Upload
dangthuy
View
242
Download
2
Embed Size (px)
Citation preview
perpustakaan.uns.ac.id digilib.uns.ac.id
commit to user
TUGAS AKHIR
PRARANCANGAN PABRIK BENZENE
DARI TOLUENE DAN HIDROGEN
KAPASITAS 300.000 TON/TAHUN
Oleh:
Tutuk Laksana Wati I 0506050
Vina Vikryana I 0506051
JURUSAN TEKNIK KIMIA FAKULTAS TEKNIKUNIVERSITAS SEBELAS MARET
SURAKARTA2011
perpustakaan.uns.ac.id digilib.uns.ac.id
commit to user
LEMBAR PENGESAIIAN
TUGAS AKHIR
PRARANCANGAN PABRIK BENZENE DARI TOLAENE DAN HIDROGEN
KAPASITAS 3OO.OOO TON/TAHUN
Oleh:
Tutuk Laksana Wati
Vina Vikryana
I 0506050
r 0506051
ffift^n, 4-tt
e
2.
Pembimbing II
Bresas S.T. Sembodo" S.T.. M.T.NrP. 1971nA6 t99903 | 002
Dipertahankan di depan tim penguji:
1. YC. Danarto, S.T., M.T.NrP. 19730827 200012 | A0l
2. Wusana Agung W., S.T., M.T.NIP. 19801005 200501 I 001
NrP.19721 t26 200003 2 001
$ffi
perpustakaan.uns.ac.id digilib.uns.ac.id
commit to user
ii
KATA PENGANTAR
Segala puji syukur kepada Allah SWT, hanya karena rahmat dan ridho-Nya,
penulis akhirnya dapat menyelesaikan penyusunan laporan tugas akhir dengan
judul “Prarancangan Pabrik Benzene dari Toluene dan Hidrogen Kapasitas
300.000 Ton / Tahun” ini.
Dalam penyusunan tugas akhir ini penulis memperoleh banyak bantuan
baik berupa dukungan moral maupun spiritual dari berbagai pihak. Oleh karena
itu, penulis mengucapkan terima kasih kepada :
1. Kedua orang tua dan keluarga atas dukungan doa, materi dan semangat
yang senantiasa diberikan tanpa kenal lelah.
2. Enny Kriswiyanti A., S.T., M.T. selaku Dosen Pembimbing I dan Bregas
S.T. Sembodo, S.T., M.T. selaku Dosen Pembimbing II atas bimbingan
dan bantuannya dalam penulisan tugas akhir.
3. Y.C. Danarto, S.T., M.T. selaku Pembimbing Akademik dan Dosen
Penguji dalam ujian pendadaran tugas akhir.
4. Wusana Agung Wibowo, S.T., M.T. selaku Dosen Penguji dalam ujian
pendadaran tugas akhir.
5. Ir. Arif Jumari, M.Sc. selaku Ketua Jurusan Teknik Kimia FT UNS.
6. Segenap Civitas Akademika atas semua bantuannya.
7. Teman-teman mahasiswa Teknik Kimia FT UNS khususnya tekimers ’06.
Penulis menyadari bahwa laporan tugas akhir ini belum sempurna. Oleh
karena itu, penulis membuka diri terhadap segala saran dan kritik yang
membangun. Semoga laporan tugas akhir ini dapat bermanfaat bagi penulis dan
pembaca sekalian.
