 cp = 1,815 lb/(jam)(ft) (Fig 14 hal 823, Kern)
395.105)815,1(
)71,410.702.3)(12/62,0(
μ
GtIDt x Re t
4) Menghitung harga hi dan hio
hi = 1740 (fig 25 hal 835, Kern)
F))(ftBtu/(jam)(4,43810,75
0,62 x1740
OD
ID x hh o2
iio
h. Perhitungan fluida panas di shell
1) Luas aliran di dalam shell
Ts P x 144
Bx C' x IDa
Dalam hubungan ini C’ = jarak antar tube
= PT - OD = 15/16-0,75 = 0,1875 in
Asumsi baffle space max = 39 in = ID shell
C- 59
2s ft1125,2
(15/16) x 144
39 x 0,1875 x 39a
2) Menghitung kecepatan massa di shell
)(jam)(ftlb/ 846,701.2082,1125
2440.987,04
as
WsGs 2
t)lb/(jam)(f537,581
(23)(1330)
2440.987,04
L.Nt
WG"
3
2
3
2
Asumsi h =ho = 200 Btu/jam.ft2.oF
ta)(Tvhohio
hotatw
F117,8)5,99(249,420024,4381
2005,99 o
F183,612
117,8249,42
2
tw)(Tvt o
f
Menghitung konduktivitas panas pada tf = 183,610F = 357,23 K
Komponen kmol Xi k Xi.kToluene 2171.2570 0.999880 0.0287 0.0287Benzene 0.0038 0.000002 0.0277 0.0000
Paraxylene 0.2565769 0.000118 0.0131 0.0000
2171.5174 1.000000 0.0287
(Reff: Carl L. Yaws, tabel 24-1)
kf = 0,0287 W/(m.K) = 0,0166 Btu/(jam)(ft2)(oF/ft)
sf = 0,90 (Tabel 6 hal 808 Kern)
Menghitung viskositas pada tf = 183,610F = 357,23 K
Komponen kmol Xi μ Xi. μToluene 2171.2570 0.999880 0.3166 0.316572078Benzene 0.0038 0.000002 0.2988 5.28447E-07Paraxylene 0.2565769 0.000118 0.3231 3.81733E-05
2171.5174 1.000000 0.31661078 (Reff: Carl L. Yaws, tabel 22-1)
f = 0,3166 cp x 2,42 = 0,766 lb/(ft)(jam)
C- 60
Dari persamaan 12.42 hal 266 atau fig. 12.9 hal267, Kern
3
1
f
3
1
2f
2f
3f
μ
4G".1,5
μ
.g.ρkh
Dalam hubungan ini :
g = 4,18 x 108 ft/jam2
= sf x 62,5 = 62,5
Diperoleh h = ho = 190
Harga h yang diperoleh dari perhitungan berbeda dengan harga h asumsi.
Untuk mendapatkan harga h yang tepat dengan asumsi, maka h yang diperoleh
dari perhitungan dijadikan harga asumsi h yang baru sehingga diperoleh tw
dan tf yang berbeda. Tetapi hal ini tidak perlu dilakukan karena pada harga tw
dan tf yang bedanya relatif kecil, sifat fisis kondensat relatif sama (kf,f,f
sama) sehingga harga h yang diperoleh dari perhitungan ini dapat langsung
digunakan.
i. Menghitung clean overall coefficient (Uc)
F))(ftBtu/(jam)(83,1671901438,4
190 x 1438,4
hh
h x hUc o2
oio
oio
j. Menghitung faktor kekotoran (Rd)
0,00075149x167,8
149167,8
.UU
UURd
DC
DC
C- 61
k. Menghitung pressure drop di tube (∆PT)
Untuk Re = 105394
Dari fig 26 hal 836 Kern didapat f = 0,00014
t.D.s.5,22.10
.L.nf.GtΔPt
10
2
psi54,3(0,9)(1))(0,62/12)(5,22.10
(23)(1)667)1.721.620,(0,00014)(10
2
2.g'
V
s
4nΔP
2
r
psi58,1144
62,5
32,2 x 2
65,7
1
1 x 4 2
∆PT = ∆Pt + ∆Pr
= 3,54 + 1,58 = 5,12 psi
l. Menghitung pressure drop di tube (∆Ps)
Pada Tv = 249,42 oF
Komponen kmol Xi μ Xi.μToluene 2171.2570 0.999880 0.2598 0.259813723Benzene 0.0038 0.000002 0.2355 4.16532E-07
Paraxylene 0.2565769 0.000118 0.2659 3.14151E-05
2171.5174 1.000000 0.259845555 (Reff: Carl L. Yaws, tabel 22-1)
vapor = 0,2598 x 2,42 = 0,626 lb/(ft)(jam)
De = 0,55 /12 = 0,0458 ft (fig 28 hal 838, Kern)
946.2070458,0
)846,701.208)(0458,0(
μ
De.GsRes
C- 62
f = 0,00012 (fig 29 hal 839, Kern)
Jumlah crosses = N+1 = L tube / B = 7
BM = 92,1156 g/ml
P puncak kolom = 1 atm = 14,7 psia
2lb/ft0,1780
14,7
14,7
46032
46042,492359
92,1156ρ
s = 0,178 / 62,5 = 0,028
ft25,312
39IDs
De.s5,22.10
1).IDs(Nf.Gs.
2
1ΔPs
10
2
psi89,00,028))(0,0458)((5,22.10
(3,25)(7))208701,846(0,00012)(.
2
110
2
SUMMARY
Shell side (fluida panas) Tube side (fluida dingin)Toluene Air
190 h outside (Btu/jam.ft2.oF) 1438,4 UC = 167,83 Btu/(jam.ft2.oF) UD = 149 Btu/(jam.ft2.oF) Rd = 0,00075 (hr)(ft2)(0F)/Btu
0,89 ∆P perhitungan (psi) 5,122,0 ∆P diijinkan (psi) 10,0
C- 63
7. REBOILER
Kode : RB-02
Fungsi : Menguapkan kembali hasil bawah menara destilasi (D-02)
Tujuan :1. Menentukan tipe reboiler
2. Menentukan bahan konstruksi
3. Menentukan spesifikasi shell dan tube
1. Menentukan tipe reboiler
Reboiler yang dipilih adalah forced-circulation reboiler dengan pertimbangan
- Harga flux (Q/A) reboiler ini > 12.000 Btu/(hr)(ft2)
- Tergolong sebagai reboiler parsiil
2. Menentukan bahan konstruksi
Dipilih bahan konstruksi jenis Carbon Steel SA-283 grade C dengan
pertimbangan :
- Mempunyai allowable working stress yang besar
- Harga relatif murah
C- 64
3. Menentukan spesifikasi shell dan tube
Dari neraca panas didapatkan data sebagai berikut :
Beban panas reboiler = 172.474.765,941 kJ/jam = 163.476.929,8 Btu/jam
Jumlah steam jenuh = 103806,66 kg/jam = 228.852,1626 lb/jam
a. Menghitung ∆TLMTD
Produk bawah akan diuapkan secara isothermal pada T = 427,97 K= 310,680F
Pemanas yang dipakai berupa steam jenuh pada T = 533,15 K = 500 0F
Jadi ΔTLMTD = 500 – 310,95 = 189,32 0F
b. Menghitung harga Tc dan tc
Aliran shell dan tube secara isotermal yaitu Tc = 500 0F dan tc = 310,68 0F
c. Menentukan harga koefisien perpindahan panas keseluruhan
Dari tabel 8 hal 840 Kern untuk sistem perpindahan panas antara light organic
dengan steam memiliki harga UD = 100 -200 Btu / (jam)(ft2)(oF)
Dalam perancangan ini dipilih harga UD = 190 Btu / (jam)(ft2)(oF)
d. Memilih jenis ukuran pipa
Dari tabel 10 hal 843 Kern, dipilih pipa dengan kriteria :
OD = ¾ in ao = 0,1963 ft2/ft
BWG = 16 at’ = 0,302 in2
L = 22 ft ID = 0,620 in
e. Menghitung luas perpindahan panas (A)
2
LMTDD
ft276,4497)192(189,32
9,8163.476.92
T.U
QA
C- 65
f Menghitung jumlah pipa dan diameter shell
Jumlah pipa tube (Nt)
104222(0,1963)
4497,276
L.ao
ANt
Dari tabel 9 hal 841 Kern dipilih Heat Exchanger dengan ketentuan :
Shell TubeID : 37 in Jumlah & pjg pipa tube : 1044, 22’0”Baffle : 7 in OD,BWG : ¾ in, 16Pass : 1 Pitch :1 in triangular
Pass :2
g Mengkoreksi harga UD
Menghitung harga A terkoreksi
A terkoreksi = Nt x L x ao
= 1044 x 22 x 0,1963 = 4508,618 ft2
Menghitung harga UD terkoreksi
LMTDterkoreksiD T.A
QU
F))((jam)(ftBtu / 5,191(189,32)(4508,618)
9,8163.476.92 o2
Perhitungan fluida panas (steam) di tube
1) Menghitung flow area pipa
2ft0,58832 x 144
0,1623 x 1044
n144
aiNt x at
2) Menghitung kecepatan massa dalam pipa
)tlb/(jam)(f8858,005.3890,5883
26228.852,16
at
WtGt 2
C- 66
3) Menghitung bilangan reynold dan JH
Pada Tc = 500 oF
Komponen Xi Xi. Toluene 0.000420 0.0887 3.72941E-05Paraxylene 0.845165 0.1047 0.088483081Metaxylene 0.118364 0.1054 0.012474313Ortoxylene 0.036051 0.1199 0.004322372
1.000000 0.105317061
(Reff:Carl L. Yaws, tabel 22-1)
= 0,1053 x 2,42 = 1,2548 lb/(jam)(ft)
16017)2548,1(
)8858,005.389)(12/62,0(
μ
GtDt x Re t
4) Menghitung harga hi dan hio
Pada Tc = 500 oF
Untuk steam hi = 1500 Btu/(hr)(ft2)(0F)
Harga Фt =1
124075,0
62,0.1500
OD
ID.
hih
tt
io
hio = 1240 Btu/(hr)(ft2)(0F)
C- 67
Perhitungan fluida dingin di shell
Harga film coefficient untuk penguapan bahan organik baik natural-
circulation maupun forced-circulation maksimum 300 Btu/(hr)(ft2)(0F).
(Reff: Kern, hal 460)
Asumsi harga ho = 250
tc)(Tchohio
hiotctw
F23,468)68,310(5002502401
124068,310 o
(∆t)w = tw – tc = 468,23 – 310,68 = 157,55 oF
Dari fig 15.11 hal 474 Kern didapat ho > 250 maka diambil harga ho = 250.
h. Menghitung clean overall coefficient (Uc)
F))(ftBtu/(jam)(05,2082502401
x2501240
hh
h x hUc o2
oio
oio
i. Menghitung faktor kekotoran (Rd)
0,0004191,5)(208,05)(1
5,19105,208
.UU
UURd
DC
DC
C- 68
Menghitung pressure drop
1) Shell side (∆Ps) : diabaikan
2) Tube side (∆Pt)
Untuk Re = 16017
Dari fig 26 hal 836 Kern didapat f = 0,00024
Dari tabel 6 hal 808 Kern didapat s = 0,9
t.D.s.5,22.10
.L.nf.GtΔPt
10
2
psi66,0(0,9)(1))(0,62/12)(5,22.10
(22)(2)8)389005,885(0,00024)(10
2
Dari fig 27 hal 837, Kern diperoleh 021,0'.2
2
g
V
psix
19,0021,09,0
24
2.g'
V
s
4nΔP
2
r
∆PT = ∆Pt + ∆Pr
= 0,66 + 0,19 = 0,85 psi
SUMMARY
Shell side (Cold Fluid) Tube side (Hot Fluid)Xylene Steam1240 h outside (Btu/jam.ft2.oF) 250
UC = 208,05 Btu/jam.ft2.oF UD = 191,5 Btu/jam.ft2.oF Rd = 0,00041 (hr)(ft2)(0F)/Btu
Diabaikan ∆P perhitungan (psi) 0,85Diabaikan ∆P diijinkan (psi) 2
C- 69
8. REAKTOR
DOW TERMout
DOW TERMin
Produk
Feedin
R-01
Kode : R-01
Fungsi : Tempat berlangsungnya reaksi Disproporsionasi toluene dengan bahan
baku utama toluene membentuk paraxylene dengan katalis ZSM-5.
Tujuan :
1) Menentukan jenis reaktor
2) Menentukan bahan kontruksi
3) Menentukan kondisi umpan
4) Menentukan jumlah dan susunan tube
5) Menentukan diameter shell dan tube
6) Menghitung panjang tube
7) Menghitung berat katalis
8) Menghitung pressure drop
9) Menghitung tinggi reaktor
10) Menghitung volume reaktor
C- 70
1. Menentukan jenis reaktor
Dipilih reaktor jenis fixed bed multitube dengan pertimbangan :
Reaksi dalam fasa gas dengan katalis padat
Reaksi eksotermis sehingga diperlukan luas perpindahan panas yang besar
agar kontak dengan pendingin berlangsung optimal
Pressure drop lebih kecil daripada fluidized bed
Abrasi pada dinding tube dapat diabaikan
Tidak diperlukan pemisahan katalis dari gas keluaran reaktor
Pengendalian suhu relatif mudah karena menggunakan tipe shell and tube
Kontruksi reaktor lebih sederhana dibandingkan dengan reaktor fluidized
bed, dengan demikian maka biaya pembuatan , operasional dan
perawatannya relatif lebih murah. ( Hill, hal. 425 – 431 )
Kondisi operasi :
Non isotherrmal – non adiabatis
Tekanan feed masuk 30 atm
Suhu feed masuk 390 oC dan keluar pada suhu 400C
2. Menentukan Bahan Kontruksi
Dalam perancangan digunakan bahan kontruksi low – alloy stell SA – 302
grade B dengan pertimbangan sebagai berikut :
Memiliki allowable stress cukup besar
Harga relatif murah
Bahan tahan korosi
C- 71
3. Menentukan Kondisi Umpan
A. Menghitung BM Umpan
Untuk menghitung BM umpan digunakan persamaan :
BM = ( i x BMi )
Komponen kmol/jam BMi Yi Yi x BMiToluena 3155.0016 92.141 0.6443 59.3671Paraxylene 51.0516 106.167 0.0104 1.1069Metaxylene 46.0978 106.167 0.0094 0.9995Ortoxylene 15.4800 106.167 0.0032 0.3356H2 1628.9187 2.016 0.3327 0.6706CH4 0.1889 16.043 0.0000 0.0006TOTAL 4896.7385 1.0000 62.4803
B. Menghitung harga Z umpan
TrTcR
PcBZ
Pr.
.
.1
Persamaan yang digunakan untuk menghitung Pc, Tc, dan campuran
diperoleh dari Byron Bird persamaan 1.3 – 3.4, 5 pada hal 18.
Pc = ( i x Pci )
Tc = ( i x Tci )
= ( i x i )
Komponen Yi Pc (atm) Tc (K) Yi x Pc Yi x Tc Yi x Toluena 0.64431 40.5527 591.79 0.262 26.12838 381.29428 0.16881Paraxylene 0.01043 34.6509 616.26 0.322 0.36126 6.42491 0.00336Metaxylene 0.00941 34.947 617.05 0.326 0.32899 5.80890 0.00307Ortoxylene 0.00316 36.8517 630.37 0.31 0.11650 1.99277 0.00098H2 0.33265 12.9583 33.18 -0.216 4.31063 11.03745 -0.07185CH4 0.00004 45.438 190.58 0.012 0.00175 0.00735 0.0000005TOTAL 1.00000 31.24750 406.56566 0.10436
C- 72
Umpan masuk reaktor pada kondisi :
T = 390C = 663 K
P = 30 atm
Tr = T/Tc = 663/406,5657= 1,6307
Pr = P/Pc = 30/31,2475 = 0,9601
= 0,10436
Dari Smith Van-Ness fig.3-11, hal 88 titik ( Pr, Tr ) berada diatas garis
maka menghitung Z menggunakan virial coefficient.
Pers. yang digunakan dari Smith V.N., 3rd ed, pers. 3-35 s/d 3-38, hal 87.
Z = 1 + BP/RT = 1 + BPc/RTc x Pr/Tr
Dimana : BPc/RTc = B0 + B’
B0 = 0,083 – (0,422/Tr1,6) = 0,083- ( 0,422 /1,63071,6) = -0,10997
B’ = 0,139 – (0.172/ Tr4,2 ) = 0,139 – (0.172/ 1,63074,2 ) = 0,1169
RTc
BPc-0,10997 + (0,10436) x 0,1169 = -0,09777
Z = 1 + (-0,.09777)( 0,9601/1,6307) = 0,9424
C. Menghitung density umpan ( )
ρ= TRZ
BMP
..
.
66305.829424,0
4803,6230
XX
X0.0366 gram/cm3
D. Laju volumetrik umpan (V)
Q = (Z.n.R.T) / P
Laju mol umpan = 4.896.738,5 mol/jam = 1360,2051 mol/det
C- 73
atm
KxKmolcmatmxmolxV
30
663)./.(057,32det)/(2051,13609424.0 3
= 908.181,795 cm3/det
E. Menghitung viskositas umpan ( )
umpan dalam fase gas dapat dihitung dari Bird pers. 1.3-2, hal 17
c = 7,70 ( BM )1/2 ( Pc )2/3 ( Tc )-1/6
Atau dari Bird fig. 1.3-1, hal 16 dengan memplotkan ( Tr,Pr ) maka
diperoleh harga (/c ).
Dari Bird pers. 1.4-11,13 pada hal 22-23 didapatkan persamaan-persamaan
sebagai berikut :
/ = 0,77 . Tc = 2,44. ( Pc
Tc)1/3 T/ = T/0,77 Tc
= 2,6693.10-5 ( M.T )1/2/ ( 2 )
Harga diperoleh dari tabel B-2 Bird hal 746.
Untuk viskositas gas camp (low density) dari Bird pers. 1.4-19, 20 hal 24
Persamaan Wilke :
).(
.
ijxj
iximix
dengan ij = 2
1
)8
1( ( 1 + Mi/Mj )-1/2 { 1 + ( i/j )1/2 ( Mj/Mi )1/4 }2
Komponen Xi BM Pc (atm) Tc (K) T/ Toluena 0,6443 92,1410 40.5527 591.79 1.6005 1.279Parxylene 0,0104 106,167 34.6509 616.26 1.5369 1,301Metaxylene 0,0094 106,167 34.947 617.05 1.5350 1,301Ortoxylene 0,0032 106,167 36.8517 630.37 1.5025 1,314H2 0,3327 2,0160 12.9583 33.18 28.5456 0.707CH4 0,00004 16,0430 45.438 190.58 4.9698 0.928
C- 74
Komponen Xi c i Xi. IToluena 0,6443 5.9626 0.000301 0.00014509 0.0000934813Paraxylene 0,0104 6.3690 0.000289 0.00000013 0.0000000014Metaxylene 0,0094 6.3537 0.000291 0.00000013 0.0000000013Ortoxylene 0,0032 6.2869 0.000300 0.00000014 0.0000000004H2 0,3327 3.3381 0.000034 0.00012387 0.0000412073CH4 0,00004 3.9350 0.000164 0.00019159 0.0000000074
I J Mi/Mj i/j ij Xj. ij Xi. ij
1 1.0000 1.0000 1.0000 0.64432 1.1522 0.0009 0.2564 0.0027
1 3 1.1522 0.0009 0.2565 0.00244 1.1522 0.0009 0.2565 0.0008 0.86405 0.0219 0.8538 0.6425 0.21376 0.1741 1.3205 0.9905 0.00001 0.8679 1081.2004 277.2448 178.63072 1.0000 1.0000 1.0000 0.0104
2 3 1.0000 1.0048 1.0024 0.00944 1.0000 1.0161 1.0081 0.0032 196.22675 0.0190 923.1149 52.8037 17.56536 0.1511 1427.7042 198.7428 0.00771 0.8679 1076.0031 275.9527 177.79822 1.0000 0.9952 0.9976 0.0104
3 3 1.0000 1.0000 1.0000 0.00944 1.0000 1.0113 1.0056 0.0032 195.31665 0.0190 918.6776 52.5705 17.48786 0.1511 1420.8413 197.8263 0.00761 0.8679 1064.0204 272.9735 175.87862 1.0000 0.9841 0.9920 0.0103
4 3 1.0000 0.9889 0.9944 0.00944 1.0000 1.0000 1.0000 0.0032 193.21795 0.0190 908.4469 52.0327 17.30896 0.1511 1405.0184 195.7129 0.00751 45.7049 1.1713 0.7525 0.48492 52.6622 0.0011 0.0572 0.0006
5 3 52.6622 0.0011 0.0572 0.00054 52.6622 0.0011 0.0573 0.0002 0.81895 1.0000 1.0000 1.0000 0.33276 7.9578 1.5466 1.1270 0.00001 5.7434 0.7573 0.7501 0.48332 6.6177 0.0007 0.1392 0.0015
6 3 6.6177 0.0007 0.1392 0.00134 6.6177 0.0007 0.1393 0.0004 0.72895 0.1257 0.6466 0.7287 0.24246 1.0000 1.0000 1.0000 0.0000
C- 75
Xi. i / Xi. . ij = 1. 0,000108199211
2. 0,000000000007
3. 0,000000000006
4. 0,000000000002
5. 0,000050321956
6. 0,000000010138
Diperoleh harga viskositas gas campuran umpan sebesar :
= 0,000158531320 gr/cm.det
F. Konduktvitas panas ( kg )
Untuk konduktvitas panas dapat dihitung dengan persamaan 8.3-15 Bird, hal
22-23 didapatkan persamaan-persamaan sebagai berikut :
/ = 0,77 . Tc = 2,44. ( Pc
Tc)1/3 T/ = T/0,77 Tc
= 2,6693.10-5 ( M.T )1/2/ 2
Harga diperoleh dari tabel B-2 Bird hal 746
Untuk kg gas camp. dapat dihitung dengan pers 8.3-13,17,18 Bird, hal 255, 258 :
kg = 1,9891 x 10-4 ( T/M )1/2/ 2 , kg mix = ijXj
kgiXi
...
dengan
ij = 2
1
)8
1( ( 1 + Mi/Mj )-1/2 { 1 + ( i/j )1/2 ( Mj/Mi )1/4 }2
Komponen Xi T/ = kgi kgi.Xi kg mix
Toluena 0,6443 5.9626 1.6005 1.279 0.000011734 0.00000756016 0.0000087504503Paraxylene 0,0104 6.3690 1.5369 1,301 0.000000009 0.00000000010 0.0000000000005Metaxylene 0,0094
6.3537 1.5350 1,301 0.000000009 0.00000000009 0.0000000000005Ortoxylene 0,0032 6.2869 1.5025 1,314 0.000000010 0.00000000003 0.0000000000002H2 0,3327 3.3381 28.5456 0.707 0.000457878 0.00015231498 0.0001860056840CH4 0,00004
3.9350 4.9698 0.928 0.000088989 0.00000000343 0.0000000047087
C- 76
Diperoleh harga kg mix umpan sebesar = 1,94761.10-4 cal/cm..det. K
= 8,1447. 10-4 joule/cm.det.K
G. Menghitung kecepatan linier umpan
Agar reaksi dapat berlangsung , maka aliran gas di dalam tube harus
turbulen dengan NRe > 2100.
Diambil NRe = 45000
V = Dp
Nre. /p
Dimana :
Dp = Diameter partikel katalis ( cm ) = 0.2 cm
p = 1.79 gr/cc
V = (45000 x 0,00015853132) / (0,2 x 1,79) = 19,927121 cm/det
H. Menghitung mass velocity ( G )
Dari Hill pers, 13.2.8, hal .560 digunakan untuk menghitung mass velocity
G = ( Nre x )/ Dt = (45000 x 0,00015853132)/5,2502
= 1,3587881 gr/cm2.det
C- 77
4. Menghitung jumlah dan susunan tube
a. Menghitung luas penampang semua tube dalam reaktor ( At )
At = Fm / G
dimana :
Fm = mass velocity ( gram/ detik )
Fm = n x BM
= 4.896.738,5 x 62,4803 = 305949460 gr / jam
= 84985.961 gr / det
At = 84985,961 /1,3588 = 62545,411 cm2
b. Menghitung jumlah tube ( Nt )
Nt = At / at = 62545,411 / 21,6129 = 2893,8926 = 2894 tube
c. Menentukan susunan tube
Direncanakan tube disusun dengan pola triangular pitch.
Pt = 1,25 x ODt
= 1,25 x 2,38 = 2,975 in
C’ = 2,975 - 2,38 = 0,5950 in
C- 78
Free area = ( 0,5.2,975.2,975.sin 600 ) – ( 0,5x(3,14/4 )x 2,382 )
( D.Q Kern, 1983 Hal 138-139)
Diameter dalam shell dicari dengan persamaan dari Ludwig Vol. III, hal.25.
Nt = 2
2
)(233,1
)]8,069,0)(080,1([]9,0)080,1[(4/14.3
PT
nIDsPTIDs
Dimana :
Nt = jumlah tube = 2894
IDs = diameter dalam shell, in
Pt = pitch tube, in
N = tube pass = 1
4. Menentukan diameter shell dan tube
a. Menghitung diameter dalam shell
Asumsi : y = IDs – 1,080
Dengan memasukkan nilai yang diketahui maka persamaan diatas menjaadi
0,785 y2 + 0,32725 y - 31582,4094 = 0
untuk mencari persamaan tersebut digunakan rumus :
y 1,2 = a
acbb
2
42_
maka didapat :
y = 200,3717 inch
IDs = 201,4517 inch
C- 79
b. Menghitung koefisien perpindahan panas overall ( Ud )
Dp = 0,2 cm = 0,006567 ft
IDt = 2,067 inch = 0,17225 ft
ODt = 2,38 inch = 0,19833 ft
Gg = 1.358788123 gr/cm2.det = 10018,8649 lb/ft2.jam
g = 1,58531 x 10-4 gr/cm.det = 0,0384 lb/ft.jam
kg = 1.94761 x 10-4 cal/cm.det.K = 0,1526 Btu/ft.jam.F
♣ Pada bagian tube :
Koefisien perpindahan panas pada bed ( tube ) dihitung menurut Froment and
Bischoff hal. 749
hi = IDt
kg5,3(Dp x Gg/g). IDt
DP
e6,4
hi = 172225,0
1526,05,3 x(0,006567 x 10018,8649 /0,0384). 17225,0
006567,06,4
e
hi = 477,6132 Btu/ (jam).(ft2).(F/ft)
hio =
ODt
IDthix
hio =
19833,0
17225,06132,477 x
= 414,8011 Btu/ (jam).(ft2).(F/ft)
C- 80
♣ Pada bagian shell :
Sebagai pendingin yang mengalir di dalam shell dipakai Dow Therm A dengan
data sebagai berikut :
Cp = 0,526 Btu/lb0F
k = 0,076 Btu/ft.jam
s = 0,726 lb/ft.jam
s = 38 lb/ft3
Menghitung bilangan Reynold di shell ( Res )
Gs = mass velocity dalam shell, lb/ft2.jam
= Ws/as
Ws = laju alir pendingin = 1.302.908,763 kg/jam = 2872392,6589 lb/jam
IDs= diameter dalam shell = 201,4517 inch
B = Baffle spacing, direncanakan
= 54,4934 inch
as = flow area pada shell, ft2
= PT
BCIDs
.144
'..= 15,2469 ft2
Gs = 2872392,6589 /15,2469 = 188391,5686 lb/ft2.jam
De = diameter ekivalen
=
t
t
ODxx
ODxPtxPtxx
14.32/1
4/14.32/186,02/14 2
=
19833,014,32/1
4/19833,014,32/1975,286,0975,22/14 2
xx
xxxxx
De = 48,6902 inch = 4,0559 ft
C- 81
Res= 726,0
.DeGs
= 726,0
0559,45686,188391 x= 998474
Dari Kern, fig. 28, hal 838 didapat JH = 700
ho = JH ( k/De ) ( Cp s/s )1/3
= 3/1
726,0
526,0
1412,0
076,0700
= 11,7808 Btu/(jam).(ft2).(F/ft)
c. Clean overall coefficient ( Uc )
Uc = hohio
hoxhio
=
7808,118011,414
7808,118011,414
x
= 11,4555 Btu/(jam).(ft2).(F/ft)
Dari Kern tabel 12, hal. 845, didapat :
Rd shell = 0,001
Rd = Rd shell + Rd tube
= 0,001 + 0,0005
= 0,0015
UD =
UcRd
11
=
4555,11
10015,0
1
= 11,2619 Btu/(jam).(ft2).(F/ft)
C- 82
6. Menghitung panjang tube
Panjang tube dapat diselesaikan dengan persamaan – persamaan profil berikut :
Profil konversi sepanjang reaktor
Profil temperatur sepanjang reaktor
Profil temperatur pendingin sepanjang reaktor
Profil pressure drop sepanjang reaktor
Perhitungan profil masing – masing persamaan sebagai berikut :
Menentukan persamaan profil konversi terhadap panjang reaktor
Profil aliran gas dalam tube :
Z = 0 Z = L
FAXA
FA +XA + OD
Neraca massa pada elemen volume V :
Input = Output - reaksi + ACC
Pada keadaan steady akumulasi = 0
Maka :
FAZ = FAZ+Z - ( -ra ) B. Nt.V. ( 1 - )
FAZ = FAZ+Z - ( -ra ) B. Nt.V. ( 1 - )
Z
FAZ - FAZ+Z = - ( -ra ) B. Nt./4.(ID )2 ( 1 - )
Z
C- 83
lim Z FAZ - FAZ+Z = - ( -ra ) B. Nt./4.(ID )2 ( 1 - )
Z
dZ
dFA= - ( -ra ) B. Nt./4.(ID )2 ( 1 - )
dimana :
FA = FA0 ( 1 – XA )
dX
dFA = FA0 d( 1 – XA )
dFA = -FA0 . dX
X = ( Xi )
Maka :
dZ
dXFA .0= - ( -ra ) B. Nt./4.(ID )2 ( 1 - )
dZ
dX = - ( -ra ) B. Nt./4.(ID )2 ( 1 - )/ FA0
keterangan :
FA0 = laju reaktan toluena masuk reaktor, kmol/jam
T = Temperatur, K
Nt = jumlah tube
ID = diameter dalam, cm
B = densitas katalis, gram / cm3
= porositas katalis dalam bed = 0,365
Z = panjang tube dihitung dari atas , cm
( -ra )= kecepatan reaksi
C- 84
Menentukan persamaan profil temperatur terhadap panjang tube
Z = 0 Z = L
FAHI
FA +HI + ODID
Neraca panas dalam elemen volume ( dV )
Input = Output - reaksi + acc
Pada keadaan steady acc = 0
HiZ = [(HiZ+Z + Ud..OD.Z.( T – Ts))] – [((-HR)(FAZ – FAZ+Z)]
HiZ - HiZ+Z = Ud..OD.Z.( T – Ts) - [((-HR)(FAZ – FAZ+Z)]
Z
HiZ - HiZ+Z = Ud..OD( T – Ts) - [((-HR)(FAZ – FAZ+Z)]
Z Z
lim Z HiZ = Ud..OD( T – Ts) - (-HR)dZ
dFA
Z 0 Z
Dimana :
FA = FAo( 1 – XA )
dXA
dFA= Fao
dT
Hi=
dZ
dT
dT
Hi ,
dT
Hi= Fi.Cpi
C- 85
maka
dZ
dTCpiFi .).(UD..OD.( T-Ts ) – ( -HR )
dZ
dXAFAo.
).(
.).().(..
CpiFidZ
dXAFAoHTsTODUd
dZ
dT R
untuk semua tube :
).(
.).().(..
CpiFidZ
dXAFAoHTsTODUd
dZ
dT R
Menentukan persamaan temperatur pendingin sepanjang reaktor
Neraca panas pendingin sekitar elemen volume ( dV ) :
Input = output + acc
Pada keadaan steady acc = 0
Maka :
Ws . HsZ – Ws.HsZ+Z = Ud..D.Z.Nt.( T – Ts)
Ws . HsZ – Ws.HsZ+Z = Ud..D.Z.Nt.( T – Ts)
Z
Ws . HsZ – Ws.HsZ+Z = Ud..D.Nt.( T – Ts) Z
lim Z Ws. dZ
dHsUd..D.Nt.( T – Ts)
Z 0
Dimana :
dZ
dTs
dTs
dHs
dZ
dHs dan
dTs
dHsCps
sehingga :
C- 86
Ws . Cps . dZ
dTs= Ud.. D. .Nt. (T-Ts)
dZ
dTs=
CpsWs
TsTNtDUd
.
).(...
Keterangan :
Ws = laju alir pendingin, gram/detik
Cps = kapasitas panas pendingin, kkal/gram.K
Menentukan persamaan profil perbedaan tekanan sepanjang tube
Untuk pressure drop persamaan yang digunakan adalah persamaan Ergun (
sumber : Wallas, pers. 8-27,hal.194 )
150dZ
dP(1-)2/3 .u/(Dp)2 + 1,75>(1-).G.u/(3).Dp
atau
dZ
dP(G/.g.Dp)(1-)/(3)[150(1-)/Dp + 1,75G]
Menentukan persamaan kecepatan reaksi kimia ( -ra )
a. Laju alir feed proses
Sebelum reaksi :
Toluena = Fao
Paraxylene = 0,01618 Fao
Metaxylene= 0,01461
Ortoxylene = 0,004906 FAo
H2 = 0,516296 FAo
CH4 = 0,0000598 FAo
C- 87
Setelah reaksi :
Toluena = FA = Fao ( 1- XA )
Benzena = FB = 0,488.XA.FAo
Paraxylene = FC = ( 0,01618 + 0,485.XA ) FAo
Metaxylene= FD = ( 0,01461 + 0,022.XA ) FAo
Ortoxylene = FE = ( 0,004906 + 0,005.XA ) FAo
H2 = FF = 0,516296 FAo
CH4 = FG = 0,0000598 FAo
b. Menentukan ( Fi.Cpi )
( Fi.Cpi ) = Fao ( 1- XA )CpA + 0,488.XA.FAo.CpB + ( 0,01618 +
0,485.XA ) FaoCpC + ( 0,01461 + 0,022.XA ) FaoCpD + ( 0,004906 +
0,005.XA ) FaoCpE + 0,516296 FAo.CpF + 0,0000598 FAo.CpG
c. Menentukan kecapatan reaksi ( -ra )
Persamaan kecepatan reaksi :
-ra =
T
XBT
T
XBT
KP
PPKKP
PPPk
1
1
dalam hubungan ini :
PT, PB, PX = Tekanan parsiil toluene, benzene dan xylene
k1 = 0,447 exp
T
6238
KT = 0,47 exp
T
4924
C- 88
Menghitung tekanan parsial
Basis 1 mol toluene
H2 / toluene = 0,5 : 1
H2 = 0,5 mol
Tekanan total = 30 atm
2 T B + X
1 – X ½ X ½ X
Jumlah mol = ( 1 – X ) + ½ X + ½ X + 0,5
= 1,5
PT = )1(20)30(5,1
1X
X
PB = XX
10)30(5,1
.2/1
PX = XX
10)30(5,1
.2/1
Dengan memasukan harga – harga tersebut, maka persamaan – persamaan
diatas menjadi :
-ra =
)1(
51
)1(
5)2020({
2
2
XK
XKXK
XXk
T
Menghitung harga K pada suhu T
2 T B + X
dengan menggunakan data yang diperoleh dari Yaw’s, 1952, didapat :
C- 89
Gf = Gproduk - Greaktan
= (GB - GX ) – 2 (GT )
= ( 81,512 + 0,15282T + 3,6522E-5.T2 ) + (17,95 + 0,33952T + 4,23E-
5.T2 ) – 2 (47,813 + 0,2383T + 3,1916E-5.T2 )
Gf = 3,836 + 0,01574T + 1,499E-5.T2
Harga pada suhu T dapat didekati dengan persamaan :
G = - RT ln K
sehingga :
ln K = 3,836 + 0,01574T + 1,499E-5.T2/-RT
d. Menghitung panjang tube
Persamaan differensial yang didapat adalah :
F1 = dZ
dX = - ( -ra ) B. Nt./4.(ID )2 ( 1 - )/ FA0
F2 = ).(
.).().(..
CpiFidZ
dXAFAoHTsTODUd
dZ
dT R
F3 = 150dZ
dP(1-)2/3 .u/(Dp)2 + 1,75>(1-).G.u/(3).Dp
F4 = dZ
dTs=
CpsWs
TsTNtDUd
.
).(...
C- 90
Keempat persamaan di atas dapat diselesaikan secara simultan dengan
menggunakan metode Rungge – Kutta dengan kenaikan X, maka kenaiakn
z dan y dapat dihitung dengan persamaan :
dx
dyf1 ( x,y,z)
dx
dzf2 ( x,y,z)
k1 = f1 ( xo,yo,zo) x
k1 = f2 ( xo,yo,zo) x
k2 = f1 ( xo + 2
x,yo +
21k
,zo + 21k
) x
k2 = f2 ( xo + 2
x,yo +
21k
,zo + 21k
) x
k3 = f1 ( xo + 2
x,yo +
22k
,zo + 22k
) x
k3 = f2 ( xo + 2
x,yo +
22k
,zo + 22k
) x
k4 = f1 ( xo + x,yo + k3,zo + k3) x
k4 = f2 ( xo + x,yo + k3,zo + k3) x
y = ( k1 + 2K2 + 2k3 + k4 ) / 6
z = ( k1 + 2K2 + 2k3 + k4 ) / 6
x1 = x + xo
Dan seterusnya sampai harga x, atau y, atau z mencapai harga yang
diinginkan. ( Harold S. Mickley, 1957 )
C- 91
Metode yang sama dilakukan pada keempat persamaan differensial diatas
sehingga didapat :
X = konversi sepanjang tube = 0,31
T = Temperatur sepanjang tube
Ts = Temperatur pendingin sepanjang tube
P = Tekanan sepanjang tube
Persamaan k1 untuk masing – masing persamaan
Xk1 = f1 ( xo, Po, Tso, Zo ) Z
Tk1 = f2 ( xo, Po, Tso, Zo ) Z
Tsk1 = f3 ( xo, Po, Tso, Zo ) Z
Pk1 = f4 ( xo, Po, Tso, Zo ) Z
Persamaan k2 untuk masing – masing persamaan
Xk2 = f1 ( Zo + 2
Z, xo +
21xk
, Po + 2
1Pk, Tso +
21Tsok
) Z
Tk2 = f2 ( Zo + 2
Z, xo +
21xk
, Po + 2
1Pk, Tso +
21Tsok
) Z
Tsk2 = f3 ( Zo + 2
Z, xo +
21xk
, Po + 2
1Pk, Tso +
21Tsok
) Z
Pk2 = f4 ( Zo + 2
Z, xo +
21xk
, Po + 2
1Pk, Tso +
21Tsok
) Z
C- 92
Persamaan k3 untuk masing – masing persamaan
Xk3 = f1 ( Zo + 2
Z, xo +
22xk
, Po + 2
2Pk, Tso +
22Tsok
) Z
Tk3 = f2 ( Zo + 2
Z, xo +
22xk
, Po + 2
2Pk, Tso +
22Tsok
) Z
Tsk3 = f3 ( Zo + 2
Z, xo +
22xk
, Po + 2
2Pk, Tso +
22Tsok
) Z
Pk3 = f4 ( Zo + 2
Z, xo +
22xk
, Po + 2
2Pk, Tso +
22Tsok
) Z
Persamaan k4 untuk masing – masing persamaan
Xk4 = f1 ( Zo + Z, xo + xk3 , Po + xk3, Tso + Tsk3 ) Z
Tk4 = f2 ( Zo + Z, xo + xk3 , Po + xk3, Tso + Tsk3 ) Z
Tsk4 = f3 ( Zo + Z, xo + xk3 , Po + xk3, Tso + Tsk3 ) Z
Pk4 = f4 ( Zo + Z, xo + xk3 , Po + xk3, Tso + Tsk3 ) Z
Maka x, T, TS, dan P
x = ( xk1 + 2xk2 + 2xk3 + xk4 ) / 6
T = ( Tk1 + 2Tk2 + 2Tk3 + Tk4 ) / 6
Ts = ( Tsk1 + 2Tsk2 + 2Tsk3 + Tsk4 ) / 6
P = ( Pk1 + 2Pk2 + 2Pk3 + Pk4 ) / 6
C- 93
Maka x1, T1, Ts1, dan P1
x1 = xo + x
T1 = To + T
Ts1 = Tso + Ts
P1 = Po + P
Nilai dari xk1, Tk1, Tsk1 dan Pk1 didapat dari penyelesaian semua
persamaan di atas dengan xa = 0 dan z = 0, kemudian nilai dari xk1, Tk1,
Tsk1 dan Pk1 dapat digunakan untuk menghitung xk2, Tk2, Tsk2 dan Pk2,
kemudian nilai yang dihasilkan dari xk3, Tk3, Tsk3 dan Pk3 digunakan untuk
mendapatkan xk4, Tk4, Tsk4 dan Pk4, sampai didapat x,
T, Ts, dan P.
Untuk perhitungan persamaan – persamaan tersebut di atas digunakan
Q -Basic dengan program sebagai berikut :
DECLARE FUNCTION DPDZ! (XA!, Z!, P!, t!)DECLARE FUNCTION DZDZ! (XA!, Z!, P!, t!)DECLARE FUNCTION SIGMA! (F!(), A!(), B!(), C!(), D!(), E!(), t!)DECLARE FUNCTION DTSDZ! (t!, ts!)DECLARE FUNCTION DTDZ! (XA!, Z!, P!, t, ts)DECLARE SUB RUNGKUT (XA0!, Z!, t!, ts)DECLARE FUNCTION DXDZ! (XA!, Z!, P!, t!)