Surakarta, Maret 2011
Penulis
perpustakaan.uns.ac.id digilib.uns.ac.id
commit to user iii
DAFTAR ISI
Halaman Judul ............................................................................................... i
Kata Pengantar................................................................................................ ii
Daftar Isi ........................................................................................................ iii
Daftar Tabel ................................................................................................... viii
Daftar Gambar ............................................................................................... xi
Intisari ........................................................................................................... xii
BAB I PENDAHULUAN
1.1 Latar Belakang Pendirian Pabrik .............................................. 1
1.2 Kapasitas Rancangan .............................................................. 2
1.2.1 Kebutuhan Benzene di Indonesia .................................. 2
1.2.2 Ketersediaan Bahan Baku ............................................. 4
1.2.3 Kapasitas Pabrik Minimal dan Maksimal di Luar Negeri 4
1.3 Pemilihan Lokasi Pabrik ......................................................... 5
1.4 Tinjauan Pustaka ..................................................................... 7
1.4.1 Macam-macam Proses Pembuatan Benzene ................. 7
1.4.2 Kegunaan Produk ........................................................ 10
1.4.3 Sifat Fisis dan Kimia Bahan Baku dan Produk ............. 11
1.4.3.1 Sifat Fisis dan Kimia Bahan Baku ................... 11
1.4.3.2 Sifat Fisis dan Kimia Produk............................ 14
1.4.4 Tinjauan Proses ........................................................... 17
perpustakaan.uns.ac.id digilib.uns.ac.id
commit to user iv
BAB II DESKRIPSI PROSES
2.1 Spesifikasi Bahan Baku dan Produk ........................................ 19
2.1.1 Spesifikasi Bahan Baku ............................................... 19
2.1.2 Spesifikasi Produk Utama............................................. 19
2.1.3 Spesifikasi Produk Samping ......................................... 20
2.2 Konsep Proses ......................................................................... 20
2.2.1 Mekanisme Reaksi ....................................................... 20
2.2.2 Kondisi Operasi ............................................................ 21
2.2.3 Tinjauan Termodinamika ............................................. 22
2.2.4 Tinjauan Kinetika Reaksi.............................................. 27
2.3 Diagram Alir Proses dan Tahapan Proses ................................ 28
2.3.1 Diagram Alir Proses ..................................................... 28
2.3.2 Tahapan Proses............................................................. 32
2.3.2.1 Tahap Penyimpanan Bahan Baku ..................... 32
2.3.2.2 Tahap Penyiapan Bahan Baku .......................... 32
2.3.2.3 Tahap Pembentukan Produk ............................. 33
2.3.2.4 Tahap Pemurnian Produk ................................. 34
2.4 Neraca Massa dan Neraca Panas ............................................. 35
2.4.1 Neraca Massa .............................................................. 36
2.4.2 Neraca Panas ............................................................... 42
2.5 Lay Out Pabrik dan Peralatan Proses ........................................ 46
2.5.1 Lay Out Pabrik ............................................................. 46
2.5.2 Lay Out Peralatan Proses .............................................. 50
perpustakaan.uns.ac.id digilib.uns.ac.id
commit to user v
BAB III SPESIFIKASI ALAT PROSES
3.1 Reaktor ...................................................................................... 53
3.2 Flash Drum ................................................................................ 54
3.3 Menara Destilasi......................................................................... 55
3.4 Vaporizer.................................................................................... 56
3.5 Tangki ........................................................................................ 57
3.6 Condenser .................................................................................. 58
3.7 Reboiler...................................................................................... 60
3.8 Accumulator ............................................................................... 61
3.9 Heat Exchanger .......................................................................... 62
3.10 Furnace ..................................................................................... 63
3.11 Pompa ........................................................................................ 64
3.12 Kompresor.................................................................................. 66
BAB IV UNIT PENDUKUNG PROSES DAN LABORATORIUM
4.1 Unit Pendukung Proses ........................................................... 67
4.1.1 Unit Pengadaan Air ...................................................... 68
4.1.1.1 Air Pendingin dan Air Pemadam Kebakaran ... 68
4.1.1.2 Air Konsumsi.................................................. 69
4.1.1.3 Pengolahan Air ............................................... 69
4.1.1.4 Kebutuhan Air................................................. 72
4.1.2 Unit Pengadaan Pendingin Reaktor ............................... 73
4.1.3 Unit Pengadaan Udara Tekan........................................ 74
4.1.4 Unit Pengadaan Listrik ................................................ 75
perpustakaan.uns.ac.id digilib.uns.ac.id
commit to user vi
4.1.4.1 Listrik untuk keperluan proses dan utilitas........ 75
4.1.4.2 Listrik untuk penerangan.................................. 77