CLSXA0 = 0Z0 = 0ZN = 680T0 = 673INPUT "INTERVAL"; NKOMP = 7rho = 608.38phi = 3.14por = .365id = .0525
C- 94
nt = 2894FA0 = 4896.7385PT = 30R = 8.314OD = .06UD = 11.2619ts0 = 303WS = 22872392.6589#CPS = 2.2D = .002
DIM A(KOMP), B(KOMP), C(KOMP), D(KOMP), E(KOMP), F(KOMP), CP(KOMP)
FOR I = 1 TO KOMPREAD F(I), A(I), B(I), C(I), D(I), E(I)NEXT ICALL RUNGKUT(XA0, Z, t, ts)
DATA 3.155006E6,-2.4097E1,5.2187E-1,-2.9827E-4,6.122E-8,1.2576E-12DATA 0,-3.1368,4.746E-1,-3.1137E-4,8.5237E-8,-5.0524E-12DATA 5.10583E4,-1.7360E1,5.647E-1,-2.6293E-4,1.1217E-8,1.6544E-11DATA 4.60978E4,-1.6725E1,5.6424E-1,-2.6465E-4,1.3381E-8,1.5869E-11DATA 1.548E4,0.182E0,5.1344E-1,-2.0212E-4,-2.1615E-8,2.3212E-11DATA 1.6289E6,2.5399E1,2.0178E-2,-3.8549E-5,3.188E-8,-8.7585E-12DATA 0.1889E3,3.4942E1,-3.9957E-2,1.9184E-4,-1.5303E-7,3.9321E-11
�FUNCTION DTDZ (XA, Z, p, t, ts) SHARED UD, OD, rho, phi, por, id, nt, PT, R, KOMP, FA0 _SHARED F(), A(), B(), C(), D(), E(), GRAD f1 = ((-24.097 * t) + .52187 * t ^ 2 + (-2.9827E-04 * t ^ 3) + 6.122E-08 * t ^ 4 + 1.2576E-12 * t ^ 5) * 3155006 * (1 - X)f2 = 0 _f3 = ((-17.36 * t) + .5647 * t ^ 2 + (-2.6293E-04 * t ^ 3) + 1.1217E-08 * t t ^ 4 + 1.6544E-11 * t ^ 5) * 51058.3 * (.01618 + .485 * X)f4 = ((-16.725 * t) + .56424 * t ^ 2 + (-2.6465E-04 * t ^ 3) + 1.3381E-08 * t^ 4 + 1.5869E-11 * t ^ 5) * 46097.8 * (.01461 + .022 * X)f5 = (.182 * t + .51344 * t ^ 2 + (-2.0212E-04 * t ^ 3) + (-2.1615E-08 * t ^ 4) + 2.3212E-11 * t ^ 5) * 15480! * (.004906 + .005 * Xf6 = (25.399 * t + .020178 * t ^ 2 + (-3.8549E-05 * t ^ 3) + 3.188E-08 * t ^ 4+ (-8.7585E-12 * t ^ 5)) * 1628900f7 = (34.942 * t + (-.039957 * t ^ 2) + 1.9184E-04 * t ^ 3 + (-1.5303E-07 * t ^ 4) + 3.9321E-11 * t ^ 5) * 188.9
C- 95
F = f1 + f2 + f3 + f4 + f5 + f6 + f7 _DTDZ = (UD * phi * OD * nt * (t - ts) + (86023248.16159999# * FA0 * GRAD)) / F_ END FUNCTION
FUNCTION DTSDZ (t, ts)SHARED UD, phi, D, nt, WS, CPSDTSDZ = (UD * phi * D * nt * (t - ts)) / (WS * CPS)
END FUNCTIONFUNCTION DXDZ (XA, Z, P, t)SHARED rho, phi, por, id, nt, FA0, PT, Rm =0.447 * EXP(-6238 / t)s = 20 - 20 * XAg = 5 * XA ^ 2 / (1 - XA)l = .47 * EXP(4924 / t)k = EXP(3.836 + .01574 * t + 3.1916E-05 * t ^ 2 / (-R * E - 3 * t))dxdzi = (m * (s - g / k) / (1 + (l * g / k))) * rho * nt * phi / 4 * id ^ 2 * (1 -por) / FA0DXDZ = dxdzi
END FUNCTION
SUB RUNGKUT (XA0, Z, t, ts)SHARED rho, phi, por, id, nt, FA0, PT, R, Z0, ZN, N, GRAD, ts0SHARED DELZ, DXA, KOMP, F(), A(), B(), C(), D(), E(), T0, UDOD = .06ZN = 680Z0 = 0
DELZ = (ZN - Z0) / N
FOR I = 0 TO NXA = XA0: Z = Z0: t = T0: ts = ts0AK1 = DXDZ(XA, Z, P, t) * DELZBK1 = DTDZ(XA, Z, P, t, ts) * DELZCK1 = DTSDZ(t, ts) * DELZ
Z = Z0 + DELZ / 2: XA = XA0 + AK1 / 2: t = T0 + BK1 / 2: ts = ts0 + CK1 / 2AK2 = DXDZ(XA, Z, P, t) * DELZBK2 = DTDZ(XA, Z, P, t, ts) * DELZCK2 = DTSDZ(t, ts) * DELZ
C- 96
Z = Z0 + DELZ / 2: XA = XA0 + AK2 / 2: t = T0 + BK2 / 2: ts = ts0 + CK2 / 2AK3 = DXDZ(XA, Z, P, t) * DELZBK3 = DTDZ(XA, Z, P, t, ts) * DELZCK3 = DTSDZ(t, ts) * DELZ
Z = Z0 + DELZ / 2: XA = XA0 + AK3 / 2: t = T0 + BK3 / 2: ts = ts0 + CK3 / 2AK4 = DXDZ(XA, Z, P, t) * DELZBK4 = DTDZ(XA, Z, P, t, ts) * DELZCK4 = DTSDZ(t, ts) * DELZ
PRINT USING "#####.#"; Z0; T0; ts0;PRINT USING "##.#####"; XA0
DXA = (AK1 + 2 * AK2 + 2 * AK3 + AK4) / 6DT = (BK1 + 2 * BK2 + 2 * BK3 + BK4) / 6DTS = (CK1 + 2 * CK2 + 2 * CK3 + CK4) / 6GRAD = DXA / DELZZ0 = Z0 + DELZ: XA0 = XA0 + DXA: T0 = T0 + DT: ts0 = ts0 + DTS
NEXT I
PRINT Z
END SUB
FUNCTION SIGMA (F(), A(), B(), C(), D(), E(), t)SHARED KOMPSIGMA = (F(1) * (A(1) + B(1) * t + C(1) * t ^ 2 + D(1) * t ^ 3 + E(1) * t ^ 4) ) + (F(2) * (A(2) + B(2) * t + C(2) * t ^ 2 + D(2) * t ^ 3 + E(2) * t ^ 3)) + (F(3) * (A(3) + B(3) * t + C(3) * t ^ 2 + D(3) * t ^ 3 + E(3) * t ^ 4)) + (F(4) * (A(4) + B(4) * t + C(4) * t ^ 2 + D(4) * t ^ 3 + E(4) * t ^ 4)) +(F(5) * (A(5) + B(5) * t + C(5) * t ^ 2 + D(5) * t ^ 3 + E(5) * t ^ 4)) + (F(6) * (A(6) + B(6) * t + C(6) * t ^ 2 + D(6) * t ^ 3 + E(6) * t ^ 4)) +(F(7) * (A(7) + B(7) * t + C(7) * t ^ 2 + D(7) * t ^ 3 + E(7) * t ^ 4))
END FUNCTION
C- 97
Panjang tube yang dihasilkan dari perhitungan diatas dengan increment
Z = 640 cm dapat dilihat dibawah ini :
Z T Ts XA
0.0000 673.0000 543.0000 0.00000
68.0000 673.0011 570.8801 0.03639
136.0000 673.0225 592.7831 0.07146
204.0000 673.0430 609.9933 0.10527
272.0000 673.0626 623.5168 0.13785
340.0000 673.0814 634.1442 0.16926
408.0000 673.0994 642.4964 0.19952
476.0000 673.1168 649.0612 0.22869
544.0000 673.1334 654.2217 0.25681
612.0000 673.1495 658.2790 0.28390
680.0000 673.1649 661.4695 0.31001
Dari perhitungan didapat:
Panjang tube = 714 cm
Suhu keluar reaktor = 673.1649 K
C- 98
7. Menghitung berat katalis
Persamaan kinetika untuk reaktor fixed bed multi tube , yang didapat dari dari
neraca massa sebagai berikut :
ra
dXA
FAo
dw
dW = B . Nt . /4 . ( IDt )2 . ( 1- ) dz
dW = B . Nt . /4 . ( IDt )2 . ( 1- ) dz
W = B . Nt . /4 . ( IDt )2 . ( 1- ) z
= 1,79 gr/ccx 2894 x /4 x ( 5,25018 cm2 )x (1 – 0,365) x 714 cm
= 9.679.821,411 gram
= 9.679,821411 kg
Menghitung volume bed katalis
Vbed = 33 244,1525,813.243.15)365,01(79,1
411,821.679.9
)1(mcm
W
B
katalis
Menghitung volume katalis
Vkatalis = 33 4078,5459,721.407.579,1
411,821.679.9mcm
W
B
katalis
Menghitung waktu tinggal
Waktu tinggal ( ) = Vt/Vg
= 785,181.908
714411,545.62 x
= 49,1723 detik
C- 99
8. Menghitung tinggi reaktor
Menghitung tebal shell
Direncanakan shell terbuat dari Low – alloy Steels SA.302 Grade B (
Brownell, tabel 13-2 ) dengan spesifikasi sebagai berikut :
Tekanan yang diijinkan ( f ) = 20.000
Eff pengelasan ( E ) = 0,8 ( double wetted join )
Faktor korosi = 0,125
IDs = 201,4517 inch
ri = IDs/2
= 100,72585 inch
Tekanan opersai = 30 atm
Faktor keamanan = 10 %
Tekanan rancangan = 110 % x P
= 1,1 x 30 atm
= 33 atm = 440,8785 psia
Dari Brownell halaman 254 untuk mencari tebal shell digunakan persamaan :
CPEf
riPts
.6,0.
.
125,0)8785,440*6,0()8,0*000.20(
72585,100*8785,440
ts
inchts 947,2
digunakan tebal shell standart 3 inch
C- 100
Menghitung tebal head ( th )
Direncanakan bentuk head adalah eliptical dished head dengan bahan sama
dengan bahan shell. Persamaan yang digunakan untuk menghitung tebal head
dari Brwnell halaman :
CPEf
dPth
.2,0.2
.
125,0)8785,440*2,0()8,0*000.20*2(
4517,201*8785,440
th
inchts 908,2
Digunakan tebal shell standart 3 inch
Menghitung tinggi head
IDs = 201,4517 inch
ODs = IDs + 2 ts
= 201,4517 + ( 2 x 3 )
= 207,4517 inch
Untuk perancangan digunakan OD shell standart 216 inch
Dari tabel 5.7 Brownell hal . 91 untuk :
ODs = 216 inch
ts = 3 inch
Diperoleh :
icr = 13
r = 170
C- 101
Direncanakan head dipasang dengan flane dan dish, maka persamaan yang
berlaku dari Brownell hal 87 :
a = IDs/2 = 201,4517/2 = 100,72585 inch
AB = a - icr = 100,72585 - 13 = 87,72585 inch
BC = r - icr = 170 - 13 = 157 inch
AC = ( BC2 - AB2 )1/2 = ( 1572 - 87,725852 )1/2 = 130,2044 inch
b = r - AC = 170 - 130,2044 = 39,7956 inch
Dari tabel 5.6 Brownell hal. 88 dengan th = 3 inch didapat sf = 1,5 – 4,5 inch,
untuk perancangan digunakan sf = 4,5 inch, maka tinggi head adalah :
Hh = th + b + sf
= 3 + 39,79565 + 4,5 = 47,2956 inch = 3,9413 ft
Menghitung tinggi reaktor ( HR )
Tinggi = panjang tube + 2 tinggi head
HR = z + ( 2 x Hh )
= 23,4252 + ( 2 x 3,9413 )
= 31,3078 ft
C- 102
9 . Menghitung volume reaktor
Volume reaktor ( Vr ) adalah volume vessel reaktor ditambah dengan volume
kedua head. Volume reaktor dapat dihitung dengan persamaan ;
Vr = Vvess + 2.Vh
= [ /4.(Dis2.Z) + 2.(0,000049.Dis3 )]
= [ /4.((201,4517x2,54)2x714) + 2.(0,000049x(201,4517x2.54)3 ]
= 146.762.813,4 cm3 = 146,763 m3
10. Menghitung pressure drop shell dan tube
Menghitung penurunan tekanan dalam shell
Pendingin yang digunakan adalah Dow Term dengan data sebagai berikut :
P = 30 atm
T = 30 0 C
Cp = 0,526 BTU/lb0F
= 0,726 BTU/ft.jam
= 1,79 gr/cm3
Dari perhitungan di awal didapat :
Dis = 201,4517 inch = 16,78764 ft
Res = 998.474
Gs = 188.391,5686 lb/j.ft2
De = 48,6902 inch = 4,0559 ft
Dari fig.29 Kern diperoleh f = 0,0014
s = /w = 1
C- 103
( N + L ) = 12 L/B
S = Spesifik gravity dibanding air
L = panjang tube = 714 cm = 23,4252 ft
B = diameter shell ( ft )= 4,5 ft
Ps = sSDe
LNDisGsf
...10.22,5
)()..(.10
2
= 73,0.1.0559,4.10.22,5
)5,4
452,23().78764,16.()5686,391.188(0014,0
10
2
= 0,0028127464 psi
= 1,914.10-4 atm
Menghitung pressure drop dalam tube
Gt= Wt/at
= 22
.sec/783,236003257,67
/6,674505ftlb
ftx
jlb
at= Nt * a’t * / 144 * n
= 2894 x 3,35 inch / 144 x 1
= 67,3257 ft2
Pt = 2
]75,1)1(150[()1(
xDpxxg
xLxGtDp
xxxxGt
cg
C- 104
Dalam hubungan ini :
L = Panjang tube = 23,4252 ft
= viskositas gas = 1,0653.10-5 lb/ft.dt
g= density gas = 2,285 lb/ft3
Gt= kecepatan massa reaktan = 3,31 lb/dt.ft2
gc = percepatan gravitasi = 32,17 lb.ft/lbf.dt2
Dp= diameter partikel = 0,0656168 ft
= porositas = 0,365
Pt = 2
]75,1)1(150[()1(
xDpxxg
xLxGtDp
xxxxGt
cg
= 445,011 lb/ft2
= 0,2103 atm
C- 105
RESUME
Kode : R – 01
Fungsi : Tempat berlangsungnya reaksi disproporsionasi toluena
menghasilkan parxylene dengan katalis ZSM – 5
Tujuan : Menentukan spesifikasi reaktor yang digunakan
Jenis : Reaktor Fixed bed Multi tube pendingin Dow Term A
Kondisi : Non Isotermal – Non Adiabatis
Temperatur : 390 – 400 C
Tekanan : 30 atm
Spesifikasi :
- Jumlah tube = 2.894 buah
- Tinggi reaktor = 31,3078 ft = 9,542617 m
- Volume reaktor = 146,763 m3
Tube side
Bahan kontruksi = Low – alloy stell SA – 302 Grade B
- Dnom = 2 inch
- Sch = 40
- Pitch = 2,975 inch
- Dit = 2,067 inch
- Dot = 2,38 inch
Jumlah Tube = 2.894 buah
Panjang tube = 714 cm
Waktu tinggal = 49,1723 detik
Berat katalis = 9.679,821411 kg
BAB V Manajemen Perusahaan
Pra Rancangan Pabrik Paraxylene Proses Disproporsionasi Tolune
103
.BAB V
MANAJEMEN PERUSAHAAN
Manajemen, bentuk dan struktur perusahaan merupakan prioritas pertama
dalam pendirian suatu perusahaan. Arah yang benar untuk tercapainya tujuan
perusahaan sangat tergantung pada manajemen, bentuk, dan struktur perusahaan.
Ketiga unsur tersebut tidak dapat dipisahkan dalam mencapai tujuan perusahaan.
5.1 BENTUK PERUSAHAAN
Bentuk perusahaan : Perseroan Terbatas ( PT )
Lapangan usaha : Industri Paraxylene
Lokasi perusahaan : Cilegon, Banten
Pemilihan bentuk perusahaan Perseroan Terbatas ( PT ) didasarkan pada beberapa
pertimbangan, yaitu :
1. Suatu Perseroan Terbatas dapat memperoleh modal dari hasil penjualan saham
kepada masyarakat yang mempunyai modal dan minat terhadap industri ini.
2. Tanggung jawab pemegang saham terbatas, sehingga kelancaran produksi
tetap dipegang oleh pimpinan perusahaan.
3. Pemilik dan pengurus perusahaan terpisah satu sama lain Pemilik perusahaan
tidak termasuk ke dalam pengurus perusahaan yaitu para pemegang saham,
sedangkan pengurus perusahaan adalah Dewan Direksi beserta para staf yang
diawasi oleh Dewan Komisaris.
BAB V Manajemen Perusahaan
Pra Rancangan Pabrik Paraxylene Proses Disproporsionasi Tolune
104
4. Kelangsungan hidup perusahaan lebih terjamin, karena tidak terpengaruh oleh
berhentinya pemegang saham, direksi dan staffnya, serta karyawan
perusahaan.
5. Efisiensi dari manajemen
Para pemegang saham duduk dalam Dewan Komisaris ini mempunyai
wewenang dalam memilih Dewan Direksi diantaranya Direktur Utama yang
cakap dan berpengalaman.
Untuk mendirikan perusahaan perlu adanya akte notaris yang memuat,
antara lain : nama perusahaan, modal perusahaan, jenis lapangan usaha dan
sebagainya.
Ciri – ciri Perseroan Terbatas ( PT ), yaitu :
1. Hukum didirikan dengan akta dari notaris berdasarkan Kitab
Undang-Undang Hukum Dagang.
2. Besarnya modal ditentukan dalam akta pendirian dan terdiri dari
saham-saham.
3. Pemilik perusahaan adalah pemegang saham.
4. Perusahaan dipimpin oleh Dewan Direksi, yang dipilih oleh para pemegang
saham.
5. Pembinaan personaliasepenuhnya diserahkan kepada Dewan Direksi dengan
memperhatikan hukum-hukum perburuhan.
BAB V Manajemen Perusahaan
Pra Rancangan Pabrik Paraxylene Proses Disproporsionasi Tolune
105
5.2 STRUKTUR ORGANISASI
Dalam perusahaan diperlukan adanya struktur organisasi yang akan
menunjang kemajuan perusahaan. Struktur organisasi tersebut juga dapat
membantu dalam kelancaran komunikasi yang akhirnya akan meningkatkan
kinerja perusahaan. Untuk mencapai sistem organisasi perusahaan yang baik,
perlu memperhatikan beberapa azas sebagai pedoman, antara lain :
Perumusan tujuan perusahaan dengan jelas
Pembagian tugas kerja yang jelas
Kesatuan perintah dan tanggungjawab
Pengontrolan pekerjaan yang dilaksanakan
Organisasi perusahaan yang fleksibel
Sistem struktur organisasi perusahaan terbagi dalam tiga macam sistem,
yaitu Line / Garis Organisasi, Line and Staff, dan Fungsional Organisasi. Dengan
berpedoman pada azas-azas seperti di atas, struktur organisasi yang paling baik
untuk diterapkan adalah sistem Line and Staff. Pada sistem ini garis kekuasaan
lebih sederhana dan praktis pada pembagian tugas kerja, dimana seorang
karyawan hanya bertanggung jawab kepada satu atasan saja. Untuk mencapai
kelancaran produksi harus dibentuk staf ahli yang terdiri dari orang-orang yang
ahli pada bidangnya. Staf ahli memberikan bantuan pemikiran dan nasehat kepada
dewan direksi demi tercapainya kelancaran produksi.
BAB V Manajemen Perusahaan
Pra Rancangan Pabrik Paraxylene Proses Disproporsionasi Tolune
106
Ada dua kelompok orang-orang yang berpengaruh dalam menjalankan
sistem Line and Staff, yaitu :
1. Sebagai Line, yaitu orang-orang yang melaksanakan tugas pokok organisasi
dalam rangka mencapai tujuan.
2. Sebagai Staff, yaitu orang-orang yang melakukan tugasnya dengan keahlian
yang dimilikinya, dalam hal ini untuk memberikan saran kepada unit-unit
operasional.
Pemegang saham sebagai pemilik perusahaan, dimana 51% bagian saham
adalah bagian pengusaha pribumi, sedangkan sisanya 49% bagian saham dijual
kepada pemilik modal asing yang berniat menanamkan modalnya dalam
perusahaan ini. Dalam pelaksanaannya tugas para Pemegang Saham diwakilkan
oleh Dewan Komisaris, sedangkan pelaksana tugas harian dalam menjalankan
seluruh kegiatan operasional perusahaan dilakukan oleh Dewan Direksi yang
terdiri dari oleh seorang Direktur Utama dibantu Direktur Teknik dan Produksi
serta Direktur Keuangan dan Umum. Direktur Teknik dan Produksi menangani
bidang produksi dan teknik, Direktur Keuangan dan Umum menangani bidang
pemasaran, keuangan, dan pelayanan umum.
Direktur-direktur ini membawahi beberapa Kepala Bagian yang
membawahi lagi beberapa Kepala Seksi dan masing-masing seksi akan
membawahi dan mengawasi karyawan perusahaan pada masing-masing
bidangnya. Karyawan perusahaan dibagi menjadi beberapa regu yang dipimpin
oleh Kepala Regu yang bertanggung jawab kepada atasannya pada masing-masing
seksi. Struktur organisasi perusahaan dapat dilihat pada gambar 5.1
BAB V Manajemen Perusahaan
Pra Rancangan Pabrik Paraxylene Proses Disproporsionasi Tolune
107
BAB V Manajemen Perusahaan
Pra Rancangan Pabrik Paraxylene Proses Disproporsionasi Tolune
108
5.3 TUGAS DAN WEWENANG
5.3.1 Pemegang Saham
Pemegang saham adalah beberapa orang yang mengumpulkan modal
untuk kepentingan pendirian dan jalannya operasional perusahaan. Kekuasaan
tertinggi berada pada Rapat Umum Pemegang Saham. Pada rapat tersebut,
pemegang saham berwewenang untuk mengangkat dan memberhentikan Dewan
Komisaris, mengangkat dan memberhentikan Dewan Direksi, mengesahkan hasil-
hasil usaha serta neraca perhitungan untung-rugi tahunan dari perusahaan.
5.3.2 Dewan Komisaris
Dewan Komisaris diangkat oleh para pemegang saham dalam Rapat
Umum Pemegang Saham. Dewan Komisaris mempunyai tugas serta wewenang
untuk menetapkan kebijaksanaan umum, target laba perusahaan, alokasi sumber
dan pemasaran, melakukan pengawasan terhadap Dewan Direksi, menolak dan
menyetujui rencana Dewan Direksi serta mempertanggungjawabkan perusahaan
kepada para pemegang saham.
5.3.3 Dewan Direksi
A. Direktur Utama
Direktur Utama merupakan pimpinan tertinggi dalam perusahaan dan
bertanggung jawab terhadap maju mundurnya perusahaan. Direktur Utama
bertanggung jawab kepada Dewan Komisaris atas segala tindakan dan
BAB V Manajemen Perusahaan
Pra Rancangan Pabrik Paraxylene Proses Disproporsionasi Tolune
109
kebijaksanaan yang telah diambil sebagai pimpinan perusahaan. Direktur Utama
membawahi Direktur Teknik dan Produksi serta Direktur Keuangan dan Umum.
Berikut ini adalah tugas-tugasnya :
1. Melaksanakan kebijakan perusahaan serta mempertanggung
jawabkannya kepada para Pemegang Saham pada masa akhir
jabatannya.
2. Menjaga kestabilan organisasi dan membuat hubungan yang baik antara
pemilik saham, pimpinan, konsumen, dan para karyawan.
3. Mengangkat dan memberhentikan Kepala Bagian atas persetujuan Rapat
Umum Pemegang Saham.
4. Mengkoordinir kerjasama dengan Direktur Teknik dan Produksi serta
Direktur Keuangan dan Umum.
B. Direktur Teknik dan Produksi
1. Bertanggung jawab kepada Direktur Utama dalam bidang teknik dan
produksi yaitu yang berhubungan dengan bidang produksi,
pemeliharaan alat, penyediaan bahan baku dan laboratorium
2. Mengkoordinir, mengatur dan mengawasi pelaksanaan pekerjaan Kepala
Bagian yang menjadi bawahannya
3. Mengawasi pelaksanaan pekerjaan bagian Litbang.
BAB V Manajemen Perusahaan
Pra Rancangan Pabrik Paraxylene Proses Disproporsionasi Tolune
110
C. Direktur Keuangan dan Umum
1. Bertanggung jawab kepada Direktur Utama dalam bidang keuangan,
pemasaran dan pelayanan umum.
2. Mengkoordinir, mengatur serta mengawasi pelaksanaan pekerjaan
Kepala Bagian yang menjadi bawahannya.
5.3.4 Staf Ahli
Staf ahli terdiri dari tenaga-tenaga ahli yang bertugas membantu Dewan
Direksi dalam menjalankan tugasnya, baik yang berhubungan dengan teknik,
produksi maupun administrasi. Staf ahli bertanggungjawab kepada Direktur
Utama sesuai dengan bidangnya.
Tugas dan wewenang Staf Ahli meliputi :
1. Memberikan saran dan perencanaan dalam pengembangan perusahaan.
2. Mengadakan evaluasi bidang teknik dan ekonomi perusahaan.
3. Memberikan saran-saran dalam bidang hukum.
5.3.5 Kepala Bagian
Secara umum tugas Kepala Bagian :
1. Mengkoordinir, mengatur dan mengawasi pelaksanaan pekerjaan sesuai
dengan garis-garis yang diberikan oleh Pimpinan Perusahaan.
2. Dapat bertindak sebagai Staf Direktur bersama-sama dengan Staf Ahli.
3. Bertanggung jawab kepada Direktur yang menangani bidang tersebut.
BAB V Manajemen Perusahaan
Pra Rancangan Pabrik Paraxylene Proses Disproporsionasi Tolune
111
Kepala Bagian terdiri dari :
A. Kepala Bagian Produksi
Kepala bagian produksi bertanggung jawab kepada Direktur Produksi dalam
bidang mutu dan kelancaran produksi. Kepala Bagian Produksi
membawahi :
a. Seksi Proses
Tugas seksi proses yaitu
Mengawasi jalannya proses dan produksi
Menjalankan tindakan seperlunya pada peralatan produksi yang
mengalami kerusakan sebelum ditangani oleh seksi yang
berwenang.
b. Seksi Pengendalian
Tugas seksi pengendalian yaitu
Menangani hal-hal yang dapat mengancam keselamatan pekerja dan
mengurangi potensi bahaya yang ada.
c. Seksi Laboratorium
Tugas seksi laboratorium yaitu
Mengawasi dan menganalisa mutu bahan baku dan bahan pembantu.
Mengawasi dan menganalisa mutu hasil produksi dan mengawasi
hal-hal yang berhubungan dengan buangan pabrik.
Mengawasi hal-hal yang berhubungan dengan buangan pabrik,
membuat laporan berkala kepada Kepala Bagian Produksi.
BAB V Manajemen Perusahaan
Pra Rancangan Pabrik Paraxylene Proses Disproporsionasi Tolune
112
B. Kepala Bagian Teknik
Tugas kepala bagian teknik antara lain bertanggung jawab kepada Direktur
Teknik dan Produksi dalam bidang pemeliharaan peralatan, utilitas, proses,
inspeksi, keselamatan proses serta lingkungan, ikut memberikan bantuan
teknik kepada bagian operasi; mengkoordinir kepala-kepala seksi yang
menjadi bawahannya.
Kepala Bagian Teknik membawahi :
a. Seksi Mesin
Bertugas melaksanakan pemeliharaan fasilitas gedung dan peralatan
pabrik, memperbaiki kerusakan peralatan pabrik, yang berhubungan
dengan mesin-mesin produksi.
b. Seksi Instrumentasi
Bertugas melaksanakan pemeliharaan peralatan pabrik dan memperbaiki
kerusakan peralatan pabrik yang berhubungan dengan listrik dan
peralatan instrumentasi pabrik.
c. Seksi Pengadaan Alat
Bertanggungjawab atas penyediaan peralatan yang diperlukan oleh
seksi mesin dan instrumentasi dalam rangka pemeliharaan dan perbaikan
peralatan produksi.
d. Seksi Utilitas
Bertanggungjawab atas tersedianya seala bahan penunjang yang
diperlukan untuk menjalankan seluruh operasional perusahaan baik itu
kebutuhan listrik, air, dan steam dengan cara menjalankan dan
mengontrol jalannya unit utilitas.
BAB V Manajemen Perusahaan
Pra Rancangan Pabrik Paraxylene Proses Disproporsionasi Tolune
113
C. Kepala Bagian Pemasaran
Bertanggung jawab kepada Direktur Keuangan dan Umum dalam bidang
penyediaan bahan baku dan pemasaran hasil produksi.
Kepala bagian pemasaran membawahi :
a. Seksi Pembelian
Tugas seksi pembelian :
Melaksanakan pembelian barang dan peralatan yang dibutuhkan
perusahaan
Mengetahui harga pasaran dan mutu bahan baku
Mengatur keluar masuknya bahan dan alat dari gudang.
b. Seksi Penjualan
Tugas seksi penjualan :
Merencanakan strategi penjualan hasil produksi .
Mengatur distribusi hasil produksi dari gudang.
D. Kepala Bagian Keuangan
Kepala bagian keuangan bertanggung jawab kepada Direktur Keuangan dan
Umum dalam bidang administrasidan keuangan.
Kepala bagian keuangan membawahi :
a. Seksi Akuntasi
Tugas seksi keuangan :
Menghitung penggunaan kas perusahaan
BAB V Manajemen Perusahaan
Pra Rancangan Pabrik Paraxylene Proses Disproporsionasi Tolune
114
Mengamankan uang dan membuat anggaran tentang keuangan masa
depan
Mengadakan perhitungan tentang gaji dan insentif karyawan
b. Seksi Administrasi
Tugas seksi administrasi :
Menyelenggarakan pencataatan hutang piutang, administrasi
persediaan kantor dan pembukuan serta masalah perpajakan.
E. Kepala Bagian Pelayanan Umum
Kepala bagian pelayanan umum bertanggung jawab kepada
Direktur Keuangan dan Umum dalam bidang personalia, hubungan
masyarakat, kesehatan dan keamanan. Untuk itu, kepala bagian umum harus
mampu mengkoordinir, mengatur dan mengawasi pelaksanaan pekerjaan
kepala seksi yang menjadi bawahannya.
Kepala bagian pelayanan umum membawahi :
a. Seksi Personalia
Tugas seksi personalia :
Merekrut dan membina tenaga kerja dan menciptakan suasana kerja
sebaik mungkin antara pekerja, pekerjaan dan lingkungan supaya
tidak terjadi pemborosan waktu dan biaya
Mengusahakan disiplin kerja yang tinggi dalam menciptakan kondisi
kerja yang tenang dan dinamis
BAB V Manajemen Perusahaan
Pra Rancangan Pabrik Paraxylene Proses Disproporsionasi Tolune
115
Membina karier para karyawan dan melaksanakan hal-hal yang
berhubungan dengan kesejahteraan karyawan.
b. Seksi Humas
Tugas seksi humas :
Mengatur hubungan antara perusahaan dengan masyarakat diluar
lingkungan perusahaan.
c. Seksi Keamanan
Tugas seksi keamanan :
Menjaga semua bangunan pabrik dan fasilitas perusahaan
Mengawasi keluar masuknya orang-orang baik karyawan maupun
non karyawan di lingkungan pabrik
Menjaga dan memelihara kerahasiaan yang berhubungan dengan
intern perusahaan.
d. Seksi Kesehatan
Tugas seksi kesehatan :
Menjaga kinerja karyawan dan mengusahakan disiplin kerja yang
tinggi dalam menciptakan kondisi kerja yang tenang dan dinamis
Memberikan pelayanan kesehatan bagi karyawan.
BAB V Manajemen Perusahaan
Pra Rancangan Pabrik Paraxylene Proses Disproporsionasi Tolune
116
5.3.6 Penelitian dan Pengembangan
Litbang bertanggung jawab kepada Direktur Teknik dan Produksi dalam
bidang penelitian dan pengembangan. Tugas dan wewenang staf penelitian dan
pengembangan adalah memperbaiki proses, perencanaan alat dan pengembangan
produksi; meningkatkan mutu produk; meningkatkan efisiensi kerja.
5.3.7 Kepala Seksi
Kepala seksi tugasnya adalah pelaksana pekerjaan dalam lingkungan
bagiannya sesuai dengan rencana yang telah diatur oleh para kepala bagian
masing-masing agar diperoleh hasil yang maksimal dan efektif selama
berlangsungnya proses produksi. Setiap kepala seksi bertanggung jawab terhadap
kepala bagian masing-masing sesuai dengan seksinya.
5.3.8 Kepala Regu
Bertanggung jawab kepada kepala seksi atas pelaksanaan tugas paada regu
yang diembannya dan melakukan koordinasi, mengatur dan mengawasi
pelaksanaan pekerjaan operator yang menjadi bawahannya.
BAB V Manajemen Perusahaan
Pra Rancangan Pabrik Paraxylene Proses Disproporsionasi Tolune
117
5.4 PEMBAGIAN JAM KERJA KARYAWAN
Pabrik Paraxylene yang direncanakan akan beroperasi selama 330 hari
setiap tahunnya dan 24 jam per harinya. Sisa hari yang bukan libur digunakan
untuk perbaikan, perawatan alat atau shut down. Pembagian kerja karyawan dapat
digolongkan menjadi dua golongan, yaitu :
1. Karyawan Non-Shift
Karyawan non-shift adalah karyawan yang tidak menangani proses produksi
secara langsung. Yang termasuk karyawan non-shift yaitu Direktur, Staf
Ahli, Kepala Bagian , Kepala Seksi, serta bawahan yang berada di kantor.
Karyawan ini dalam satu minggu akan bekerja selama 6 hari dengan
pembagian kerja sebagai berikut :
Hari Senin – Jum’at : jam 08.00 – 16.00
Hari Sabtu : jam 08.00 – 12.00
dengan waktu istirahat
Hari Senin – Kamis : jam 12.00 – 13.00
Hari Jum’at : jam 11.00 – 13.00
Hari Minggu : libur
2. Karyawan Shift
Karyawan shift adalah karyawan yang langsung menangani proses produksi
atau mengatur bagian-bagian tertentu dari pabrik yang mempunyai
hubungan dengan masalah keamanan dan kelancaran produksi. Yang
termasuk karyawan shift adalah operator produksi, sebagian dari bagian
teknik, bagian gudang dan bagian-bagian lain yang harus selalu siaga untuk
BAB V Manajemen Perusahaan
Pra Rancangan Pabrik Paraxylene Proses Disproporsionasi Tolune
118
menjaga keselamatan serta keamanan pabrik. Para karyawan shift akan
bekerja secara bergantian sehari semalam.
Karyawan shift dibagi menjadi tiga kelompok shift dengan pembagian
sebagai berikut :
Shift pagi : jam 07.00 – 15.00
Shift siang : jam 15.00 – 23.00
Shift malam : jam 23.00 – 07.00
Karyawan shift dibagi menjadi 4 regu, dimana 3 regu bekerja dan 1 regu
istirahat dan dilakukan secara bergantian. Tiap regu mendapat giliran 3 hari
kerja dan 1 hari libur. Pada hari libur atau hari raya besar yang ditetapkan
pemerintah, maka regu yang terjadwal untuk bekerja tetap masuk kerja.
Penentuan Jumlah Karyawan Proses
Berdasarkan Peter & Timmerhaus, hal 198-202
Kapasitas Produksi = 350.000 ton/tahun
1 tahun = 330 hari
Jadi kapasitas produksi = haritonhari
tahunxtahunton /606,1060
330
1/000.350
Dari Fig. 6-8, Peter & Timmerhaus (garis C)untuk kapasitas 1060,606
ton/hari diperoleh karyawan proses sebesar 58 manhour/hari tiap step
proses. Step proses pada pabrik ini ada 5, terdiri dari proses mixing, heating,
reaksi, distilasi 1, distilasi 2, cooling, separasi.
Maka jumlah karyawan proses = 1224
558 x manhour
Total karyawan proses (4 shift) = 4 x 12 = 48 karyawan.
BAB V Manajemen Perusahaan
Pra Rancangan Pabrik Paraxylene Proses Disproporsionasi Tolune
119
Jadwal kerja masing-masing regu ditabelkan sebagai berikut :
Tabel 5.1 Jadwal Kerja Masing – Masing Regu
Hari 1 2 3 4 5 6 7 8 9 10 11 12 13 14Regu
1 P P P L M M M L S S S L P P2 S S L P P P L M M M L S S S3 M L S S S L P P P L M M M L4 L M M M L S S S L P P P L M
keterangan :
P : Shift Pagi M : Shift Malam
S : Shift Siang L : Libur
Kelancaran produksi dari suatu pabrik sangat dipengaruhi oleh faktor
kesiplinan para karyawannya, karena kelancaarn produksi secara tidak
langsung akan mempengaruhi perkembangan dan kemajuan perusahaan.
Oleh karena itu kepada seluruh karyawan diberlakukan absensi, disamping
itu absensi juga digunakan oleh pimpinan perusahaan sebagai dasar dalam
pengembangan karier karyawan di dalam perusahaan.
5.5 STATUS KARYAWAN DAN SISTEM UPAH
Pada industri paraxylene diberlakukan sistem upah karyawan yang
berbeda-beda tergantung dari status karyawan, kedudukan, tanggung jawab dan
keahlian. Berdasarkan statusnya, karyawan dibagi menjadi tiga golongan sebagai
berikut :
BAB V Manajemen Perusahaan
Pra Rancangan Pabrik Paraxylene Proses Disproporsionasi Tolune
120
1. Karyawan Tetap
Karyawan tetap yaitu karyawan yang diangkat dan diberhentikan dengan
Surat Keputusan ( SK )
2. Karyawan Harian
Karyawan harian yaitu karyawan yang diangkat dan diberhantikan oleh
Dewan Direksi tanpa Surat Keputusan ( SK ) Dewan Direksi dan mendapat
upah harian tiap akhir pekan.
3. Karyawan Borongan
Karyawan borongan yaitu karyawan yang digunakan oleh pabrik bila
diperlukan saja. Karyawan ini menerima upah borongan untuk suatu
pekerjaan.
Sistem penggajian karyawan dibagi menjadi tiga golongan berdasarkan
macamnya, yaitu :
1. Gaji bulanan
Gaji ini diberikan kepada pegawai tetap. Besarnya gaji disesuaikan dengan
peraturan perusahaan.
2. Gaji harian
Gaji ini diberikan kepada karyawan tidak tetap atau buruh harian.
3. Gaji lembur
Gaji ini diberikan kepada karyawan yang bekerja melebihi jam kerja yang
telah ditetapkan. Besarnya gaji sesuai dengan peraturan perusahaan.
BAB V Manajemen Perusahaan
Pra Rancangan Pabrik Paraxylene Proses Disproporsionasi Tolune
121
5.6 PENGGOLONGAN JABATAN, JUMLAH KARYAWAN DAN GAJI
5.6.1 Penggolongan Jabatan dan Tingkat Pendidikan Karyawan
Tingkat pendidikan karyawan berpengaruh terhadap posisi jabatan
karyawan, dan perinciannya dapat dilihat dalam tabel 5.2
Tabel 5.2 Penggolongan Jabatan
NO JABATAN PENDIDIKAN1 Dewan Komisaris Sarjana semua jurusan2. Direktur Sarjana semua jurusan3. Kepala Bagian Produksi / Teknik Sarjana Teknik Kimia / Mesin /
Elektro
4. Kepala Bagian Komersil / Keuangan / Umum
Sarjana Ekonomi / Sosial
5. Kepala Seksi Proses, Pengendalian, Laboratorium dan Saff
Sarjana Teknik Kimia, Sarjana Kimia
6. Kepala Seksi Utilitas dan Pemeliharaan Sarjana Teknik Kimia, Mesin, Elektro
7. Kepala Seksi Pembelian dan Pemasaran Sarjana Ekonomi8. Kepala Seksi Administrasi dan Kas Sarjana Ekonomi9. Kepala Seksi Personalia, Huams, Security,
Pelayanan KesehatanSarjana Psikologi / Sosial, Hukum, Kedokteran
10. Kepala Regu Sarjana semua jurusan11. Karyawan, Operator Sarjana, Sarjana Muda, STM12. Sekretaris Sarjana Muda, Sarjana13. Medis, Paramedis Dokter, Ahli Madya, Perawat14. Lain – Lain / Pesuruh SMU, SMP, sederajat
5.6.2 Jumlah Karyawan dan Gaji
Jumlah karyawan harus ditentukan dengan tepat agar semua pekerjaan
yang ada dapat dilaksanakan dengan baik. Dengan demikian seluruh kegiatan
operasional di dalam industri paraxylene dapat berjalan dengan lancar dan efektif.
Perincian jumlah karyawan dapat dilihat pada tabel 5.3
Penggolongan gaji karyawan dapat dilihat pada tabel 5.4
BAB V Manajemen Perusahaan
Pra Rancangan Pabrik Paraxylene Proses Disproporsionasi Tolune
122
Tabel 5.3 Perincian Jumlah Karyawan
NO JABATAN JUMLAH1 Direktur Utama 12 Direktur Produksi 13 Direktur Keuangan & Umum 14 Staf Ahli 25 Sekretaris 36 Kepala Bagian Produksi 17 Kepala Bagian Teknik 18 Kepala Bagian Keuangan 19 Kepala Bagian Pemasaran 1
10 Kepala Bagian Umum 111 Litbang 412 Kepala Seksi Proses 113 Kepala Seksi Pengendalian 114 Kepala Seksi Laboratorium 115 Kepala Seksi Utilitas 116 Kepala Seksi Pemeliharaan 117 Kepala Seksi Humas 118 Kepala Seksi Personalia 119 Kepala Seksi Keamanan 120 Kepala Seksi Pelayanan Kesehatan 121 Kepala Seksi Pembelian 122 Kepala Seksi Penjualan 123 Kepala Seksi Administrasi 124 Kepala Seksi Kas 125 Kepala Regu Proses 426 Kepala Regu Utilitas 427 Kepala Regu Pengendalian 428 Kepala Regu Laboratorium 429 Kepala Regu Pemeliharaan 430 Karyawan Unit Proses 4831 Karyawan Unit Utilitas 832 Karyawan Unit Pengendalian 833 Karyawan Unit Laboratorium 834 Karyawan Unit Pemeliharaan 835 Karyawan Unit Pembelian 436 Karyawan Unit Penjualan 437 Karyawan Unit Kas 438 Karyawan Unit Administrasi 439 Karyawan Unit Personalia 440 Karyawan Unit Humas 441 Karyawan Unit Keamanan 1642 Karyawan Unit Pelayanan Kesehatan 443 Dokter 144 Sopir 445 Pesuruh / Cleaning Service 10
TOTAL 189
BAB V Manajemen Perusahaan
Pra Rancangan Pabrik Paraxylene Proses Disproporsionasi Tolune
123
Tabel 5.4 Penggolongan Gaji
NO JABATAN GAJI / BULAN1 Direktur Utama Rp 30.000.000,003 Direktur Rp 20.000.000,004 Staf Ahli Rp 10.000.000,005 Kepala Bagian Rp 5.000.000,006 Litbang Rp 5.000.000,007 Kepala Seksi Rp 3.000.000,008 Kepala Regu Rp 2.000.000,0010 Sekretaris Rp 1.500.000,0011 Karyawan Proses Rp 1.500.000,0012 Karyawan Pengendalian Rp 1.500.000,0013 Karyawan Laboratorium Rp 1.500.000,0014 Karyawan Pemeliharaan Rp 1.500.000,0015 Karyawan Utilitas Rp 1.500.000,00 16 Karyawan Pembelian Rp 1.200.000,0017 Karyawan Pemasaran Rp 1.200.000,0018 Karyawan Kas Rp 1.200.000,0019 Karyawan Administrasi Rp 1.200.000,0020 Karyawan Personalia Rp 1.200.000,0021 Karyawan Humas Rp 1.200.000,0022 Satpam (Keamanan) Rp 900.000,0023 Karyawan Pelayanan Kesehatan Rp 1.000.000,0024 Dokter Rp 2.000.000,0025 Sopir Rp 800.000,0026 Pesuruh / Cleaning Service Rp 500.000,00
5.7 KESEJAHTERAAN SOSIAL KARYAWAN
Salah satu faktor dalam meningkatkan efektifitas kerja pada perusahaan ini
yaitu dengan cara meningkatkan kesejahteraan karyawannya. Kesejahteraan sosial
yang diberikan perusahaan kepada karyawannya berupa :
1. Fasilitas Kesehatan
Perusahaan memberikan fasilitas poliklinik yang berada di areal pabrik.
Poliklinik ini berfungsi sebagai pertolongan pertama pada karyawan selama jam
kerja. Untuk menangani kecelakaan berat, baik akibat kerja maupun bukan,
yang menimpa karyawan dan keluarganya, perusahaan menunjuk rumah sakit
rujukan untuk menanganinya. Selain itu perusahaan juga bekerja sama dengan
BAB V Manajemen Perusahaan
Pra Rancangan Pabrik Paraxylene Proses Disproporsionasi Tolune
124
beberapa rumah sakit. Bagi karyawan yang menderita sakit akibat kecelakaan
kerja, biaya pengobatan akan ditanggung perusahaan sesuai dengan undang-
undang yang berlaku. Sedangkan biaya pengobatan bagi karyawan yang
menderita sakit yang tidak diakibatkan oleh kecelakaan kerja, diatur
berdasarkan kebijaksanaan perusahaan.
2. Fasilitas Pendidikan
Perusahaan menyediakan beasiswa bagi anak-anak karyawan yang
berprestasi di sekolahnya. Selain itu perusahaan mengadakan pengembangan
Sumber Daya Manusia melalui pelatihan, pendidikan, pembinaan dan
pemantapan budaya perusahaan. Kegiatan ini bertujuan untuk memberi
kesempatan belajar kepada karyawan untuk mengembangkan diri sesuai
kemampuan yang dimiliki.
3. Fasilitas Asuransi
Fasilitas Asuransi (JAMSOSTEK) diberikan untuk memberikan jaminan
sosial dan memberikan perlindungan kepada karyawan terhadap hal yang tidak
diinginkan.
4. Fasilitas Transportasi
Perusahaan memberikan fasilitas transportasi berupa mobil dan supir
untuk kegiatan operasional, serta transportasi bus antar jemput karyawan non
shift maupun karyawan shift.
BAB V Manajemen Perusahaan
Pra Rancangan Pabrik Paraxylene Proses Disproporsionasi Tolune
125
5. Fasilitas Perumahan
Perusahaan memberikan fasilitas perumahan tempat tinggal bagi karyawan
dengan jabatan minimal operator yang berasal dari luar kota dengan masa kerja
yang sudah ditetapkan oleh perusahaan.
6. Fasilitas Koperasi
Koperasi karyawan (KOPKAR) didirikan dengan tujuan untuk
meningkatkan kesejahteraan karyawan dan memenuhi kebutuhan sehari-hari
karyawan dengan harga murah.
7. Fasilitas Kantin
Kantin disediakan untuk memenuhi kebutuhan makan karyawan. Fasilitas
makan ini sepenuhnya ditanggung oleh perusahaan.
8. Fasilitas Peribadatan
Perusahaan menyediakan tempat ibadah seperti mushola di areal pabrik.
9. Fasilitas Tunjangan Lain
Perusahaan memberikan tunjangan-tunjangan berupa :
a. Tunjangan Hari Raya (THR) bagi semua karyawan
b. Bonus tahunan bila produksi melebihi target yang ditetapkan
c. Tunjangan hari tua yang dibayarkan sealigus.
d. Tunjangan perjalanan dinas
e. Pakaian kerja yang diberikan kepada karyawan sebanyak 2 pasang
seragam harian dan 1 pasang wear pack untuk karyawan bagian Produksi
dan Teknik per tahunnya.
BAB V Manajemen Perusahaan
Pra Rancangan Pabrik Paraxylene Proses Disproporsionasi Tolune
126
10. Peralatan Safety
Untuk menjaga keselamatan kerja karyawan di pabrik diberikan peralatan
safety berupa safety helmet, safety shoes, masker, google, glove dan alat-alat
safety lainnya.
11. Fasilitas Cuti
Perusahaan memberikan kesempatan kepada karyawan untuk beristirahat
sesuai waktu yang telah ditentukan. Oleh karena itu perusahaan memberikan
waktu cuti karyawan berupa :
a. Cuti tahunan, yang diberikan kepada setiap karyawan selama 12 hari kerja
dalam 1 tahun. Cuti ini diberikan kepada karyawan yang masa kerjanya minimal
1 tahun.
b. Cuti sakit, diberikan kepada karyawan yang menderita sakit berdasarkan
keterangan dokter.
5.8 KESEHATAN DAN KESELAMATAN KERJA
Pabrik Paraxylene mengambil kebijaksanaan dalam aspek perencanaan,
pelaksanaan, pengawasan dan pemeliharaan keselamatan instalasi peralatan dan
karyawan di bawah unit Inspeksi Proses dan Keselamatan Lingkungan.
Manajemen perusahaan sangat mendukung dan ikut berpatisipasi dalam program
mencegah kerugian bik terhadap karyawan, harta benda perusahaan, terganggunya
kegiatan operasi.serta keamanan masyarakat sekitar yang diakibatkan oleh
kegiatan perusahaan.
BAB V Manajemen Perusahaan
Pra Rancangan Pabrik Paraxylene Proses Disproporsionasi Tolune
127
Pelaksanaan tugas dalam kesehatan dan keselamatan kerja ini
berlandaskan :
1. UU no. 1/1990
Mengenai keselamatan kerja karyawan yang dikeluarkan oleh Departemen
Tenaga Kerja.
2. UU no. 2/1951
Mengenai ganti rugi akibat kecelakaan kerja yang dikeluarkan oleh
Departemen Tenaga Kerja.