4.1.4.3 Listrik untuk AC .............................................. 79
4.1.4.4 Listrik untuk laboratorium dan instrumentasi.... 79
4.1.5 Unit Pengadaan Bahan Bakar ....................................... 80
4.2 Laboratorium .......................................................................... 81
4.2.1 Laboratorium Fisik .................................................... 83
4.2.2 Laboratorium Analitik ............................................... 83
4.2.3 Laboratorium Penelitian dan Pengembangan .............. 84
4.3 Unit Pengolahan Limbah.......................................................... 84
BAB V MANAJEMEN PERUSAHAAN
5.1 Bentuk Perusahaan .................................................................. 88
5.2 Struktur Organisasi ................................................................. 89
5.3 Tugas dan Wewenang ............................................................. 94
5.3.1 Pemegang Saham ........................................................ 94
5.3.2 Dewan Komisaris ........................................................ 94
5.3.3 Dewan Direksi ............................................................. 95
5.3.4 Staf Ahli ...................................................................... 96
5.3.5 Penelitian dan Pengembangan (Litbang) ...................... 96
5.3.6 Kepala Bagian .............................................................. 97
5.3.7 Kepala Seksi ................................................................. 100
5.4 Pembagian Jam Kerja Karyawan ............................................. 101
5.4.1 Karyawan Non Shift ..................................................... 101
perpustakaan.uns.ac.id digilib.uns.ac.id
commit to user vii
5.4.2 Karyawan Shift............................................................. 101
5.5 Status Karyawan dan Sistem Upah .......................................... 103
5.6 Penggolongan Jabatan, Jumlah Karyawan dan Gaji ................. 104
5.6.1 Penggolongan Jabatan .................................................. 104
5.6.2 Jumlah Karyawan dan Gaji .......................................... 104
5.7 Kesejahteraan Sosial Karyawan ............................................... 107
BAB VI ANALISIS EKONOMI
6.1 Penaksiran Harga Peralatan ..................................................... 110
6.2 Penentuan Total Capital Investment (TCI) .............................. 113
6.2.1 Modal Tetap (Fixed Capital Investment)......................... 114
6.2.2 Modal Kerja (Working Capital Investment) .................... 115
6.3 Biaya Produksi Total (Total Poduction Cost) ......................... 116
6.3.1 Manufacturing Cost....................................................... 116
6.3.1.1 Direct Manufacturing Cost (DMC) ................ 116
6.3.1.2 Indirect Manufacturing Cost (IMC) ................ 116
6.3.1.3 Fixed Manufacturing Cost (FMC) .................. 117
6.3.2 General Expense (GE) .................................................. 117
6.4 Keuntungan Produksi ............................................................... 118
6.5 Analisis Kelayakan .................................................................. 118
Daftar Pustaka ............................................................................................... xiii
Lampiran
perpustakaan.uns.ac.id digilib.uns.ac.id
commit to user viii
DAFTAR TABEL
Tabel 1.1 Data Impor Benzene Indonesia ..................................................... 3
Tabel 1.2 Data Pabrik Penghasil Benzene di Indonesia ................................ 4
Tabel 2.1 Harga Hfo dan Gf
o .................................................................... 22
Tabel 2.2 Neraca Massa pada Tee1 .............................................................. 36
Tabel 2.3 Neraca Massa pada Vaporizer 1 (VP-01) ..................................... 36
Tabel 2.4 Neraca Massa pada Tee2 .............................................................. 37
Tabel 2.5 Neraca Massa pada Tee3 .............................................................. 37
Tabel 2.6 Neraca Massa pada Tee4 .............................................................. 38
Tabel 2.7 Neraca Massa pada Reaktor ......................................................... 38
Tabel 2.8 Neraca Massa pada Flash drum 1 (FD-01).................................... 39
Tabel 2.9 Neraca Massa pada Tee5 .............................................................. 39
Tabel 2.10 Neraca Massa pada Flash drum 2 (FD-02).................................... 40
Tabel 2.11 Neraca Massa pada Tee6 .............................................................. 40
Tabel 2.12 Neraca Massa pada Menara Distilasi 1 (MD-01)........................... 41
Tabel 2.13 Neraca Massa pada Menara Distilasi 2 (MD-02)........................... 41
Tabel 2.14 Neraca Massa Total ..................................................................... 42
Tabel 2.15 Neraca Panas pada Vaporizer........................................................ 42
Tabel 2.16 Neraca Panas pada Furnace .......................................................... 43
Tabel 2.17 Neraca Panas pada Reaktor........................................................... 43
Tabel 2.18 Neraca Panas pada Condensor 1 (CD-01) ..................................... 43
Tabel 2.19 Neraca Panas pada Flash Drum 1 (FD-01).................................... 44
perpustakaan.uns.ac.id digilib.uns.ac.id
commit to user ix
Tabel 2.20 Neraca Panas pada Flash Drum 2 (FD-02).................................... 44
Tabel 2.21 Neraca Panas pada Menara Destilasi 1 (MD-01) ........................... 45
Tabel 2.22 Neraca Panas pada Menara Destilasi 2 (MD-02) ........................... 45
Tabel 2.23 Neraca Panas pada Total .............................................................. 46
Tabel 3.1 Spesifikasi Reaktor ...................................................................... 53