3. PP no. 4/1982
Mengenai ketentuan pokok pengolahan lingkungan hidup yang dikeluarkan
oleh Menteri Negara Kelestarian Lingkungan Hidup.
4. PP no. 29/1986
Mengenai ketentuan AMDAL yang dikeluarkan oleh Menteri Negara
Kelestarian Lingkungan Hidup.
Kegiatan yang dilakukan dalam rangka kesehatan dan keselamatan kerja
antara lain :
1. Mengawasi keselamatan jalannya opersi proses
2. Bertanggungjawab terhadap alat-alat keselamatan kerja
3. Bertindak sebagai instruktur safety dan membuat rencana kerja pencegahan
kecelakaan
4. Membuat prosedur darurat penanggulangan kebakaran dan kecelakaan proses
5. Mengawasi kuantitas dan kualitas bahan buangan pabrik agar tidak berbahaya
bagi lingkungan.
BAB V Manajemen Perusahaan
Pra Rancangan Pabrik Paraxylene Proses Disproporsionasi Tolune
128
5.9 MANAJEMEN PRODUKSI
Manajemen produksi salah satu bagian dari manajemen perusahaan yang
fungsi utamanya adalah menyelenggarakan semua kegiatan untuk memproduksi
bahan baku menjadi produk jadi dengan mengatur penggunaan faktor-faktor
produk sedemikian rupa sehingga proses produksi berjalan sesuai dengan yang
direncanakan.
Manajemen produksi meliputi manajemen perencanaan dan pengendalian
produksi. Tujuan perencanaan dan pengendalian produksi adalah mengusahakan
agar diperoleh kualitas produk yang sesuai dengan rencana dalam jangka waktu
yang tepat. Dengan meningkatnya kegiatan produksi maka selayaknya diikuti
dengan perencanaan dan pengendalian agar dihindari terjadinya penyimpangan-
penyimpangan.
Perencanaan ini sangat erat kaitannya dengan pengendalian, dimana
perencanaan merupakan tolok ukur bagi kegiatan operasional sehingga
penyimpangan yang terjadi dapat diketahui dan selanjutnya dikendalikan ke arah
yang sesuai.
BAB V Manajemen Perusahaan
Pra Rancangan Pabrik Paraxylene Proses Disproporsionasi Tolune
129
5.9.1 Perencanaan Produksi
Dalam menyusun rencana produksi perlu mempertimbangkan dua hal
yaitu faktor eksternal dan faktor internal. Faktor eksternal adalah faktor yang
menyangkut kemampuan terhadap sejumlah produk yang dihasilkan, sedangkan
faktor internal adalah kemampuan pabrik.
1. Kemampuan Pasar
Dapat dibagi menjadi dua kemungkinan:
Kemampuan pasar lebih besar dibandingkan kemampuan pabrik maka
rencana produksi disusun secara maksimal.
Kemampuan pasar lebih kecil dibandingkan kemampuan pabrik. Ada 3
alternatif yang dapat diambil :
Rencana produksi sesuai dengan kemampuan pasar atau produksi
diturunkan sesuai dengan kemampuan pasar, dengan
mempertimbangakan untung-ruginya.
Rencana produksi tetap dengan mempertimbangkan bahwa
kelebihan produksi dapat disimpan dan dipasarkan pada masa
mendatang.
Mencari daerah pemasarannya lainnya.
2. Kemampuan Pabrik
Pada umumnya pabrik ditentukan oleh beberapa faktor, antara lain :
Material ( bahan baku )
Dengan pemakaian material yang memenuhi kualitas dan kuantitas
maka akan tercapai target produksi yang diinginkan.
BAB V Manajemen Perusahaan
Pra Rancangan Pabrik Paraxylene Proses Disproporsionasi Tolune
130
Manusia ( tenaga kerja )
Kurang terampilnya tenaga kerja akan menimbulkan kerugian pabrik
oleh karena itu perlu dilakukan pelatihan/training pada karyawan agar
keterampilannya meningkat.
Mesin ( peralatan )
Ada dua hal yang mempengaruhi kehandalan dan kemampuan mesin
yaitu jam kerja efektif dan kemampuan mesin. Jam kerja mesin efektif
adalah kemampuan suatu alat untuk beroperasi pada kapasitas yang
diinginkan pada periode tertentu. Kemampuan mesin adalah
kemampuan mesin dalam memproduksi.
5.9.2 Pengendalian Produksi
Setelah perencanaan produksi disusun dan proses produksi dijalankan
perlu adanya pengawasan dan pengendalian produksi agar proses dapat berjalan
dengan baik. Kegiatan proses produksi diharapkan dapat menghasilkan produk
dengan mutu sesuai dengan standar dan jumlah produk sesuai dengan rencana
serta waktu yang tepat dengan jadwal. Untuk itu perlu dilaksanakan pengendalian
produksi sebagai berikut :
a. Pengendalian Kualitas
Penyimpangan kualitas terjadi karena mutu bahan baku jelek, kesalahan
operasi dan kerusakan alat. Penyimpangan dapat diketahui dari hasil
monitor analisa pada bagian laboratorium pemeriksaan.
BAB V Manajemen Perusahaan
Pra Rancangan Pabrik Paraxylene Proses Disproporsionasi Tolune
131
b. Pengendalian Kuantitas
Penyimpangan kuantitas terjadi karena kesalahan operator, kerusakan
mesin, keterlambatan pembelian bahan baku, perbaikan alat terlalu lama dan
lain-lain. Penyimpangan tersebut perlu diidentifikasikan penyebabnya dan
diadakan evaluasi selanjutnya dengan perencanaan kembali sesuai dengan
kondisi 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. Karenanya diperlukan pengendalian bahan proses agar
tidak terjadi kekurangan.
BAB I Pendahuluan
Pra Rancangan Pabrik Paraxylene Proses Disproporsionasi Tolene
1
BAB I
PENDAHULUAN
1.1 LATAR BELAKANG
Paraxylene yang disebut juga 1,4 dimetilbenzene digolongkan dalam
senyawa aromatik. Paraxylene merupakan produk antara yang banyak digunakan
dalam industri kimia, dimana bahan ini dapat diolah lebih lanjut menjadi beberapa
macam produk akhir, diantaranya untuk pembuatan Asam Terephtalat (PTA) dan
Dimetyl Terepthalat (DMT) yang digunakan sebagai bahan antara industri plastik
dan tekstil.
Berdasarkan data dari Biro Pusat Statistik kebutuhan paraxylene dari
tahun ke tahun mengalami peningkatan yang cukup besar, sehingga untuk
mencukupi kebutuhan sebagian besar Indonesia masih mengimpor dari negara
Singapura, Thailand, Jepang, Korea, dan China.
Keuntungan yang dapat diperoleh dengan pendirian pabrik paraxylene di
Indonesia adalah sebagai berikut :
1. Dapat memenuhi kebutuhan dalam negeri sehingga mengurangi impor dari
negara lain serta dapat menghemat devisa negara.
2. Dapat memicu pertumbuhan industri-industri hilir lainnya khususnya yang
menggunakan paraxylene sebagai bahan baku meupun bahan tambahan.
3. Menciptakan lapangan kerja baru, sehingga diharapkan dapat membantu
meningkatkan taraf hidup dan kesejahteraan masyarakat.
BAB I Pendahuluan
Pra Rancangan Pabrik Paraxylene Proses Disproporsionasi Tolene
2
Pendirian pabrik ini pun dapat meningkatkan perkembangan industri asam
terephtalat (PTA) ataupun perkembangan produksi polyester di Indonesia yang
menggunakan paraxylene sebagai bahan baku antaranya. Saat ini penggunaan
xylene terbesar sebagai solvent untuk berbagai senyawa kimia, bahan penggosok,
zat pengemulsi untuk fungisida dan insektisida, bahan pencampur bensin, dan
lain-lain.
1.2 KAPASITAS PERANCANGAN
Penentuan kapasitas pabrik paraxylene dapat ditinjau dari beberapa
pertimbangan antara lain :
1.2.1. Proyeksi Kebutuhan Paraxylene di Indonesia
Kebutuhan paraxylene di Indonesia sebagian besar masih mengimpor dari
luar negeri. Kebutuhan import paraxylene nasional rata-rata per tahun mengalami
peningkatan terlihat pada table 1.1. Hal ini berhubungan dengan pekembangan
sektor industri yang menggunakan bahan baku paraxylene makin meningkat.
Tabel 1.1. Jumlah Impor Paraxylene
Tahun Import (kg/tahun)
1997 17.868.5971998 706.323.8151999 796.752.2162000 934.340.3632001 808.025.5162002 558.328.154
Sumber : “Statistik Perdagangan Luar Negeri”,
Badan Pusat Statistik 1997 – 2002, BPS Semarang.
BAB I Pendahuluan
Pra Rancangan Pabrik Paraxylene Proses Disproporsionasi Tolene
3
Dengan menggunakan metode least square y = bx + a , maka dapat diperkirakan
kebutuhan import paraxylene (kg/tahun) sebagai berikut :
Kenaikan harga dianggap linier : y = bx + a
X Y X2 XY
1997 17868597 3988009 356835882091998 706323815 3992004 1.41123E+121999 796752216 3996001 1.59271E+122000 934340363 4000000 1.86868E+122001 954689907 4004001 1.91033E+122002 985039451 4008004 1.97205E+12
11997 4395014349 23988019 5.2727E+13
Sumber : “Import Barang Indonesia”, Badan Pusat Statistik
1997-2002, BPS Semarang
y = na + bx
xy = ax + bx2
4395014349 = 6 a + 11997 b
5,2727E+13 = 11997 a + 23988019 b
maka : b = 163386876,9
a = -3,2596E+11
sehingga diperoleh persamaan :
y = 163386876,9 x – 3,2596E+11
Pada tahun 2007 :
y = 163386876,9 x – 3,2596E+11
= 163386876,9 (2007) – 3,2596E+11
= 1.957.903.906
Kebutuhan paraxylene di Indonesia pada tahun 2007 diperkirakan mencapai
1.957.903.906 kg. Selama ini kebutuhan paraxylene dalam negeri hanya dipasok
oleh Pertamina’s Paraxylene Refinery pada Unit IV Cilacap dengan kapasitas
270.000 ton/tahun.
BAB I Pendahuluan
Pra Rancangan Pabrik Paraxylene Proses Disproporsionasi Tolene
4
Import Paraxylene di Indonesia
0
200000000
400000000
600000000
800000000
1000000000
1200000000
1995 1996 1997 1998 1999 2000 2001 2002 2003
Tahun
Imp
ort
(k
g)
Gambar 1.1 Grafik Import Paraxylene di Indonesia
1.2.2. Ketersediaan Bahan Baku
Bahan baku pembuatan paraxylene yaitu toluene, gas hidrogen dan katalis
ZSM – 5. Toluene hingga saat ini masih harus diimpor dari pabrik di luar negeri
antara lain Petrochemical Corp of Singapore, China Petroleum Inc, Amoco
Chemicals Corp di Thailand demikian pula katalis zeolite ZSM-5 harus diimpor
dari luar negeri. Gas hidrogen dapat diperoleh dengan mengadakan hubungan
bisnis dengan PT ALIndo (Air Liquid Indonesia) yang terletak di Merak, Banten.
1.2.3. Kapasitas produksi pabrik yang sudah beroperasi
Kapasitas produksi pabrik mempengaruhi perhitungan teknis maupun
ekonomis dalam perancangan pabrik. Pada dasarnya semakin besar kapasitas
produksi maka kemungkinan keuntungan yang diperoleh semakin besar, namun
ada faktor lain yang harus diperhatikan dalam menentukan kapasitas produksi.
BAB I Pendahuluan
Pra Rancangan Pabrik Paraxylene Proses Disproporsionasi Tolene
5
Kapasitas pabrik yang akan didirikan harus diatas kapasitas minimal atau paling
tidak sama dengan kapasitas minimal pabrik yang sedang berjalan.
Berdasarkan pabrik yang telah berjalan hingga kini tercatat bahwa
kapasitas pabrik antara 44.000 hingga 500.000 ton / tahun yaitu pabrik Esfahan
Petrochemical Company memproduksi 44.000 ton/tahun paraxylene dan China
Petroleum Inc memproduksi 500.000 ton/tahun paraxylene. Pabrik paraxylene di
Indonesia hanya kilang paraxylene Pertamina UP IV Cilacap yang telah
berproduksi dengan kapasitas 270.000 ton/tahun dan mulai beroperasi pada tahun
1990, sedangkan kebutuhan dalam negeri yang belum terpenuhi masih diimport
dari negara Amerika Serikat, Singapura, Thailand, Jepang, Korea dan China. Oleh
karena itu dilatarbelakangi oleh ketiga pertimbangan tersebut yaitu kebutuhan
paraxylene pada tahun 2007, ketersediaan bahan baku dan kapasitas pabrik yang
sudah beroperasi saat ini di seluruh dunia, maka tidaklah berlebihan bila
direncanakan pendirian pabrik paraxylene dengan kapasitas 350.000 ton /tahun
dan bila memungkinkan kapasitas produksi dapat ditingkatkan lebih besar lagi.
BAB I Pendahuluan
Pra Rancangan Pabrik Paraxylene Proses Disproporsionasi Tolene
6
Gbr 1.2 Peta Lokasi Pabrik di Daerah Cilegon - Merak
BAB I Pendahuluan
Pra Rancangan Pabrik Paraxylene Proses Disproporsionasi Tolene
7
1.3 PEMILIHAN LOKASI PABRIK
Perancangan pabrik paraxylene dipilih lokasi di Merak, Banten
berdasarkan pertimbangan :
a. Bahan Baku
Merak mempunyai letak yang sangat strategis sebab dekat dengan Pelabuhan
Merak selain itu juga daerah ini mempunyai fasilitas transportasi yang sangat
mendukung sehingga mudah dijangkau oleh jenis transportasi apa pun. Bahan
baku toluene yang diimpor dari luar negeri dapat dikirim melalui jalar laut
dengan menyewa dermaga di Pelabuhan Merak, sedangkan gas hidrogen dapat
diperoleh secara inline melalui pipa bawah tanah dari PT. ALIndo yang sama-
sama berlokasi di Merak.
b. Pemasaran
Pemasaran merupakan salah satu hal yang paling menentukan tingkat
kelayakan suatu proyek. Pabrik paraxylene pemasarannya ditekankan untuk
memenuhi kebutuhan dalam negeri. Seperti diketahui di Cilegon terdapat PT
Amoco Mitsui Indonesia, PT. Polyprima Karyareksa, dan PT. Mitsubishi
Chemical Indonesia memproduksi Purified Terephtalic Acid (PTA) yang
berbahan baku paraxylene.
c. Transportasi
Sarana transportasi diperlukan untuk mengangkut bahan, memasarkan produk
dan lainnya. Oleh karena itu fasilitas jalan raya dan pelabuhan laut sangat
diperlukan. Kawasan industri di Merak, Banten telah tersedia sarana
transportasi yang memadai yaitu jalan raya dan pelabuhan laut yang
BAB I Pendahuluan
Pra Rancangan Pabrik Paraxylene Proses Disproporsionasi Tolene
8
memudahkan pengambilan bahan baku dan juga pemasaran produk ke
wilayah lain.
d. Utilitas
Dalam industri Petrokimia tersedianya air, listrik dan bahan bakar sangat
dibutuhkan agar proses produksi dapat berjalan dengan baik. Di daerah Merak
telah mempunyai sarana-sarana pendukung seperti tersedianya air, listrik,
energi dan sarana-sarana lainnya yang memadai karena daerah ini juga telah
banyak didirikan pabrik-pabrik berskala besar.
e. Tenaga Kerja
Tenaga kerja yang dibutuhkan dapat dipenuhi dari daerah Merak dan
sekitarnya serta wilayah Jabotabek yang padat penduduknya sehingga suplai
tenaga kerja tidak menjadi masalah.
f. Kemungkinan Pengembangan Lokasi Industri
Pabrik yang akan didirikan berada di daerah kawasan industri, maka sangat
memungkinkan untuk didapatkan kemudahan dalam pengurusan ijin dan
pengembangan lokasi pabrik di masa mendatang.
BAB I Pendahuluan
Pra Rancangan Pabrik Paraxylene Proses Disproporsionasi Tolene
9
Pemilihan lokasi pabrik dapat dilihat pada tabel 1.2. hasil perbandingan
dua kota yaitu di Cilacap, Jawa Tengah dan Merak, Banten.
Tabel 1.2. Perbandingan Dua Lokasi Pabrik Paraxylene
Kriteria LokasiCilacap Merak
1. Bahan Baku 9 92. Sarana Angkutan Darat 8 93. Sarana Perhubungan Laut 8 104. Daerah Pemasaran 8 105. Sumber Tenaga Kerja 9 96. Pusat Informasi dan IPTEK 7 97. Sarana dan Prasarana Penunjang (Rumah Sakit, sekolah, tempat ibadah)
9 9
Jumlah Total 58 62
1.4 TINJAUAN PUSTAKA
1.4.1 Macam Proses
Proses pembuatan paraxylene dapat dilakukan dengan menggunakan
beberapa proses yang berbeda, antara lain :
A. Adsorbsi dan Isomerasi Xylene
Proses dengan proses adsorbsi dan isomerasi ini ada berbagai macam antara
lain :
a. Proses Mobil Oil Coorperation
C8 aromatis dipompa ke adsorber untuk menyerap paraxylene
dengan adsorbent AD (Barium Oxide on Silica Aluminium Support) yaitu
molecular sieve adsorbent temuan UOP. Zat ini merupakan materi zeolitik
yang memiliki afinitas penyerapan hanya terhadap paraxylene. Jumlah stage
dalam adsorber dibuat agar paraxylene dalam campuran dapat terserap dalam
BAB I Pendahuluan
Pra Rancangan Pabrik Paraxylene Proses Disproporsionasi Tolene
10
pori-pori adsorbent. Sedangkan campuran xylene yang tidak terserap dikirim
ke aliran recycle.
Desorben para-diethylbenzene digunakan sebagai larutan pencuci
untuk mengambil komponen paraxylene dari pori-pori adsorben. Kelarutan
paraxylene dalam diethylbenzene adalah 1.08 gr per 100 cc, sedangkan
kebutuhan para-diethylbenzene untuk menyerap dibuat ekses 5%.
Sebelum masuk reaktor, umpan dipanaskan dalam furnace agar
sesuai dengan kondisi reaktor kemudian reaksi isomerasi terjadi. Isomerasi
katalitik ini digunakan katalis jenis ZSM-5 yang menghasilkan konversi total
80,3% dengan konversi ethylbenzene 31,6%, ortoxylene 26,4%, metaxylene
22,3% sehingga untuk memperoleh kemurnian maksimal perlu bahan baku
dengan kemurnian tinggi.
Reaksi yang terjadi dalam reaktor :
Ethylbenzene + 3 H2 ortoxylene + 3 H2
Ethylbenzene + H2 C7H8 + CH4
Ortoxylene metaxylene paraxylene
Reaksi terjadi secara eksotermis reversibel dengan selectivity
paraxylene total 30%. Sistem operasi reaktor non-isotermal non-adiabatis.
Reaksi terjadi dalam tube katalis pada suhu 380C dan tekanan 9 atm. Produk
keluaran reaktor diturunkan tekanannya menjadi atmosferik dengan
menggunakan ekspander. Aliran gas dikirim ke separator, didinginkan dalam
kondensor sampai kondisinya antara dew point dan buble point sehingga
aliran terpisah antara gas dan cairan. H2, CH4, dan C7H8 terpisah sebagai hasil
atas dan dikirim ke off gas sedangkan aliran bawah C8 aromatis dan sedikit
BAB I Pendahuluan
Pra Rancangan Pabrik Paraxylene Proses Disproporsionasi Tolene
11
toluene dikirim ke menara distilasi untuk dimurnikan dan diambil toluennya
kemudian dikirim ke mixing tank untuk dicampur dengan umpan segar.
b. Proses Kombinasi Aromax dan Isolene (Kombinasi Adsorpsi dan
Isomerisasi)
Proses kuno pemisahan C8 aromatis dengan menggunakan
fraksional kristalisasi hanya akan memperoleh 50% dari aliran umpan
sedangkan hasil yang tinggi tidak dimungkinkan karena adanya formasi
eutetik yang akan mengurangi kemurnian produk.
Proses Aromax mengembangkan substansi yang membuat proses
lebih ekonomis dengan menyusun seri padatan adsorbent yang dapat
mengadsorbsi secara selektif isomer tertentu dari campuran xylene. Aliran
inlet umpan masuk ke dalam adsorber diatur dengan menggunakan on-off
valve melalui control computer sehingga memungkinkan bed dapat bergerak.
Setelah terjadi operasi mother liquor mengandung komponen tinggi orto,
metaxylene dan ethylbenzene. Proses isolene dikembangkan untuk
mengisomerasasi keluaran ini untuk memperbanyak hasil C8 aromatis. Dua
macam katalis isolene yang digunakan disini yaitu tipe non mulia
hidrocracking dan isolene II menggunakan katalis logam mulia yang dapat
mengisomerasasi ethylbenzene menjadi xylene. Keduanya membutuhkan
make up H2 dan membutuhkan senyawa kimia yang korosif untuk menjaga
aktifitas katalis. Lebih dari 97% C8 aromatis dihasilkan dengan kedua katalis
BAB I Pendahuluan
Pra Rancangan Pabrik Paraxylene Proses Disproporsionasi Tolene
12
ini. Sekarang lebih banyak digunakan secara komersial dan isolene I hanya
sebagai pelengkap.
Aromax adalah kolom adsorbsi yang terdiri dari stage yang saling
bebas dan secara horizontal disusun seri berisi adsorbent susunan fixed bed.
Mixed xylene dilewatkan dalam adsorber dan rafinat yang terdiri dari
sejumlah kecil dialirkan lagi ke beberapa stage adsorbsi tersebut untuk
memurnikan paraxylene dan memperbanyak kontak antara adsorbent dan
umpan. Paraxylene yang telah teradsorbsi didesorbsi dengan senyawa
aromatik tertentu yang akan terpisah ke atas dan akan kemudian diekstraksi.
Desorbent direcycle ke adsorber setelah didestilasi.
Aliran adsorpsi hampir sama dengan operasi rektifikasi. Adsorbent
kontak dengan xylene dengan aliran counter current untuk menggerakkan
dengan valve on-off yang diatur secara periodik. Hasil aliran satu pass xylene
menghasilkan 90% paraxylene lebih baik dibandingkan kristalisasi
konvensional yang hanya mencapai 60%. Paraxylene yang terkandung dalam
larutan induk hanya 2%. Hasil yang tinggi dapat diperoleh dengan flow rate
umpan yang lebih sedikit dengan didukung unit isolene yang menghasilkan C8
aromatis sebagai umpan segar.
Larutan induk yang berasal dari langkah Aromax dicampur dengan
hidrogen dan dipanaskan hingga suhu reaksi kemudian dikirim ke reaktor
fixed bed adiabatik. Keluaran reaktor didinginkan dan diseparasi menjadi liuid
dan fase gas. Produk xylene direcycle ke unit aromax lagi. Satu aliran hasil C8
BAB I Pendahuluan
Pra Rancangan Pabrik Paraxylene Proses Disproporsionasi Tolene
13
aromatis didapatkan lagi 98%. Tekanan reaktor berkisar 24 – 31 atm dan suhu
250 – 450 0C.
B. Kristalisasi dan Isomerisasi Xylene (Proses Isomar Maruzen)
Proses ini digunakan untuk mengkristalkan dan
mengisomerisasikan mixed C8 aromatis menjadi paraxylene dengan
kemurnian tinggi hingga 99,9% dari umpan yang mengandung 32% xylene.
Aromatik berat dan ringannya dapat digunakan dalam campuran bensin
dengan octane number 92 atau lebih.
Umpan C8 aromatik displit menjadi fraksi ringan dan berat, aliran
yang kaya akan xylene dipisahkan lalu dimasukkan bersama recycle xylene ke
sistem fraksionasi. Titik beku paraxylene murni adalah 13,26C sedangkan
senyawa isomer yang lainnya mempunyai titik beku di bawah –25C.
Bagaimanapun juga tidak seluruhnya paraxylene terecorvery dengan
pembekuan ini karena paraxylene membentuk campuran eutetik dengan
metaxylene pada –52,9C dengan ratio 12, – 87,1. Ada beberapa diluent yang
digunakan untuk mengubah system eutetik seperti CCl4 digunakan
membentuk padatan kristal dengan titik lebur –3,9C. Kristalisasi
konvensional dengan fraksionasi kristalisasi hanya akan memperoleh 50%
paraxylene dari campuran.
Pada tipe proses ini, xylene berisi 15 – 20% paraxlene yang
didinginkan pada precooler –40C kemudian dilewatkan melalui heat
exchanger yang suhunya dijaga pada –70C dengan pendinginan luar
BAB I Pendahuluan
Pra Rancangan Pabrik Paraxylene Proses Disproporsionasi Tolene
14
memakai ethylene. Slurry kristal paraxylene dilewatkan ke holding tank
kemudian scara bertahap dilewatkan ke centrifuge. Tiap centrifuge dilengkapi
dengan tanki pelelehan. Sisa mother liquor dialirkan sebagai cooling medium
dalam precooler. Centrifuge dibuat secara kontinyu.
Kristal mentah dari centrifuge mengandung 80% paraxylene lalu
dilelehkan dan dikristalkan kembali hingga kemurnian 95%. Kapasitas unit
kristalisasi kedua kurang dari 1/8 unit kristalisasi pertama tapi mempunyai
desain yang hampir sama. Pendingin dijaga pada perbedaan suhu –18C
dengan refrigerant. Larutan induk dari kristalisasi kedua mengandung 45%
paraxylene dikembalikan ke stage pertama. Dengan recycle filtrate semua
paraxylene dapat diperoleh semua.
Sisa larutan induk dari centrifuge stage pertama dilewatkan ke
reaktor fixed bed katalis silica alumina pada tekanan atmosfer. Katalis
mempunyai selektifitas terhadap paraxylene dan menjaga aromatik dapat
terecorvery 100%.
C. Alkilasi Toluene
Bahan bakunya adalah toluene dan methanol sebagai pemberi
gugus alkyl. Umumnya disebut methylasi dari toluene. Gugus methyl dari
methanol akan masuk pada senyawa benzene dan membentuk paraxylene.
Reaksi utamanya yaitu reaksi alkilasi toluene dan reaksi sampingnya adalah
dehydrasi methanol, methylasi toluene dan dealkylasi xylene.
BAB I Pendahuluan
Pra Rancangan Pabrik Paraxylene Proses Disproporsionasi Tolene
15
Reaksi Utama :
C6H5CH3 + CH3OH C6H4(CH3)2 + H2O
Toluene Methanol p-xylene air
Reaksi Samping :
1. Dehidrasi Methanol :
CH3OH ½ gas hidrokarbon + H2O
2. Disproporsionasi :
Toluene : 2 C6H5CH3 C6H6 + C6H4(CH3)2
Dealkylasi Xylene : C6H4(CH3)2 C6H5CH3 + ½ gas
hidrokarbon
Kinetika reaksi alkilasi toluene dengan methanol pada katalis
Mg-modified ZSM-5 telah diselidiki oleh Jose L Sotelo, dkk (Ind.
Eng. Chem. Res.,1993).
D. Disproporsionasi Toluene
Proses disproporsionasi merupakan proses trans-alkilasi secara
katalitik. Dalam bentuk yang paling sederhana toluene dikonversi menjadi
benzene dan p-xylene. Gugus methyl dari molekul toluene satu pindah ke
molekul toluene yang lain. Senyawa toluene yang menerima gugus methyl
akan menjadi p-xylene
Reaksi : C6H5CH3 zeolite C6H4(CH3)2 + C6H6
Xylene yang terjadi pada campuran ini adalah campuran p-xylene
dan benzene. Dari percobaan oleh Young Butter dan Kaeding (journal of
catalyst 76, 1982, hal 418 – 432) didapatkan bahwa penggunaan katalis
modified ZSM-5 Zeolite pada disproporsionasi toluene akan memberikan
menghasilkan 70 – 90% p-xylene. Konsentrasi ini jauh lebih besar daripada
konsentrasi dalam kesetimbangannya hanya 24%.
BAB I Pendahuluan
Pra Rancangan Pabrik Paraxylene Proses Disproporsionasi Tolene
16
Kenaikan para selectivity dalam katalis ini disebabkan karena
adanya kontrol secara aktif dari pori-pori katalis. Benzene yang terbentuk dari
reaksi disproporsionasi toluene dapat dengan cepat meninggalkan permukaan
katalis kemudian diikuti paraxylene. Ortoxylene dan metaxylene memiliki
waktu tinggal yang lebih lama dalam katalis sebab kemampuan difusifitasnya
lebih rendah daripada paraxylene.
Umpan toluene kering dan 25% dari C8 aromatis dicampur dengan
recycle gas H2 dan selanjutnya dipompakan ke heat exchanger untuk
selanjutnya dimasukkan ke dalam reaktor STDP (Selective Toluene
Disproportionation) dalam hal ini toluene dalam fase uap untuk menghasilkan
xylene dan produk benzene. H2 dipisahkan dalam separator tekanan tinggi
kemudian direcycle balik ke reaktor sebagai hidrogen make-up. Toluene yang
tidak bereaksi direcycle ke reaktor.
Dari beberapa proses diatas, keuntungan proses disproporsionasi toluene
adalah :
1. Reaksi disproporsionasi toluene tidak mempunyai reaksi samping
sedangkan reaksi alkilasi toluene mempunyai reaksi samping yang
cukup banyak (hingga 3 reaksi samping).
2. Reaksi disproporsionasi toluene mempunyai produk samping benzene
yang cukup besar, namun dalam hal ini benzene dapat diolah untuk
dijual.
BAB I Pendahuluan
Pra Rancangan Pabrik Paraxylene Proses Disproporsionasi Tolene
17
1.4.2 Kegunaan Produk
A. Produk Utama : Paraxylene
Kegunaan utama dari komersial paraxylene adalah sebagai solvent dalam
industri kimia dan campuran bensin. Paraxylene juga digunakan sebagai bahan
mentah dari beberapa produk intermediete seperti xylidines, pthalic anhidrid,
terepthalic acid dan isopthalic acid. Ethylbenzene jarang dihasilkan dari komersial
xylene tapi dari alkilasi benzene, yang merupakan bahan mentah styrene yang
dapat dipolimerisasikan menjadi polystyrene dan dikopolimerisasi dengan
butadiene menjadi karet GR-S. Dalam penggunaan di bidang kimia o-xylene
banyak digunakan dalam oksidasi pthalic anhidrid. Metaxylene banyak dikonversi
dengan oksidasi menjadi isopthalic acid, tapi kebanyakan digunakan untuk nitrasi
pada xylidine.
Konsentrasi H2SO4 dingin yang direaksikan dengan xylene akan
membentuk asam xylene sulfonat, sebagai bahan antara (intermediet) lalu dengan
pembakaran kaustik akan terbentuk xylenols. Campuran eutetik terdiri dari 87,1%
m-xylene dan 12,9 % p-xylene dapat disulfonasi secara parsial dengan 95% asam
sulfat dan dinetralkan dengan lime akan mengendapkan kalsium sulfat dan
meninggalkan kalsium sulfat dalam larutan. Lapisan hidrokarbon yang tidak
tersulfonasi yang banyak mengandung m-ylene didinginkan untuk mendapatkan
kristal murni p-ylene sedangkan kandungan m-xylene bisa mencapai 87,1%
Dalam refinary petroleum, xylene digunakan sebagai campuran bensin
(bahan bakar kendaraan bermotor) karena mempunyai harga anti ketukan yang
BAB I Pendahuluan
Pra Rancangan Pabrik Paraxylene Proses Disproporsionasi Tolene
18
tinggi. Sebagai bahan campuran bensin, xylene dipekatkan menjadi 75% dan
dapat digunakan dalam grade industri.
Harga anti ketukan dari keempat isomer sangat tinggi, tapi ada perbedaan
yang cukup mencolok antara isomer itu bila ada secara tunggal. Paraxylene
mempunyai harga tertinggi dari ketiga isomernya dan o-xylene mempunyai harga
yang terendah.
Di dalam industri paraxylene mempunyai banyak kesamaan penggunaan
dengan toluene yang digunakan sebagi solvent dalam penguapan. Paraxylene juga
digunakan sebagai bahan pembersih kering untuk spotting, operasi setelah
penggunaan solvent Stoddard. Fungisida dan insektisida seperti toxaphene,
hexachlorobenzene, dilarutkan dalam paraxylene untuk mengkonsentrasikan
larutan dengan tujuan pembentukan emulsi.
Seperti toluene, paraxylene juga digunakan sebagai pelindung lapisan,
sebagai pelarut dalam resin. Yang pelapisan dengan menggunakan p-xylene yaitu
penyikatan enamel, pengecatan untuk kapal, pelapisan alat-alat kapal, campuran
cat, pelapisan kertas, pelapisan tekstil, bahan tahan api, bahan tahan air. Tipe resin
yang biasanya dilarutkan dalam paraxylene adalah resin alam, alkid, phenol
murni, vinyl, polystearine, resin akrilik, resin maleic, ester untuk permen karet,
resin coumarone-indene yang berasal dari urea dan fenol formaldehide atau
melamine. Paraxylene digunakan sebagai ekstender pada karet sintesis serta
digunakan dalam pencetakan berwarna fotografi, tinta logam lithografi, untuk
pencetakan sutera dan minyak kain.
BAB I Pendahuluan
Pra Rancangan Pabrik Paraxylene Proses Disproporsionasi Tolene
19
Adapun gambaran proses pemakaian paraxylene dalam berbagai macam
industri tercantum dalam Tabel 1.3
Tabel 1.3. Penggunaan Paraxylene dalam Industri
No Jenis Penggunaan Proses Pemakaian
1 PTA Bahan baku produk intermediate PTA
2 Solvent penguapan Ditambahkan pada zat yang akan diuapkan sehingga prosesnya
lebih cepat
3 Xylidine Nitrasi senyawa xylene menjadi nitroxylene dan diubah menjadi
xylidine
4 Serat Sintesis Dacron Paraxylene dioksidasi dicampur metanol dan ethyl glycol
5 Petroleum Komponen aviasi dan sebagai campuran bensin dengan harga
antiknoc tinggi
6 Emulsifier dari fungisida
dan insektisida
Pelarutan toxaphene, hexachlorobenzene
7 Solvent resin Pelarut resin alam, phenol murni, vinyl, styrene, resin aklirik, resin
maleic, karet, melamine, fenol, fenol formaldehide
8 Pewarna Digunakan untuk fotographi, lithographi, cetak sutera, batik, dll
9 Perekat Dicampur dengan karet sintesis, neoprena, perbunan.
10 Hidrotoping agent Reaksi sulfonasi untuk pembedaan kelarutan pada pemisahan
isomer
11 Bahan penggosok Penghilang spotting untuk pengeringan kering
12 Xylenols Sulfonasi yang dilanjutkan dengan desulfonasi sebagai bahan
pembakaran kaustik.
B. Produk Samping : Benzene
Benzene banyak digunakan dalam industri sebagai :
» Bahan pelarut dalam keperluan operasi ekstraksi dan distilasi
» Bahan baku untuk pembuatan senyawa kimia organik lain atau intermediate
dari produk – produk komersial, misalnya : styrene, cumene cyclohexane, alkyl
benzene, deterjen alkylate, nitrobenzene, dan chlorobenzene.
BAB I Pendahuluan
Pra Rancangan Pabrik Paraxylene Proses Disproporsionasi Tolene
20
1.5 SIFAT FISIS DAN KIMIA
1.5.1 Bahan Baku
A. Toluene
Sifat-Sifat Fisis :
● Berat molekul : 92,141 gr/mol
● Fasa pada T,P kamar : cair
Titik didih ( P=1 atm) : 110,625C
Titik beku ( P=1 atm) : 0,046633C
Densitas ( 20C) : 0,867gr/ml
Indeks bias (20 0C) : 1,4449693
Temperature kritis : 320,8C
Tekanan kritis : 41,6 atm
Volume kritis : 0,131 l/mol
∆H0c (25 0C dan P konstan)
gas : -943,58 kcal/mol
liquid : -934,50 kcal/mol
∆H0v( 25C) : 6,670 kcal/mol
Panas pembentukan, ∆H0f (25 0C)
gas : 11,95 kcal/mol
liquid : 2,867 kcal/mol
Entropy, ∆S gas : 76,42 kJ/0K
liquid : 52,48 kJ/0K
● ∆G0f (25 0C) gas : 29,228 kcal/mol
liquid : 27,282 kcal/mol
BAB I Pendahuluan
Pra Rancangan Pabrik Paraxylene Proses Disproporsionasi Tolene
21
Sifat-Sifat Kimia :
Toluene merupakan derivat dari benzene, yang mempunyai sifat-sifat kimia :
1. Jika gas chlor dialirkan ke dalam toluene yang mendidih dengan bantuan
sinar UV maka atom H pada gugus methylnya akan digantikan oleh atom
Cl.
C H 3
+ C l2
C H 2 C l
+ H C lS in a r U V
2. Jika gas chlor dialirkan pada suhu kamar dengan bantuan katalisator besi,
maka atom hydrogen dalam siklus akan digantikan oleh atom Cl.
H C l
C H 3
+ C l2
C H 3
+C l
K a t : F e
3. Jika direaksikan dengan asam nitrat dan asam sulfat akan terbentuk
nitrotoluene.
C H 3
+ H N O 3
C H 3
+ H 2 ON O 2
4. Pada reaksi oksidasi dengan oksigen serta dengan bantuan katalis bromin,
cobalt,.dan mangan menghasilkan asam benzoat.
BAB I Pendahuluan
Pra Rancangan Pabrik Paraxylene Proses Disproporsionasi Tolene
22
B. Hidrogen
Sifat-Sifat Fisis :
● Fasa pada T dan P kamar : gas
● Berat molekul : 2,001 gr/mol
● Titik didih ( P =1 atm) : -252,7 C
● Titik leleh : -259,1 0C
Density ( 25C ) : 0,0352 gr/ml
Temperature kritis : -239,9 0C
Tekanan kritis : 12,83 atm
Viskositas ( 25C) : 0,013 cp
● Spesifc heat : 19,7 gr/mol 0K
Sifat – Sifat Kimia :
1. Reaksi hidrogen dengan halogen membentuk asam hidrohalogenida.
H2 + X2 → 2 HX
2. Reaksi antara hidrogen dengan oksigen membentuk air.
H2 + ½ O2 → H2O
3. Reaksi antara hidrogen dengan karbon membentuk metana.
2H2 + C → CH4
4. Reaksi antara hidrogen dengan nitrogen membentuk amoniak.
3H2 + N2 → 2NH3
5. Reaksi antara hidrogen dengan logam membentuk logam hibrida.
H2 + N → NH2
6. Reaksi antara hidrogen dengan oksida logam membentuk logam dan air.
H2 + MO → M + H2O
7. Reaksi hidrogenasi ikatan tak jenuh
R-CH=CH-R + H2 → R-CH2-CH2-R
BAB I Pendahuluan
Pra Rancangan Pabrik Paraxylene Proses Disproporsionasi Tolene
23
1.5.2 Produk
A. Paraxylene (Produk Utama)
Sifat-Sifat Fisis :
● Fasa (T dan P kamar) : cair
Berat molekul : 106,167 gr/mol
Densitas ( 20C ) : 0,861 gr/ml
Titik didih ( P = 1 atm) : 138,36C
Titik beku ( P = 1 atm) : 13,26C
Refraktive index, 20C : 1,0653
Tegangan permukaan (20 0C) : 28,31dyne/cm
Dielectric constant ( 25C ) : 2,27
Temperature kritis : 3433,05C
Tekanan kritis : 34 atm
Heat of fusion : 4,090 kcal/mol
∆H0 f (25 0C) : – 5,838 kcal/mol
∆HV ( pada titik didihnya ) : 81,20 cal/mol
Entropy (25 0C) : 59,12 cal/mol
Tabel 1.4. Data Fisik C8 Aromatis
SIFAT FISIK O-XYLENE M-XYLENE P-XYLENE ETIL BENZENE
Titik beku, C -25,17 -47,85 13,26 -94,975Titik didih, C 142,43 139,12 138, 36 136,186Densitas, gr/ml
0 C20 C40 C
0,89690,88020,8634
0,88110,86420,8470
padatan0,86100,8437
0,88450,86700,8495
Panas jenis, kalC 0,411 0,387 0,397 0,409Flash point, C 34,4 30,6 30,0 27,8Konstanta dielektrik (20C) 2,26 2,24 2,23 2,24Viskositas, cp
0 C20 C40 C
1,1080,8090,625
0,8080,6170,492
padatan0,6440,508
0,8950,6780,535
Tegangan permukaan, dyne/cm, (20 C) 30,03 28,63 28,31 29,04
Sumber : “Kirk and Othmer“
BAB I Pendahuluan
Pra Rancangan Pabrik Paraxylene Proses Disproporsionasi Tolene
24
Tabel 1.5. Thermodinamika C8 Aromatis
SIFAT O-XYLENE M-XYLENE P-XYLENE ETIL BENZENE
Temperetur kritis, C 359,0 346,0 345,0 346,4Tekanan kritis, atm 36 35 34 37Densitas kritis, gr/ml 0,28 0,27 0,29 0,29Hv pada titik didih, cal/gr 82,9 82,0 81,2 81,0H0f298, kcal/mol gas liquid
-5,8414,54
-6,0754,12
-5,8384,29
-2,9777,12
S298, kcal/mol 58,91 60,27 59,12 60,99G0
298, kcal/mol gas liquid
26,3729,177
25,3728,405
26,3128,952
28,6131,208
H0C 298 ( tekanan tetap)
kcal/mol gas liquid
-1098,54-1088,16
-1098,12-1087,92
-1098,29-1088,16
-1101,13-1091,03
Hfusion, kcal/mol 3,250 2,765 4,090 2,190
Sumber : “Kirk and Othmer“
Sifat-Sifat Kimia :
Xylene disini terdapat 3 isomer yang mempunyai sifat – sifat kimia sebagai
berikut :
1. Mengalami reaksi oksidasi :
CH3
CH3+ O2
COOH
COOH
o-xylene asam pthalat
CH3
CH3
+ O2
COOH
COOH
m-xylene asam isopthalatCH3
CH3
+ O2
COOH
COOH
p-xylene asam terepthalat
BAB I Pendahuluan
Pra Rancangan Pabrik Paraxylene Proses Disproporsionasi Tolene
25
2. Mengalami reaksi isomerisasi :
C H 3
C H 3
C H 3
C H 3
C H 3
C H 3
A C I D A C I D
o-xylene m-xylene p-xylene
Susunan/komposisi ketiga isomer di atas dalam kesetimbangan dipengaruhi oleh
suhu reaksi, jenis katalis, % konversi toluene, WHSV (Weight Hourly Space
Velocity) dan sebagainya.
3. Sulfonasi dan Desulfonasi
Paraxylene paling suli bereaksi dalam sulfonasi dibandingkan dengan
isomer-isomer lainnya karena karakteristik sifat ini, maka dapat digunakan
untuk pemisahannya dengan isomer lainnya. Sodium xylene sulfonat banyak
digunakan untuk pemisahan kelarutan / hidrotoping agent.
B. Benzene (Produk Samping)
Sifat – Sifat Fisis :
● Rumus molekul : C6H6
● Berat molekul : 78,11 gr/mol
● Kenampakan : jernih
● Fasa (pada T, P kamar) : cair
● Density (20 0C) : 0,879 gr/ml
● Titik beku : 5,5 0C
● Titik didih : 80,1 0C
● ΔHfusion : 30,1 cal/mol
● ΔH0C 298 gas : -789,08 kcal/mol
liquid : -780,98 kcal/mol
● ΔH0f 298 gas : 19,82 kcal/mol
liquid : 11,718 kcal/mol
BAB I Pendahuluan
Pra Rancangan Pabrik Paraxylene Proses Disproporsionasi Tolene
26
● ΔG0f 298 gas : 30,989 kcal/mol
liquid : 29,756 kcal/mol
● Temperatur kritis : 288,5 0C
● Tekanan kritis : 47,7 atm
Sifat – Sifat Kimia :
1. Substitusi
Dalam kondisi yang sesuai, satu atau lebih atom hidrogen pada benzene
dapat digantikan dengan atom halogen atau pun gugus nitro, sulfonat dan
lainnya.
2. Oksidasi
Benzene dapat dioksidasi menjadi produk – produk yang berlainan.
Dengan katalisator seperti permanganat atau asam kromat, benzene
teroksidasi menjadi air dan CO2.
3. Reduksi
Benzene dapat direduksi menjadi sikloheksana. Pada suhu kamar, benzene
dapat dihidrogenasi dengan katalisator nikel, kecepatan hidrogenasi akan
menjadi tiga kali lipat dengan kenaikan suhu dari 20 0C hingga 50 0C.
4. Pirolisa
Jika benzene dilewatkan melalui red hot iron tube atau dalam temperatur
tinggi akan menghasilkan senyawa diphenyl dengan katalisator vanadium.
Pada temperatur diatas 750 0C benzene akan terdekomposisi menjadi
carbon dan hidrogen.
5. Halogenasi
Produk substitusi atau adisi diperoleh dengan halaogenasi benzene.
Direaksikan dengan Br2 dan Cl2 diperoleh benzene klorida dan benzene
bromida dengan katalis FeCl3. Klorobenzene diperoleh dengan
mereaksikan pada suhu 30 – 50 0C dengan katalis molibdenum klorida.
BAB I Pendahuluan
Pra Rancangan Pabrik Paraxylene Proses Disproporsionasi Tolene
27
6. Nitrasi
Benzene dengan asam sulfat dan asam nitrat pada suhu 50 – 75 0C
menjadi mono derivat degnan yield mencapai 98 %. Bila benzene
direaksikan dengan campuran asam nitrat dan mercury palmiat diperoleh
nitrophenol.
7. Alkilasi
Alkilasi benzene seperti etil benzene dan cumene diproduksi secara
komersial dengan mereaksikan benzene dengan etilen atau propilen baik
dalam fasa uap maupun cair. Katalisator yang digunakan adalah AlCl3,
BF3, zeolite.