Tabel 3.2 Spesifikasi Flash Drum ................................................................ 54
Tabel 3.3 Spesifikasi Menara Destilasi ........................................................ 55
Tabel 3.4 Spesifikasi Vaporizer ................................................................... 56
Tabel 3.5 Spesifikasi Tangki ....................................................................... 57
Tabel 3.6 Spesifikasi Condensor ................................................................. 58
Tabel 3.7 Spesifikasi Reboiler ..................................................................... 60
Tabel 3.8 Spesifikasi Accumulator .............................................................. 61
Tabel 3.9 Spesifikasi Heat Exchanger ......................................................... 62
Tabel 3.10 Spesifikasi Furnace ..................................................................... 63
Tabel 3.11 Spesifikasi Pompa ........................................................................ 64
Tabel 3.12 Spesifikasi Kompresor ................................................................. 66
Tabel 4.1 Kebutuhan air pendingin............................................................... 72
Tabel 4.2 Kebutuhan air konsumsi umum dan sanitasi.................................. 73
Tabel 4.3 Kebutuhan listrik untuk keperluan proses dan utilitas.................... 76
Tabel 4.4 Jumlah Lumen berdasarkan luas bangunan.................................... 78
Tabel 4.5 Total kebutuhan listrik pabrik ....................................................... 79
Tabel 5.1 Jadwal pembagian kelompok shift ................................................ 102
Tabel 5.2 Jumlah Karyawan Menurut Jabatan .............................................. 104
perpustakaan.uns.ac.id digilib.uns.ac.id
commit to user x
Tabel 5.3 Perincian Golongan dan Gaji Karyawan ....................................... 106
Tabel 6.1 Indeks Harga Alat ........................................................................ 111
Tabel 6.2 Modal Tetap ................................................................................ 114
Tabel 6.3 Modal Kerja ................................................................................. 115
Tabel 6.4 Direct Manufacturing Cost .......................................................... 116
Tabel 6.5 Indirect Manufacturing Cost ........................................................ 116
Tabel 6.6 Fixed Manufacturing Cost ........................................................... 117
Tabel 6.7 General Expense .......................................................................... 117
Tabel 6.8 Analisis Kelayakan ...................................................................... 120
perpustakaan.uns.ac.id digilib.uns.ac.id
commit to user
xi
DAFTAR GAMBAR
Gambar 1.1 Grafik Data Impor Benzene di Indonesia ................................ 3
Gambar 1.2 Gambar Pemilihan Lokasi Pabrik ............................................ 7
Gambar 2.1 Diagram Alir Proses................................................................. 29
Gambar 2.2 Diagram Alir Kualitatif ........................................................... 30
Gambar 2.3 Diagram Alir Kuantitatif ......................................................... 31
Gambar 2.4 Layout Pabrik........................................................................... 49
Gambar 2.5 Layout Peralatan Proses ........................................................... 52
Gambar 4.1 Skema Pengolahan Air Laut .................................................... 71
Gambar 4.2 Skema Pengolahan Air KTI ..................................................... 72
Gambar 4.3 Skema Instalasi Pengolahan Air Limbah (IPAL) ...................... 86
Gambar 5.1 Struktur Organisasi Pabrik Benzene ......................................... 93
Gambar 6.1 Chemical Engineering Cost Index ........................................... 112
Gambar 6.2 Grafik Analisis Kelayakan ...................................................... 121
perpustakaan.uns.ac.id digilib.uns.ac.id
commit to user
xii
INTISARI
Tutuk Laksana Wati dan Vina Vikryana, 2011, Prarancangan Pabrik Benzene dari Toluene dan Hidrogen Kapasitas 300.000 Ton/Tahun, Jurusan Teknik Kimia, Fakultas Teknik, Universitas Sebelas Maret, Surakarta
Benzene banyak digunakan sebagai bahan pelarut dalam ekstraksi maupun distilasi, juga digunakan sebagai bahan baku pembuatan senyawa lain seperti styrene, phenol, aniline, dan chlorobenzene. Untuk memenuhi kebutuhan dalam negeri, maka dirancang pabrik benzene dengan kapasitas 300.000 ton/tahun dengan bahan baku toluene 401.516,153 ton/tahun dan gas hidrogen10.890.511,46 m3/tahun pada 30 oC dan tekanan 25 atm. Dengan memperhatikan beberapa faktor, seperti aspek penyediaan bahan baku, transportasi, tenaga kerja, pemasaran, serta utilitas, maka lokasi pabrik yang cukup strategis adalah di Kawasan Industri Cilegon, Banten.
Peralatan proses yang ada antara lain vaporizer, kompresor, furnace,reaktor, kondensor parsial, flash drum, menara distilasi, dan pompa. Benzendihasilkan dari reaksi toluene dan hidrogen dalam Reaktor Alir Pipa (RAP)Multitube pada kondisi non isotermal non adiabatik pada suhu 621 – 648 oC dantekanan 25 atm. Produk gas dari reaktor masuk Kondensor Parsial untuk diembunkan sebagian menjadi campuran uap dan cair, kemudian diumpankan ke dalam Flash Drum untuk memisahkan gas hidrogen dan gas metana dari campuran tersebut. Gas hidrogen yang terpisah direcycle sebanyak 68,9% dan sisanya dijadikan fuel gas pada Furnace. Produk cair yang mengandung benzene, sisa toluene dan diphenyl dipisahkan dalam Menara Distilasi untuk mendapatkan benzene dengan kemurnian 99,93%berat. Sisa toluene dan diphenyl dipisahkan lagi dengan Menara Distilasi untuk mendapatkan produk samping diphenyldengan kemurnian 98,67%berat. Sedangkan toluene sisa di-recycle untuk bereaksi lagi membentuk benzene.
Utilitas terdiri dari unit penyediaan air pendingin, pendingin reaktor (molten salt), tenaga listrik, penyediaan bahan bakar, dan unit pengolahan limbah.Terdapat tiga laboratorium, yaitu laboratorium fisik, laboratorium analitik, dan laboratorium penelitian dan pengembangan, untuk menjaga kualitas bahan baku dan produk.
Perusahaan berbentuk Perseroan Terbatas (PT) dengan struktur organisasi line and staff. Sistem kerja karyawan berdasarkan pembagian jam kerja yang terdiri dari karyawan shift dan non shift .
Hasil analisis ekonomi terhadap prarancangan pabrik benzene diperoleh total investasi sebesar US$ 153.548.755 dan total biaya produksi US$356.600.737. Hasil analisis kelayakan menunjukkan ROI sebelum pajak 79,99% dan setelah pajak 59,99%, POT sebelum pajak 1,1 tahun dan setelah pajak 1,4tahun, BEP 54,08%, SDP 46,19% dan DCF sebesar 29,52%. Berdasar analisis ekonomi dapat disimpulkan bahwa pendirian pabrik benzene dengan kapasitas 300.000 ton/tahun layak dipertimbangkan untuk direalisasikan pembangunannya.
perpustakaan.uns.ac.id digilib.uns.ac.id
commit to user
1
BAB I
PENDAHULUAN
1.1 Latar Belakang Pendirian Pabrik
Memasuki era perdagangan bebas, Indonesia dituntut untuk mampu
bersaing dengan negara lain dalam bidang industri. Perkembangan industri di
Indonesia sangat berpengaruh pada ketahanan ekonomi Indonesia yang akan
menghadapi banyak persaingan di pasar bebas nanti. Sektor industri kimia banyak
memegang peranan dalam memajukan perindustrian di Indonesia. Inovasi proses
produksi maupun pembangunan pabrik baru yang berorientasi pada pengurangan
ketergantungan kita pada produk impor maupun untuk menambah devisa negara
sangat diperlukan, salah satunya dengan pembangunan pabrik benzene.
Benzene merupakan salah satu produk petrokimia yang berbentuk cincin
tunggal dan merupakan senyawa aromatis dengan rumus molekul C6H6. Senyawa
ini berupa cairan jernih yang bersifat volatile, mudah terbakar, dan beracun.
Benzene mempunyai fungsi yang sangat penting dalam menunjang pembangunan
sektor industri. Dalam industri, benzene banyak digunakan sebagai bahan pelarut
dalam ekstraksi maupun distilasi. Selain itu benzene juga digunakan sebagai
bahan baku dalam pembuatan senyawa kimia organik lain (intermediet) dari
produk-produk komersial, antara lain : styrene, phenol, cyclohexane, aniline,
alkylbenzene dan chlorobenzene (Mc. Ketta, 1977).
Hingga saat ini sebagian benzene masih diimpor dari Amerika, Australia,
dan Jepang. Dengan didirikannya Pabrik benzene di Indonesia, kemungkinan
perpustakaan.uns.ac.id digilib.uns.ac.id
commit to user
2
impor dapat dikurangi. Bahkan apabila produksi sudah melebihi kebutuhan dalam
negeri benzene dapat menjadi produk ekspor.
Bahan baku pembuatan benzene adalah toluene dan gas Hidrogen. Untuk
bahan baku toluene dapat dipenuhi oleh PT. Pertamina RU IV, sedangkan untuk
gas Hidrogen dapat dipenuhi oleh PT. Air Liquide Indonesia.
Selain pertimbangan tersebut, pendirian pabrik ini juga didasarkan pada
hal-hal sebagai berikut :
1. Menciptakan lapangan kerja baru, yang berarti dapat mengurangi jumlah
pengangguran.
2. Memacu pertumbuhan industri-industri baru yang menggunakan bahan baku
benzene.
3. Mengurangi ketergantungan impor dari negara asing.
4. Meningkatkan pendapatan negara dari sektor industri, serta menghemat devisa
negara.
5. Meningkatkan kualitas sumber daya manusia Indonesia lewat alih teknologi.
Dari berbagai pertimbangan di atas dapat disimpulkan bahwa sangat
diperlukan pendirian pabrik benzene di Indonesia.
1.2 Kapasitas Rancangan
Ada beberapa pertimbangan yang perlu diperhatikan dalam pemilihan
kapasitas pabrik benzene yaitu :
1.2.1 Kebutuhan Benzene di Indonesia
Kebutuhan benzene di Indonesia hampir setiap tahun mengalami
peningkatan. Berdasarkan data Badan Pusat Statistik Indonesia, perkembangan
perpustakaan.uns.ac.id digilib.uns.ac.id
commit to user
3
jumlah impor benzene Indonesia sejak tahun 2005 dapat dilihat pada Tabel 1.1.