1.6 TINJAUAN PROSES SECARA UMUM
Proses pembentukan paraxylene melalui reaksi disproporsionasi toluene
pada prinsipnya yaitu proses pemindahan gugus metil dari molekul toluene yang
satu ke molekul toluene yang lain. Molekul toluene yang kehilangan gugus
metilnya akan menjadi benzene sedangkan molekul toluene lain yang menerima
gugus metil akan membentuk xylene.
Dengan kata lain dalam reaksi ini, 2 mol toluene akan pecah membentuk
1 mol benzene dan 1 mol xylene. Reaksi yang terjadi sebagai berikut :
CH3
+
CH3
CH3
2
TOLUENE BENZENE XYLENE
Secara teoritis campuran yang terjadi adalah equimolar : 50% benzene dan
50% xylene, namun pada kenyataannya yang diperoleh 37% benzene dan 55%
xylene. (Mc Ketta, hal 257)
BAB I Pendahuluan
Pra Rancangan Pabrik Paraxylene Proses Disproporsionasi Tolene
28
Xylene yang terbentuk pada reaksi di atas merupakan campuran antara
isomer-isomer xylene (mixed xylene). Paraselectivity adalah jumlah proporsi
paraxylene di dalam total keseluruhan campuran xylene. Kenaikan paraselectivity
di dalam katalis disebabkan karena adanya kontrol difusi secara selektif melalui
pori-pori katalis. Dalam hal ini katalis yang digunakan berupa katalis zeolite
ZSM-5.
Pada proses Disproporsionasi Toluene, bahan baku berupa toluene dan
hidrogen masuk ke dalam reaktor fixed bed multitube katalitik dimana terjadi
reaksi pada fase gas untuk membentuk paraxylene sebagai produk utama dan
benzene sebagai produk samping. Hasil keluaran reaktor didinginkan dengan
menggunakan heat exchanger dan produk berupa campuran gas-cair dipisahkan di
dalam separator. Gas hidrogen sebagai hasil atas direcyle kembali ke dalam
reaktor bersama-sama dengan hidrogen make-up dan sebagian hidrogen dipurging
untuk menghindari akumulasi yang tidak diinginkan. Produk cairannya sebagai
hasil bawah dikirim ke menara distilasi dan kristalizer untuk proses pemisahan
paraxylene dari campurannya.
BAB IV Unit Pendukung Proses Dan Laboratorium
Pra Rancangan Pabrik Paraxylene Proses Disproporsionasi Toluene
73
BAB IV
UNIT PENDUKUNG PROSES
DAN LABORATORIUM
4.1 UNIT PENDUKUNG PROSES/UTILITAS
Unit pendukung proses merupakan sarana penunjang kelancaran suatu
proses produksi dalam suatu pabrik. Unit pendukung proses pabrik paraxylene
meliputi :
A. Unit penyediaan dan pengolahan air
Menyediakan air untuk pendingin, umpan boiler, sanitasi dan hydrant.
B. Unit pembangkit steam
Menyediakan steam untuk media pemanas di alat penukar panas heater dan
boiler
C. Unit pembangkit listrik
Menyediakan listrik untuk tenaga penggerak peralatan proses, pendingin
ruangan maupun penerangan. Listrik ini disuplay dari PLN dan dari
generator set sebagai cadangan bila listrik dari PLN terganggu.
D. Unit pembangkit udara instrumen
E. Unit penyediaan bahan bakar
BAB IV Unit Pendukung Proses Dan Laboratorium
Pra Rancangan Pabrik Paraxylene Proses Disproporsionasi Toluene
74
4.1.1 Unit Penyediaan dan Pengolahan Air
Air untuk kebutuhan pabrik diperoleh dari air laut di sekitar pabrik
(Pelabuhan Merak) dan berasal dari air tanah melalui sumur artesis. Air ini
dipergunakan untuk :
1. Air Pendingin
Air digunakan sebagai media pendingin karena :
Air merupakan materi yang dapat diperoleh dalam jumlah besar
Mudah dalam pengaturan dan pengolahannya
Dapat menyerap panas dalam jumlah tinggi tiap satuan volumenya
Tidak mudah menyusut secara berarti dalam batasan tertentu dengan
adanya perubahan temperatur.
Tidak terdekomposisi
Hal-hal yang perlu diperhatikan untuk air pendingin yaitu hardness, besi
dan minyak merupakan penyebab terganggunya film corrosion inhibitor,
menurunkan koefisien perpindahan panas, dan dapat menjadi makanan
mikroba sehingga menimbulkan endapan. Air pendingin digunakan pada
penukar panas cooler, condenser pada kolom distilasi
2. Air Umpan Ketel (Boiler Feed Water)
Pada umumnya air masih mengandung larutan garam-garam dan asam yang
akan merusak material konstruksi dan mengganggu kerja sistem. Beberapa
hal yang perlu diperhatikan dalam penanganan air umpan boiler :
BAB IV Unit Pendukung Proses Dan Laboratorium
Pra Rancangan Pabrik Paraxylene Proses Disproporsionasi Toluene
75
Zat-zat yang dapat menyebabkan korosi
Korosi yang terjadi di dalam boiler disebabkan air mengandung larutan-
larutan asam, gas yang terlarut seperti : O2, CO2, H2S dan NH3.O2 dan
CO2 masuk karena adanya aerasi maupun adanya kontak dengan udara
luar.
Zat yang menyebabkan scale forming/pembentukan kerak
Pembentukan kerak disebabkan karena adanya kesadahan dan suhu
tinggi yang biasanya berupa garam-garam karbonat dan silikat.
Zat yang menyebabkan foaming
Air yang diambil kembali dari proses pemanasan bisa menyebabkan
foaming pada boiler karena mengandung zat-zat organik, anorganik dan
zat-zat yang tidak larut dalam jumlah yang besar. Efek pembusaan
terjadi pada tingkat alkalinitas yang tinggi.
3. Air Sanitasi
Air sanitasi digunakan untuk keperluan sanitasi yaitu masak, mandi,
mencuci, laboratorium dan lain-lain. Syarat – syarat air sanitasi :
a. Syarat fisik :
Warna jernih
Tidak mempunyai rasa dan tidak berbau
b. Syarat kimia :
Tidak mengandung zat organik maupun anorganik
Tidak beracun
BAB IV Unit Pendukung Proses Dan Laboratorium
Pra Rancangan Pabrik Paraxylene Proses Disproporsionasi Toluene
76
c. Syarat biologis :
Tidak mengandung bakteri, terutama bakteri patogen.
4. Air Hydrant
Yaitu air yang digunakan untuk memadamkan kebakaran. Pada umumnya
air ini tidak memerlukan syarat-syarat yang spesifik.
4.1.1.1 Pengolahan Air
Kebutuhan air dalam suatu pabrik diperoleh dari sumber air di sekitar
pabrik yaitu dari air laut dan air tanah yang diolah terlebih dahulu agar memenuhi
syarat untuk digunakan. Pengolahan tersebut meliputi pengolahan secara fisik dan
kimia, penambahan desinfektan maupun penggunaan ion exchanger.
Pengolahan air melalui beberapa tahapan :
a. Penghisapan
Tahap ini menggunakan penghisap yang dilengkapi pompa vakum untuk
mengalirkan air dari laut ke stasiun pemompa air.
b. Penyaringan
Tahap ini menggunakan Coarse and Fine Screen yang berfungsi untuk
menyaring kotoran laut berukuran besar yang terpompa.
c. Pengendapan
Pengendapan dilakukan secara gravitasi dengan menggunakan settling pit
untuk mengendapkan partikel-partikel yang tersuspensi dalam air.
BAB IV Unit Pendukung Proses Dan Laboratorium
Pra Rancangan Pabrik Paraxylene Proses Disproporsionasi Toluene
77
d. Koagulasi dan Flokulasi
Koagulasi adalah penambahan coagulant aids lalu dilakukan
pengadukan dengan cepat sehingga terjadi penggumpalan partikel-partikel
koloid yang tidak stabil dan suspended solid yang halus
Flokulasi adalah pengadukan lambat untuk menggumpalkan partikel
yang tidak stabil dan membentuk flok -flok kecil menjadi flok besar sehingga
dapat mengendap secara cepat.
Prosesnya sebagai berikut :
Air dari proses pengendapan (c) dialirkan ke bak penampungan kedua. Pada
bak ini ditambahkan bahan-bahan kimia (koagulan) sehingga akan terbentuk
gumpalan sambil diinjeksikan kalsium hipoklorit atau Cl2 cair. Zat kimia yang
digunakan adalah tawas. Proses koagulasi diikuti dengan proses flokulasi.
Dengan menggunakan clarifier, maka gumpalan-gumpalan yang terbentuk di
blow down dan diperoleh air bersih.
e. Sand Filter
Air yang keluar dari clarifier masih mengandung partikel halus yang dapat
dipisahkan dengan penyaringan. Filter yang digunakan adalah jenis sand filter
dengan menggunakan pasir kasar dan halus. Lalu air yang telah disaring
ditampung ke dalam dua buah tangki, yaitu :
Filtered water storage tank, berfungsi untuk menampung air yang digunakan
untuk keperluan make up air pendingin, air hydrant dan air umpan boiler (BFW).
Portable water storage tank, berfungsi untuk menampung air yang digunakan
untuk keperluan sehari-hari di pabrik dan di perkantoran.
BAB IV Unit Pendukung Proses Dan Laboratorium
Pra Rancangan Pabrik Paraxylene Proses Disproporsionasi Toluene
78
Air yang digunakan sebagai air umpan boiler (BFW) harus diproses lebih lanjut,
diantaranya :
Unit Demineralisasi Air
Unit ini berfungsi untuk menghilangkan mineral-mineral yang terkandung
dalam air seperti : Ca2+, Mg2+, K+, Fe2+, Al3+, HCO3-, SO4
2-, Cl- dan lain-lain
dengan bantuan resin. Air yang diperoleh adalah air bebas mineral yang akan
diproses lebih lanjut menjadi air umpan boiler (boiler feed water).
Demineralisasi diperlukan karena air umpan ketel memerlukan syarat-
syarat sebagai berikut :
1. Tidak menimbulkan kerak pada ketel maupun pada tube alat penukar
panas jika steam digunakan sebagai pemanas. Kerak akan mengakibatkan
turunnya efisensi operasi bahkan bisa menyebabkan tidak beroperasi sama
sekali.
2. Bebas dari semua gas-gas yang mengakibatkan terjadinya korosi terutama
gas O2 dan gas CO2
Air dari filtered water storage tank diumpankan ke carbon filter yang
berfungsi untuk menghilangkan gas klorin, warna, bau serta zat-zat organik
lainnya. Air yang keluar dari carbon filter diharapkan mempunyai pH sekitar
7,0-7,5. Selanjutnya air tersebut diumpankan ke dalam cation exchanger yang
berfungsi menukar ion-ion positif/kation ( Ca2+, Mg2+, K+, Fe2+, Mn2+, Al3+ ) yang
ada di dalam air umpan. Alat ini sering disebut softener yang mengandung resin
jenis Strong Acid Cation Resin (SACR) dimana kation-kation dalam umpan akan
ditukar dengan ion H+ yang ada pada SACR.
BAB IV Unit Pendukung Proses Dan Laboratorium
Pra Rancangan Pabrik Paraxylene Proses Disproporsionasi Toluene
79
Akibat tertukarnya ion H+ dari resin kation-kation yang ada dalam air
umpan, maka air keluaran cation exchanger mempunyai pH rendah (3,7) dan Free
Mineral Acid (FMA) yaitu CaCO3 sekitar 12 ppm. FMA merupakan salah satu
parameter untuk mengukur tingkat kejenuhan resin (exhausted resin). Pada
operasi normal FMA stabil sekitar 12 ppm, apabila FMA turun berarti resin telah
jenuh sehingga perlu diregenerasi menggunakan larutan H2SO4 dengan
konsentrasi 4%.
Air keluaran cation exchanger kemudian diumpankan ke dalam anion
exchanger yang berfungsi sebagai alat penukar anion-anion ( HCO3-, SO4
2+, Cl-,
NO3-, dan CO3
- ) yang terdapat di dalam air umpan. Di dalam anion exchanger
mengandung resin jenis Strong Base Anion Resin (SBAR) dimana anion-anion
dalam air umpan ditukar dengan ion OH- yang berasal dari SBAR. Dengan
menukar anion-anion dari umpan tersebut, maka ion H+ dari asam-asam yang
terkandung di dalam umpan exchanger menjadi bebas kemudian berikatan dengan
OH- yang lepas dari resin mengakibatkan terjadinya netralisasi sehingga pH air
keluar anion exchanger kembali normal dan ada penambahan konsentrasi OH-
sehingga pH akan cenderung basa.
Batasan yang diijinkan pH (8,8 – 9,1), kandungan Na+ = 0,08 – 2,5 ppm dan
0,01 ppm. Kandungan silika pada air keluaran anion exchanger merupakan
kriteria sebagai titik tolak bahwa resin telah jenuh (12 ppm). Resin diregenerasi
menggunakan larutan NaOH 4%. Air keluaran unit cation dan anion exchanger
ditampung dalam demineralizer water storage sebagai penyimpan sementara
sebelum diproses lebih lanjut di unit deaerator.
BAB IV Unit Pendukung Proses Dan Laboratorium
Pra Rancangan Pabrik Paraxylene Proses Disproporsionasi Toluene
80
Unit Polisher
Hampir sebagian hasil kondensasi steam (80%) yang digunakan pada alat-
alat proses dan pembangkit tenaga dikembalikan untuk digunakan kembali
sebagai air umpan boiler (condensate return system). Kondensat ini biasanya akan
membawa produk-produk korosi sepanjang perpipaan. Hal ini dimungkinkan
karena masih terdapatnya kontaminan-kontaminan yang terdapat dalam steam
kondesat maupun kemungkinan adanya kebocoran di dalam sistem air pendingin.
Kontaminan dalam steam kondensat menyebabkan korosi meningkat maka
kondensat ini perlu diolah sebelum digunakan sebagai umpan boiler di unit
polisher untuk mengurangi/mengambil ion-ion produk yang terbawa ke dalam
kondensat.
Produk korosi sebagian besar berupa ion-ion besi (Fe) dan tembaga (Cu)
maka yang digunakan untuk menukar ion-ion Fe dan Cu hardness ( Ca, Mg ) yang
terlarut. Apabila resin telah jenuh maka diregenerasi menggunakan NaCl.
Proses regenerasi resin polisher mempunyai pengaruh yang sangat penting
terhadap kualitas air yang akan diolah khususnya adanya siklus sodium. Air yang
keluar dari unit polisher selanjutnya dikirim bersama air dari unit demineralisasi
untuk diolah di unit deaerator.
BAB IV Unit Pendukung Proses Dan Laboratorium
Pra Rancangan Pabrik Paraxylene Proses Disproporsionasi Toluene
81
Unit Dearator
Air yang sudah diolah di unit polisher dan demineralisasi masih
mengandung gas-gas terlarut terutama O2 dan CO2. Gas-gas tersebut dihilangkan
dari air di unit deaerator karena dapat menyebabkan terjadinya korosi. Pada unit
deaerator kadarnya diturunkan sampai kurang dari 5 ppm.
Proses pengurangan gas-gas dalam unit deaerator dilakukan secara
mekanis dan kimiawi. Proses mekanis dilakukan dengan cara mengontakkan air
umpan boiler dengan uap tekanan rendah (stripping gas) mengakibatkan sebagian
besar gas terlarut dalam air umpam terlepas dan dikeluarkan ke atmosfer.
Selanjutnya dilakukan proses kimiawi dengan penambahan bahan kimia
dioxoaromatic yang mengandung senyawa hydrokuinone, reaksi sebagai berikut :
2C6H4(OH)2 + O2 2 C6H4O2 + 2 H2O
Setelah dilakukan injeksi, kandungan oksigen akan mencapai kurang dari 10 ppb.
Untuk mengolah CO2 diinjeksikan neutralizing amine yang akan menetralisir
pembentukan CO2 dan akan menaikkan pH kondensat sekitar 8,5 – 9,5 dengan
reaksi :
R-NH2 + H2O R-NH3+ + OH-
R-NH3 + + OH- + H2CO3 R-NH3
+ + HCO3- + H2O
Dengan adanya ion OH- maka air umpan boiler tetap terjaga pada kondisi
yang diinginkan selain itu larutan amine berfungsi untuk membentuk lapisan film
di dalam pipa sehingga menghindari timbulnya korosi.
Keluar dari aerator ke dalam air umpan boiler diinjeksikan larutan phospat
(Na3PO4.H2O) untuk mencegah terbentuknya kerak silika dan kalsium pada steam
BAB IV Unit Pendukung Proses Dan Laboratorium
Pra Rancangan Pabrik Paraxylene Proses Disproporsionasi Toluene
82
drum dan boiler. Sebelum diumpankan ke boiler, air terlebih dahulu diberi
dispersant.
Unit Air Pendingin
Unit air pendingin yang digunakan dalam proses sehari-hari berasal dari
air pendingin yang telah digunakan dalam pabrik yang kemudian didinginkan
dalam cooling tower. Kehilangan air karena penguapan, terbawa udara atau pun
dilakukannya blow down di cooling tower diganti dengan air yang disediakan di
filtered water storage.
Air pendingin harus mempunyai sifat-sifat yang tidak korosif, tidak
menimbulkan kerak dan tidak mengandung mikroorganisme yang bisa
menimbulkan lumut. Untuk mengatasi hal ini maka ke dalam air pendingin
diinjeksikan bahan-bahan kimia sebagai berikut :
Phospat, berguna untuk mencegah timbulnya kerak
Chlorine, berguna untuk membunuh mikroorganisme
Zat dipersant untuk mencegah terjadinya penggumpalan
Skema unit pengolahan air dapat dilihat pada gambar 4.1
BAB IV Unit Pendukung Proses Dan Laboratorium
Pra Rancangan Pabrik Paraxylene Proses Disproporsionasi Toluene
83
Air Laut Air Tanah
Filtrasi
Injeksi :- Klorin cair- Kaporit
Tanki Penyimpan
Koagulasi & Flokulasi
Clarifier
Sand Filter
Injeksi :- Tawas- Alum
Portable WaterStorage Tank
Filtered WaterStorage Tank
Tanki ChlorinatorInjeksi :- Klorin cair- Kaporit
Carbon FilterCarbon Aktif
Tanki Air Sanitasi
Mengikat gasCl2, warna,bau, bahan2organik
Tanki ChlorinatorInjeksi :- Klorin cair- Kaporit
Carbon FilterCarbon Aktif
Cation Exchanger
Anion Exchanger
DemineralizerWater Storage
SACR (Resin)
SABR (Resin)
Kondensat
Tanki Kondensat
Tanki Polisher
Tanki Deaerator
Injeksi :1. Lart. Phospat2. Zat Dispersant
Air Umpan Boiler(BFW)
Air Pendingin
Blow-down:sampah
Blow-down:Flok-flok lumpur
Blow-down:partikel2 halus
Gambar 4.1 Blok Diagram Pengolahan Air
BAB IV Unit Pendukung Proses Dan Laboratorium
Pra Rancangan Pabrik Paraxylene Proses Disproporsionasi Toluene
84
4.1.2 Kebutuhan Air
Kebutuhan total air pada pabrik paraxylene berdasarkan pada perhitungan.
Kebutuhan air untuk pendingin dapat dilihat pada tabel berikut :
1. Kebutuhan air untuk pendingin
Tabel 4.1 Kebutuhan air pendingin
No Kode Alat Nama Alat Kebutuhan (kg/jam)1. I-C01 Intercooler 291.785,43032. I-C02 Intercooler 125.262,86193. I-C03 Intercooler 6.403,66224. CD-01 Kondensor 312.618,01915. CD-02 Kondensor 2.342.766,46106. CD-03 Kondensor 1.811.894,87567. HE-02 Heat Exchanger 367.339,0854
Total 5.258.070,3949
Jadi kebutuhan total air untuk pendingin = 5.258.070,3949 kg/jam= 5.258.070,3949 m3/jam= 126.193.689,4780 m3/hari
Diperkirakan air yang hilang sebesar 20 % (Severn hal 140) sehingga kebutuhan
make- up air untuk pendingin :
Make- up yang ditambahkan = 0,2 x 126.193.689,4780 m3/hari
= 25.238.737,8956 m3/hari
2. Kebutuhan air sebagai pemanas
Kebutuhan air sebagai pemanas dapat dilihat pada tabel berikut :
Tabel 4.2 Kebutuhan air sebagai pemanas melter
No Kode Alat Nama Alat Kebutuhan (kg/jam)1 M-01 Melter 10758,356
Total 10758,356
Total kebutuhan air sebagai pemanas = 10758,356 kg/jam
= 258.200,544 m3/hari
BAB IV Unit Pendukung Proses Dan Laboratorium
Pra Rancangan Pabrik Paraxylene Proses Disproporsionasi Toluene
85
Diperkirakan air yang hilang sebesar 20 % (Severn hal 140) sehingga kebutuhan
make-up air:
Make-up air yang ditambahkan = 0,2 x 258.200,544 m3/hari
= 51.640,1082 m3/hari
3. Kebutuhan air untuk sanitasi
a. Air untuk karyawan sebanyak 189 karyawan dan untuk setiap karyawan
diperlukan air sebanyak 40 lt /hari.
= 189 x 40 lt/hari = 7560 lt/hari = 7,56 m3/hari
b. Air untuk perumahan
Perumahan karyawan pabrik sebanyak 30 rumah, masing-masing dihuni
sekitar 4 orang dan kebutuhan air untuk perumahan diperkirakan sebesar
250 lt/orang/hari.
Maka kebutuhan air untuk perumahan = 250 x 4 x 30
= 30.000 lt/hari = 30 m3/hari
c. Air untuk laboratorium = 2500 lt/hari = 2,5 m3/hari
d. Air untuk kebersihan, tanaman dan lain-lain diperkirakan sebesar :
10000 lt / hari = 10 m3/hari.
Total kebutuhan air sanitasi = 50,06 m3/hari
Total air bersih yang disuplai :
= make up air pendingin + make up air melter + air sanitasi
= 25.290.428,06 m3/hari.
Kehilangan akibat kebocoran diperkirakan 5% sehingga suplai air dari sumber air:
= 1,05 x 25.290.428,06 m3/hari = 26.554.949,46 m3/hari
BAB IV Unit Pendukung Proses Dan Laboratorium
Pra Rancangan Pabrik Paraxylene Proses Disproporsionasi Toluene
86
4.1.2 Unit Penyediaan Steam
4.1.2.1 Kebutuhan Steam
Steam digunakan sebagai media pemanas pada alat penukar panas seperti
vaporizer dan heat exchanger. Steam yang digunakan adalah steam jenuh
(saturated steam) pada suhu 533,15 K, tekanan 46,3 atm dengan = 1661,5 kJ/kg.
Total kebutuhan steam sebesar 203.288,3818 kg/jam. Untuk menjaga
kemungkinan kebocoran pada saat distribusi jumlah steam dilebihkan sebanyak
10%.