Tabel 1.1 Data Impor Benzene Indonesia
Tahun Jumlah (ton)
2005 187.554,005
2006 110.252,885
2007 106.204,189
2008 143.348,768
2009 163.182,653
(Badan Pusat Statistik Indonesia, 2010)
Gambar 1.1 Grafik Data Impor Benzene di Indonesia
Dari Gambar 1.1 diperoleh suatu persamaan regresi linier untuk
mengetahui kebutuhan benzene pada tahun 2015 :
y = 19593,3876x - 39202978,49
0
20000
40000
60000
80000
100000
120000
140000
160000
180000
200000
2004 2005 2006 2007 2008 2009 2010
Jum
lah
Tahun
Grafik Data Impor Benzene Indonesia
perpustakaan.uns.ac.id digilib.uns.ac.id
commit to user
4
y = (19593,387 X) – 39202978,49
y = (19593,387 x 2015 ) – 39202978,49
y = 277.696,315 ton
1.2.2 Ketersediaan Bahan Baku
Bahan baku benzene adalah toluene dan gas hidrogen. Toluene diperoleh
dari PT. Pertamina RU IV, Cilacap. Sedangkan gas hidrogen diperoleh dari PT. Air
Liquide, Cilegon, sehingga ketersediaan bahan baku tidak menjadi masalah, karena
cukup tersedia.
1.2.3 Kapasitas Pabrik Minimal dan Maksimal di Luar Negeri
Untuk memproduksi benzene harus diperhitungkan juga kapasitas produksi
yang menguntungkan. Kapasitas produksi secara komersial yang telah ada terlihat
pada Tabel 1.2.
Tabel 1.2 Data Pabrik Penghasil Benzene di Dunia
Pabrik Kapasitas (ton)
Dow Chemical, USA 752.000
Exxon Corp. 50.000
USX Corp. 23.000
Solomon Inc. 17.000
Shell Oil Co. 685.000
(Kirk and Othmer, 1991)
Dari Tabel 1.2 dapat diketahui kapasitas produksi minimal di dunia
sebesar 17.000 ton/tahun. Sedangkan kebutuhan benzene di dalam negeri adalah
sebesar 277.696,315 ton/tahun. Maka dapat disimpulkan bahwa kapasitas pabrik
perpustakaan.uns.ac.id digilib.uns.ac.id
commit to user
5
benzene sebesar 300.000 ton/tahun, sehingga diharapkan :
1. Dapat memenuhi kebutuhan benzene dalam negeri.
2. Dapat memberikan keuntungan karena kapasitas rancangan berada diatas
kapasitas terkecil pabrik yang ada di dunia.
3. Dapat merangsang berdirinya industri-industri lainnya yang menggunakan
bahan baku benzene.
1.3 Pemilihan Lokasi Pabrik
Letak geografis suatu pabrik mempunyai pengaruh yang sangat besar
terhadap keberhasilan perusahaan. Beberapa faktor dapat menjadi acuan dalam
menentukan lokasi pabrik antara lain, penyediaan bahan baku, pemasaran
produk, transportasi dan tenaga kerja. Berdasarkan tinjauan tersebut maka lokasi
pabrik benzene ini dipilih di Cilegon, Banten dengan pertimbangan sbb :
a. Penyediaaan bahan baku
Toluene sebagai bahan baku pembuatan benzene diperoleh dari PT.
Pertamina RU IV, Cilacap. Sedangkan gas hidrogen diperoleh dari PT. Air
Liquide, Cilegon. Orientasi pemilihan ditekankan pada jarak lokasi sumber
bahan baku dengan pabrik cukup dekat. Terutama bahan baku gas hidrogen
yang akan disalurkan oleh PT. Air Liquide dengan jalur perpipaan.
b. Letak pabrik terhadap daerah pemasaran
Benzene merupakan bahan intermediet yaitu bahan untuk membuat
produk seperti cumene, ethylbenzene, alkylbenzene, styrene, cyclohexane,
nitrobenzene, detergen alkilat, dan sebagainya.
perpustakaan.uns.ac.id digilib.uns.ac.id
commit to user
6
Daerah Cilegon merupakan daerah yang tepat untuk daerah pemasaran
karena banyaknya industri kimia yang menggunakan bahan baku benzene
diantaranya :
1. Industri alkylbenzene yang diproduksi PT. Unggul Indah Corporation
2. Industri ethylbenzene yang diproduksi PT. Stirindo Mono Indonesia
c. Transportasi
Kawasan industri Cilegon dekat dengan pelabuhan laut Merak, telah
ada sarana transportasi jalan raya, sehingga mempermudah sistem
pengiriman bahan baku dan produk.
d. Tenaga kerja
Kawasan industri Cilegon terletak di daerah Jawa Barat dan Jabotabek
yang syarat dengan lembaga pendidikan formal maupun non formal dimana
banyak dihasilkan tenaga kerja ahli maupun non ahli, sehingga tenaga
kerja mudah didapatkan.
e. Utilitas
Utilitas yang diperlukan seperti air, bahan baku dan tenaga listrik
dapat dipenuhi karena lokasi terletak di kawasan industri.
Penyediaan air, untuk kebutuhan air minum dan sanitasi diperoleh dari
PT. Krakatau Tirta Industri, sedangkan untuk kebutuhan proses
menggunakan air laut dari Selat Sunda.
Penyediaan tenaga listrik, diperoleh dari PLN dan generator pabrik.
perpustakaan.uns.ac.id digilib.uns.ac.id
commit to user
Gambar 1.2
1.4 Tinjauan Pustaka
1.4.1 Macam-macam
Pada awalnya benzene
bumi dan batubara. Akan tetapi disamping pembuatan
minyak bumi dikenal pula adanya proses sintesis. Proses ini menggunakan bahan
bakunya dari bahan aromatis yang sudah jadi, seperti
pembuatan benzene dengan cara sintesis dikembangkan mengingat kebutuhan
benzene terus meningkat. Macam
1. Catalytic Extraction Reforming
Catalytic reforming
mengubah naphthalene
mempunyai
Gambar 1.2 Gambar Pemilihan Lokasi Pabrik
Tinjauan Pustaka
macam Proses Pembuatan Benzene
enzene sebagian besar diproduksi dari bahan baku minyak
bumi dan batubara. Akan tetapi disamping pembuatan benzene dari batu bara
minyak bumi dikenal pula adanya proses sintesis. Proses ini menggunakan bahan
bakunya dari bahan aromatis yang sudah jadi, seperti toluene dan xylene
dengan cara sintesis dikembangkan mengingat kebutuhan
at. Macam-macam proses sintesis adalah :
Catalytic Extraction Reforming (CRE)
Catalytic reforming adalah proses yang dikembangkan untuk
naphthalene dan paraffin yang ada dalam gasoline
mempunyai angka oktan rendah menjadi tinggi dan mengandun
7
sebagian besar diproduksi dari bahan baku minyak
dari batu bara dan
minyak bumi dikenal pula adanya proses sintesis. Proses ini menggunakan bahan
ylene. Proses
dengan cara sintesis dikembangkan mengingat kebutuhan
adalah proses yang dikembangkan untuk
gasoline yang
angka oktan rendah menjadi tinggi dan mengandung
perpustakaan.uns.ac.id digilib.uns.ac.id
commit to user
8
senyawa aromatis. Untuk mempercepat reaksi, proses ini berlangsung
dengan bantuan katalis platinum-alumina. Reaksinya meliputi:
a. Isomerisasi Paraffin
b. Hydrocracking
c. Dehidrogenasi Cyclohexane
d. Isomerisasi/Dehidrogenasi Cyclopentane
e. Dehidrosikliasi Paraffin
Salah satu proses yang termasuk catalytic reforming adalah
Platforming (UOP, Inc). Proses ini dioperasikan pada suhu 495-525oC
dan tekanan 0,8-5MPa (Mc. Ketta, 1977).
2. Hidrodealkilasi (HDA)
Hidrodealkilasi dikembangkan untuk mengubah higher aromatis
menjadi benzene. Proses ini memproduksi benzene dengan kemurnian
tinggi. Proses ini berlangsung pada suhu dan tekanan tinggi dan
dibantu hidrogen. Dengan adanya hidrogen akan menghilangkan gugus
alkil pada senyawa aromatis sehingga menghasilkan benzene dan gas
parafin ringan. HDA dapat dilakukan secara thermal ataupun katalitik.
Hidrodealkilasi thermal dioperasikan pada suhu 1000-1470oF dan
tekanan 200-1000 lb/in2 gauge, sedangkan catalytic hydrodealkylation
pada suhu 930-1100oF dan tekanan 590-875 lb/in2 gauge.
Reaksi yang terjadi adalah:
C6H5CH3 + H2 → C6H6 + CH4
(Mc. Ketta, 1977)
perpustakaan.uns.ac.id digilib.uns.ac.id
commit to user
9
3. Disproporsionasi toluene
Proses ini dikembangkan dari 2 toluene menjadi benzene dan
xylene. Salah satu contoh proses ini adalah Proses Tatoray. Proses
Tatoray berlangsung pada suhu 350-530oC dan tekanan 1-5 MPa (10 –
50 atm). Hasil yang diperoleh biasanya 37% benzene dan 55% xylene.