Jadi jumlah steam yang dibutuhkan (ms) = 223.617,22 kg/jam = 492.991,6 lb/jam
4.1.2.2 Perhitungan Kapasitas Boiler
Jumlah saturated steam yang dibutuhkan = 492.991,6 lb/jam
Blow down = 10% dari steam yang dihasilkan
= 0,1 x 492.991,6 = 49.299,16 lb/jam
Umpan air masuk boiler = blow down + steam yang dihasilkan
= 492.991,6 + 49.299,16 = 542.290,76 lb/jam
Kondensat yang kembali = 90% dari steam yang dihasilkan
= 0,9 x 492.991,6 = 443.692,44 lb/jam
Kondensat yang hilang = steam yang dihasilkan – kondensat kembali
= 492.991,6 – 443.692,44 = 49.299,16 lb/jam
Make up air untuk boiler = kondensat yang hilang + blow down
=49.299,16 + 49.299,16 = 98.598,32lb/jam
Make up air pada suhu 30oC dan kondensat kembali pada suhu 228,5oC
BAB IV Unit Pendukung Proses Dan Laboratorium
Pra Rancangan Pabrik Paraxylene Proses Disproporsionasi Toluene
87
).λm(mCp.dTmQ kondm.uair
533,15
303
m.uair
lb/kg)20462kj/Btu)(2,(1,055
kj/kg))kg)(1661,5443.692,44(98.598,32
lb/kg),20462kg/kmol)(2kj/Btu)(18(1,055
kj/kmol)817)kg)(7.838,(98.598,32
= 405.849.424 Btu/jam
Efisiensi boiler 85% jadi panas yang diperlukan untuk pembentukan steam
Btu/jam5,910.469.4770,85
4405.849.42Q
4.1.2.3 Menentukan Luas Penampang Perpindahan Panas
Dari Severn hal 140 konversi panas menjadi daya adalah :
,5)(970,3)(34
QHp
Hp3284,263.14,5)(970,3)(34
0,5477.469.91
Dari Severn hal 126 ditentukan luas bidang pemanasan adalah 10 ft2/Hp sehingga
total heating surface :
A = 10 ft2/Hp x 14.263,3284 Hp
= 142.633,2841 ft2
4.1.2.4 Perhtungan Kebutuhan Bahan Bakar
Bahan bakar yang digunakan adalah fuel oil no 2
Net Heating Value (NHV) fuel oil no.2 (solar) = 139.600 Btu/gal
= 557.506,1412 kj/dm3
BAB IV Unit Pendukung Proses Dan Laboratorium
Pra Rancangan Pabrik Paraxylene Proses Disproporsionasi Toluene
88
= 54,26 lb/ft3
Kebutuhan bahan bakar :
Eb x η
Qms
2178,292139.600 x 0,75
7,8432122.168.07dm
/jamm292178,0bakarbahan volume 3
Kebutuhan per bulan = 0,292178 m3/jam x 24 jam/hari x 30 hari/bulan
= 210,36816 m3/bulan
4.1.2.5 Spesifikasi Boiler
Tipe : Water tube boiler
Jumlah : 1 buah
Heating surface : 145.000 ft2
Bahan bakar : fuel oil no.2 (solar)
Rate bahan bakar : 10,31817 ft3/jam
4.1.3 Unit Penyedia Dow Term
Dow Term A digunakan sebagai media Pendingin pada reaktor.
Kebutuhan Dow Term A = 1.302.908,763 kg
Diperkirakan kehilangan akibat kebocoran selama sirkulasi sebesar :
= 0,001 x 1.302.908,763 kg/jam
= 1302,909 kg/jam
Jadi perlu disediakan make-up Dow Term sebesar 1302,909 kg tiap jam.
BAB IV Unit Pendukung Proses Dan Laboratorium
Pra Rancangan Pabrik Paraxylene Proses Disproporsionasi Toluene
89
4.1.4 Unit Penyedia Ammonia
Digunakan untuk krisatalizer dari neraca panas kebutuhan diperoleh hasil sebesar
3271,9897 kg
Diperkirakan kehilangan akibat kebocoran selama sirkulasi sebesar :
= 0,001 x 3271,9897 kg/jam
= 3,272 kg/jam
Jadi perlu disediakan make up sebesar 3,272 kg tiap jam.
4.1.4 Unit Pengadaan Tenaga Listrik
Kebutuhan tenaga listrik suatu industri dapat diperoleh dari :
- Suplai dari Pembangkit Listrik Negara (PLN)
- Pembangkit tenaga listrik sendiri (generator set)
Generator yang digunakan adalah generator arus bolak-balik dengan
pertimbangan :
- Tenaga listrik yang dihasilkan cukup besar
- Tegangan dapat dinaikkan atau diturunkan sesuai dengan kebutuhan
dengan menggunakan transformator.
Generator AC yang digunakan jenis generator AC, 3 phase yang mempunyai
keuntungan :
- Tenaga listrik stabil
- Daya kerja lebih besar
- Kawat penghantar yang digunakan lebih sedikit
- Motor 3 phase harganya relatif murah dan sederhana.
BAB IV Unit Pendukung Proses Dan Laboratorium
Pra Rancangan Pabrik Paraxylene Proses Disproporsionasi Toluene
90
Kebutuhan listrik untuk pabrik meliputi :
1. Listrik untuk keperluan proses dan pengolahan air
2. Listrik untuk penerangan dan AC.
3. Listrik untuk laboratorium dan instrumentasi.
4.1.4.1 Kebutuhan Listrik untuk Peralatan Proses dan Pengolahan Air
Keperluan listrik untuk peralatan proses dan keperluan pengolahan air dapat
dilihat pada tabel 4.3
Tabel.4.3. Kebutuhan listrik untuk proses
No Kode Nama Alat Jumlah HP Total1 C-01 Kompresor 1 8 82 C-02 Kompresor 1 8 83 C-03 Kompresor 1 8 83 C-04 Kompresor 1 12 124 P-01 Pompa 1 5 55 P-02 Pompa 1 21 216 P-03 Pompa 1 21 217 P-04 Pompa 1 26 268 P-05 Pompa 1 26 269 P-06 Pompa 1 4 410 P-07 Pompa 1 4 411 P-08 Pompa 1 4 412 P-09 Pompa 1 4 413 P-10 Pompa 1 2 414 P-11 Pompa 1 2 215 P-12 Pompa 1 2 216 E-01 Expander 1 -11 -11
Total 144
Kebutuhan listrik untuk keperluan proses = 144 Hp
Maka total power yang dibutuhkan = 144 Hp x 0,7457 kW / Hp
= 107,381 kW
BAB IV Unit Pendukung Proses Dan Laboratorium
Pra Rancangan Pabrik Paraxylene Proses Disproporsionasi Toluene
91
Tabel 4.4. Kebutuhan listrik untuk pengolahan air
No Kode Nama Alat Jumlah HP Total1 P-1 Pompa raw water 2 5 102 P-2 Pompa dari bak pengendap ke tangki filtrasi 2 1 23 P-3 Pompa dari tangki filtrasi ke tangki air bersih 2 1 24 P-4 Pompa air lunak 2 1 25 P-5 Pompa umpan air boiler 2 1 26 P-6 Pompa klorinator 2 1 27 P-7 Pompa bahan bakar 2 1 28 P-8 Pompa air cooling water 2 2 49 P-9 Pompa kondesat 2 1 2
10 P-10 Fan di cooling tower 1 12 12Total 40
Kebutuhan listrik untuk pengolahan air = 40 Hp
Maka total power yang dibutuhkan = 40 Hp x 0,7457 kW / Hp
= 29,828 kW
Jadi total kebutuhan listrik untuk proses dan pengolahan air = 131,2432 kW
BAB IV Unit Pendukung Proses Dan Laboratorium
Pra Rancangan Pabrik Paraxylene Proses Disproporsionasi Toluene
92
4.1.4.2 Kebutuhan Listrik untuk Penerangan dan AC
Besarnya tenaga listrik yang dibutuhkan untuk keperluan proses dipakai standar
yang terdapat dalam buku Perry edisi 3 hal 1758.
Tabel 4.5. Konsumsi listrik untuk penerangan
No Area Luas Cd,ft Lumen
1 Pos Keamanan 50 20 10.760,910
2 Jalan taman, saluran * 5000 10 538.195,500
3 Kantor administrasi 1500 30 484.376,100
4 Laboratorium 600 30 129.166,920
5 Poliklinik 200 15 32.291,730
6 Masjid 400 15 64.583,460
7 Kantin 300 10 32.291,730
8 Pemadam kebakaran* 500 15 80.729,325
9 Bengkel 1000 20 215.278,200
10 Packaging dan Gudang 2000 10 215.278,200
11 Daerah Proses* 10000 30 3.229.173,000
12 Perluasan Pabrik* 12500 10 1.345.489,000
13 Utilitas* 2500 20 538.195,600
14 Unit Pengolahan Limbah* 750 10 80.729,330
15 Parkir* 1800 10 215.278,200
16 Perpustakaan 100 15 16.145,865
17 Power Plant* 200 10 21.527,820
18 Aula 200 5 10.763,910
16 Area Penyediaan Bahan Bakar* 400 10 43.055,640
Total 7.303.310,440
Keterangan : (*) area di luar bangunan
Untuk semua area dalam bangunan direncanakan menggunakan lampu TL 40
Watt (dari Perry edisi 3, hal 1758) lumen output tiap lampu instant starting
daylight 40 Watt adalah 1960 lumen.
Jumlah lumen di dalam ruangan = 1.210.937,025 lumen
Maka jumlah lampu yang dibutuhkan =1.210.937,025 / 1960 = 618 buah.
BAB IV Unit Pendukung Proses Dan Laboratorium
Pra Rancangan Pabrik Paraxylene Proses Disproporsionasi Toluene
93
Untuk semua area di luar bangunan direncanakan menggunakan lampu
merkuri 250 Watt, lumen output tiap lampu adalah 10000 lumen.
Jumlah lumen di luar ruangan = 6.092.373,415 lumen
Maka jumlah lampu yang dibutuhkan =6.092.373,415 / 10000 = 610 buah
Total daya penerangan = (40 x 618) + (250 x 610)
= 177.220 Watt = 177,22 kW
Listrik untuk AC diperkirakan sebesar 15.000 W = 15 kW
Listrik untuk laboratorium dan instumentasi diperkirakan 100.000 W=100 kW
Jadi total kebutuhan listrik untuk penerangan, proses dan utilitas sebesar :
= 100,0425 + 29,828 + 15 + 100
= 423,4632 kW
Generator
Digunakan generator dengan efisiensi 80%, maka input generator :
= 423,4632 / 0,8 = 529,329 kW
Ditetapkan input generator 1000 kW sehingga untuk keperluan lain masih tersedia
= (1000-529,329) x 0,8 = 376,5368 kW
BAB IV Unit Pendukung Proses Dan Laboratorium
Pra Rancangan Pabrik Paraxylene Proses Disproporsionasi Toluene
94
Spesifikasi Generator
- Tipe : AC Generator
- Kapasitas : 1000 kW
- Tegangan : 220/360 V
- Effisiensi : 80%
- Phase : 3
- Jumlah : 1 buah
- Bahan bakar : solar
4.1.5 Unit Pengadaan Bahan Bakar
Untuk menjalankan generator tersebut digunakan bahan bakar :
Jenis bahan bakar : solar
Heating value : 19440 Btu / lb
Efisiensi bahan bakar : 80 %
Specific gravity : 0,8691
solar : 54,26 lb/ft3
Ditetapkan kapasitas input generator = 1000 kW
= 1.000.000 W / 0,29307
= 3.412.154,09 Btu/jam
Kebutuhan solar :
= 3.412.154,09 / (0,8 x 0,8691 x 19.440)
= 252,45 lb/jam = 4,65 ft3/jam
= 3161,91 lt/hari
BAB IV Unit Pendukung Proses Dan Laboratorium
Pra Rancangan Pabrik Paraxylene Proses Disproporsionasi Toluene
95
4.1.6 Unit Pengadaan Udara Tekan
Udara Tekan yang digunakan untuk menjalankan sistem instrumentasi di
seluruh area proses dan utilitas, dihasilkan dari kompresor dan didistribusikan
melalui pipa-pipa. Untuk memenuhi kebutuhan digunakan satu buah kompresor.
Kapasitas kompresor adalah 25 m3/menit dan mempunyai tekanan 8 kg/cm2 dan
31 kg/cm2.Udara tekan yang dihasilkan harus bersifat kering, bebas minyak dan
tidak mengandung partikel-partikel lainnya.
4.1.7 Unit Pengolahan Limbah
4.1.7.1 Limbah Cair
Limbah cair yang dihasilkan oleh pabrik Paraxylene antara lain adalah
limbah buangan sanitasi dan air limbah proses, air berminyak dari alat-alat proses
dan air sisa proses.
a. Air buangan sanitasi dan limbah proses
Air buangan sanitasi yang berasal dari seluruh toilet di kawasan pabrik dan air
limbah proses dikumpulkan dan diolah dalam unit stabilisasi dengan
menggunakan lumpur aktif, aerasi dan desinfektan Ca-hypochlorite.
b. Air berminyak dari mesin proses
Air berminyak berasal dari buangan pelumas pada pompa dan alat lain.
Pemisahan dilakukan berdasarkan perbedaan berat jenisnya. Minyak di bagian
atas dialirkan ke penampung minyak dan pengolahannya dengan pembakaran
didalam tungku pembakar, sedangkan air di bagian bawah dialirkan ke
penampungan akhir kemudian dibuang.
BAB IV Unit Pendukung Proses Dan Laboratorium
Pra Rancangan Pabrik Paraxylene Proses Disproporsionasi Toluene
96
c. Air sisa proses
Limbah air sisa proses merupakan limbah cair yang dihasilkan dari kegiatan
proses produksi, seperti air sisa regenerasi. Air sisa regenerasi dari unit
penukar ion dan unit demineralisasi dinetralkan dalam kolam penetralan.
Penetralan dilakukan dengan menggunakan larutan H2SO4 jika pH air
buangannya lebih dari 7,0 dan dengan menggunakan larutan NaOH jika
pHnya kurang dari 7,0.
Air yang netral dialirkan ke kolam penampungan akhir bersama-sama dengan
aliran air dari pengolahan yang lain dan blow down dari cooling tower.
4.1.7.2 Limbah Padat
Limbah padat yang dihasilkan adalah katalis yang sudah habis massa
aktifnya. Penanganannya adalah dengan mengemas katalis non aktif tersebut
sedemikian rupa sehingga terhindar dari kebocoran dan kemudian dibuang pada
tempat pembuangan akhir bahan – bahan berbahaya.
4.1.7.3 Limbah Gas
Limbah gas buangan dari proses dikeluarkan dari purging bahan baku H2,
Hal ini tidak memerlukan penanganan khusus karena kandungan H2 tidak
berbahaya terdiri dari bahan inert yang tidak aktif
BAB IV Unit Pendukung Proses Dan Laboratorium
Pra Rancangan Pabrik Paraxylene Proses Disproporsionasi Toluene
97
4.2. LABORATORIUM
Tugas pokok laboratorium adalah sebagai pelaksanaan pengamatan
terhadap bahan baku, bahan pembantu, dan produk. Dengan demikian spesifikasi
yang diinginkan dapat terpenuhi sesuai dengan standart kualitas. Tugas
laboratorium yang lain adalah meneliti polusi udara maupun air, serta melakukan
percobaan yang ada kaitannya dengan proses produksi.
4.2.1 Pembagian Kerja
Laboratorium melaksanakan kerja 24 jam sehari dibagi dalam kelompok
kerja shift dan non shift.
4.2.1.1 Kelompok kerja non shift
Kelompok kerja ini mempunyai tugas melakukan analisa khusus yaitu
analisa yang sifatnya tidak rutin dan menyediakan reagen yang diperlukan oleh
laboratorium dalam rangka membantu kelancaran pekerjaan kelompok shift.
Tugas kelompok ini di laboratorium antara lain :
Menyiapkan reagent untuk analisa laboratorium.
Melakukan analisa bahan penyebab polusi lingkungan baik gas maupun
cair.
Melakukan penelitian atau percobaan-percobaan untuk melakukan
kelancaran produksi.
BAB IV Unit Pendukung Proses Dan Laboratorium
Pra Rancangan Pabrik Paraxylene Proses Disproporsionasi Toluene
98
4.2.1.2 Kelompok Kerja Shift
Kelompok ini melakukan tugas pemantauan dan analisa-analisa rutin
terhadap proses produksi. Dalam melakukan tugasnya kelompok ini menggunakan
sistem bergilir, yaitu kerja shift selama 24 jam, masing-masing bekerja selama 8
jam, terbagi atas :
Shift 1 : jam 07.00 – 15.00
Shift 2 : jam 15.00 – 23.00
Shift 3 : jam 23.00 – 07.00
Shift 4 : libur
Tugas kelompok ini di laboratorium adalah melakukan analisa atau
pemantauan kualitas terhadap bahan baku dan penolong yang digunakan serta
pemantauan selama proses berlangsung.
Beberapa tugas pokok kelompok ini antara lain :
Melakukan analisa-analisa bahan baku, bahan pembantu, arus proses dan
hasil produksi secra kontinyu.
Melakukan pengamatan terhadap unjuk kerja proses produksi dengan
melakukan analisa terus-menerus terhadap pencemaran lingkungan, baik
polusi udara maupun cairan yang dihasilkan oleh unit-unit produksi.
Melakukan pemantauan analisa terhadap mutu air dan lain-lain yang
berkaitan langsung dengan proses produksi.
BAB IV Unit Pendukung Proses Dan Laboratorium
Pra Rancangan Pabrik Paraxylene Proses Disproporsionasi Toluene
99
4.2.2 Penanganan Sampel
Dalam menganalisa harus diperhatikan jenis sampel yang diambil,
bahaya-bahaya yang ada pada saat pengambilan sampel-sampel yang diperiksa
untuk analisa terbagi atas 3 bentuk, yaitu :
4.2.2.1 Gas
Cara penanganan atau analisa sampel dalam bentuk gas bisa dilaksanakan
langsung dengan pengambilan sampel yang selanjutnya dibawa ke laboratorium
untuk dianalisa. Pengambilan sampel dalam bentuk gas harus diperhatikan
keamanannya, terlebih bila gas yang dianalisa sangat bebahaya. Alat pelindung
diri harus disesuaikan dengan sifat sampel yang akan diambil. Arah angin jga
harus diperhatikan, yaitu harus membelakangi arah angin.
4.2.2.2 Cairan
Untuk melakukan analisa dalam bentuk cairan terlebih dahulu contoh
harus didinginkan. Bila contoh yang dianalisa panas susah untuk dianalisa. Untuk
cairan yang berbahaya, pengambilan cuplikan dilakukan dengan pipet atau alat
lainnya dan diupayakan tidak tertelan atau masuk ke dalam mulut.
4.2.2.3 Padatan
Limbah padat yang dihasilkan adalah katalis yang sudah habis masa
aktifnya. Penanganannya adalah dengan mengemas katalis non aktif tersebut
sedemikian rupa sehingga terhindar dari kebocoran dan kemudian dibuang pada
tempat pembuangan akhir bahan-bahan berbahaya.
BAB IV Unit Pendukung Proses Dan Laboratorium
Pra Rancangan Pabrik Paraxylene Proses Disproporsionasi Toluene
100
4.2.3 Program Kerja Laboratorium
Dalam upaya pengendalian mutu produk paraxylene dan pengoptimalan
kerja laboratorium terhadap pengujian mutu sangatlah penting. Analisa dalam
pembuatan paraxylene ini dilakukan terhadap :
Bahan baku toluene, yang dianalisa adalah kadar xylen dan toluen.
Hidrogen, yang analisa adalah kadar H2, metana, kelembaban, dan
kandungan debu/partikel lainnya.
Produk paraxylene, yang dianalisa kadar paraxylen, kadar metaxylen,
kadar ortoxylen, kadar toluen.
Produk benzene, yang dianalisa kadar benzene dan toluene.
Analisa untuk utilitas, meliputi :
Air lunak, yang dianalisa pH, silikat sebagai SiO2, Ca sebagai CaCO3,
sulfur sebagai SO42-, chlor sebagai Cl2 dan zat padat terlarut.
Air umpan boiler (BFW), yang dianalisa meliputi pH, kesadahan, daya
hantar listrik, suhu, kebasaan, jumlah O2 terlarut dan kadar Fe.
Air dalam boiler, yang dianalisa meliputi pH, kesadahan, daya hantar
listrik, suhu, kebasaan, jumlah zat padat terlarut, kadar Fe, kadar
CaCO3, SO32-, PO4
2-, SiO2.
Air sanitasi, yang dianalisa pH, sisa chlor, suhu, warna, dan kekeruhan.
Dalam menganalisa harus diperhatikan juga mengenai jenis sampel yang
akan diambil dan bahaya-bahaya yang ada pada saat pengambilan sampel. Sampel
yang diperiksa untuk analisa terbagi menjadi 3 bentuk, yaitu gas, cairan, padatan.
BAB IV Unit Pendukung Proses Dan Laboratorium
Pra Rancangan Pabrik Paraxylene Proses Disproporsionasi Toluene
101
Untuk mempermudah program kerja laboratorium dalam pabrik paraxylene ini
dibagi dalam 2 bagian :
4.2.3.1 Laboratorium Pengamatan dan Analisa
Kerja dan tugas laboratorium ini adalah melakukan analisa secara fisika
semua arus yang berasal dari proses produksi maupun tangki serta mengeluarkan
“sertificate of quality” untuk menjelaskan spesifikasi hasil pengamatan.
Selain itu laboratorium ini juga melakukan analisa sifat-sifat dan
kandungan kimia terhadap bahan baku, bahan penunjang, produk akhir, analisa
akhir, analisa air, gas yang merupakan bahan baku dan bahan kimia yang
digunakan (aditif, katalis, bahan reaksi, dan lain-lain).
4.2.3.2 Laboratorium Penelitian, Pengembangan, dan Lindungan
Lingkungan
Kerja dan tugas laboratorium ini adalah melakukan penelitian dan
pengembangan terhadap permasalahan yang berhubungan dengan kualitas
material terkait dalam proses untuk meningkatkan hasil akhir. Laboratorium ini
melakukan penelitian hal-hal yang baru untuk keperluan pengembangan.
Dalam melaksanakan tugasnya, juga senantiasa melakukan penelitian
terhadap kondisi lingkungan serta mengadakan pegembangannya.
BAB IV Unit Pendukung Proses Dan Laboratorium
Pra Rancangan Pabrik Paraxylene Proses Disproporsionasi Toluene
102
4.2.4 Alat-alat Utama Laboratorium
Alat-alat utama yang digunakan di laboratorium ini adalah :
1. Meter Calorimetreating System untuk menganalisa H2.
2. Atomic Absorption Spectrofotometer (AAS) untuk menganalisa
hidrokarbon.
3. Portable Oxygen Tester (POT) untuk menganalisa kandungan oksigen
dalam cerobong asap.
4. Infrared Spectrofotometer (IRS) untuk menganalisa kandungan minyak
dalam sampel air.
5. Hydrometer untuk menganalisa spesific gravity.
4.2.5 Metode yang digunakan
Metode yang digunakan dalam laboratorium ini adalah :
1. ASTM D 847, untuk mengetahui keasaman xylene.
2. ASTM D 851, untuk mengetahui kadar parafin dalam xylene.
3. ASTM D 891, untuk mengukur spesific gravity xylene.