Reaksi yang terjadi:
2 C6H5CH3 → C6H6 + C6H4(CH3)2
(Kirk and Othmer, 1991)
4. Pirolisa Gasoline
Pirolisa gasoline atau dripolene adalah hasil samping dari produksi
etilena. Dengan umpan senyawa hidrokarbon ringan seperti ethane dan
propane, dripolene akan terbentuk. Kandungan senyawa aromatis
dripolene sekitar 65%, dimana 50% adalah benzene. Benzene dan
senyawa aromatis lainnya hanya dapat diperoleh setelah melewati
proses hidrogenasi dan desulfurisasi. Proses ini untuk menghilangkan
senyawa tidak stabil seperti olefin dan senyawa sulfur yang merusak
senyawa aromatis (Mc. Ketta, 1977).
Dari beberapa proses pembuatan benzene, proses yang dipilih adalah
Proses Hidrodealkilasi (HDA). Proses ini menghasilkan benzene dengan
kemurnian tinggi. Proses Hidrodealkilasi (HDA) merupakan reaksi penggantian
gugus alkil dengan adanya hidrogen dimana dapat terjadi pada suhu dan tekanan
tertentu. Proses ini sering dijumpai pada senyawa aromatis dimana hidrogen
mengganti gugus alkil dalam ikatan cincin menghasilkan senyawa aromatis utama
perpustakaan.uns.ac.id digilib.uns.ac.id
commit to user
10
dan gas parafin ringan. Pada proses ini dikenal dua macam proses yaitu
hidrodealkilasi termal dan katalitik. Dalam perancangan ini proses yang
digunakan adalah hidrodealkilasi termal. Proses ini berlangsung pada suhu 1000-
1470oF dan tekanan 200-1000 lb/in2 gauge. Reaksi bersifat eksotermik.
Reaksi utama:
CH3 + H2 → + CH4
Reaksi samping:
2 → + H2
(Mc. Ketta, 1977)
Keuntungan HDA termal diantaranya: non katalitik, produk samping yang
dihasilkan lebih sedikit, dan tidak terbentuk coke.
1.4.2 Kegunaan Produk
Benzene merupakan salah satu produk petrokimia yang sangat penting
untuk pembuatan bahan kimia, antara lain :
1. Ethylbenzene
Ethylbenzene ini mempunyai kegunaan untuk industri styrene,
divinylbenzene, polystyrene, resin ion exchanger.
2. Cumene
Cumene ini dimanfaatkan dalam pembuatan fenol yaitu bahan pembuat
lem, solvent, indikator fenolftalein, dan lain sebagainya.
perpustakaan.uns.ac.id digilib.uns.ac.id
commit to user
11
3. Nitrobenzene
Nitrobenzene digunakan dalam pembuatan poliuretan, herbisida, dan
anilin. Dimana anilin berguna sebagai pelarut, bahan dasar zat warna
dan bahan peledak.
4. Cyclohexane
Cyclohexane bermanfaat untuk industri nilon 6 dan nilon 66 yaitu
bahan baku dalam industri tekstil dan untuk pembuatan plasticizer.
5. Detergen alkilat
Detergen alkilat digunakan pada pembuatan detergen dan zat aditif
minyak pelumas.
6. Chlorobenzene
Chlorobenzene sebagai bahan pembuat DDT, bahan insektisida lain,
dan phenol.
7. Maleic anhydride
Maleic anhydride sebagai bahan baku fumarat dan poliester resin.
(Mc. Ketta, 1977)
1.4.3 Sifat Fisis dan Kimia Bahan Baku dan Produk
1.4.3.1 Sifat Fisis dan Kimia Bahan Baku
a. Toluene
Sifat fisis
Berat molekul : 92,14
Titik leleh, oC : -95
Titik didih, oC : 110.6
perpustakaan.uns.ac.id digilib.uns.ac.id
commit to user
12
Temperatur kritis, oC : 318.65
Tekanan kritis, MPa : 4,108
Densitas, g/cm3 : 0,8623
Viskositas, cp
Gas : 0,00698
Liquid : 0,5068
Kapasitas panas, J/mol.K
Gas : 104,7
Liquid : 156,5
Panas pembentukan, kJ/mol : 50,17
Panas penguapan, kJ/mol : 38,26
Panas pembakaran, kJ/mol : -3734
(Kirk and Othmer, 1991)
Sifat kimia
Hidrogenasi termal dari toluene akan menghasilkan benzene,
methane dan diphenyl.
(toluene) (benzene) (methane)
(diphenyl)
Dengan oksigen (oksidasi) dalam fase cair dan katalis Br-Co-Mn
menghasilkan asam benzoat.
+ CH3CH3H2
+ CH4
perpustakaan.uns.ac.id digilib.uns.ac.id
commit to user
13
(toluene) (asam benzoat)
Oksidasi parsial menghasilkan stilbene
(toluene) (stilbene)
(Kirk and Othmer, 1991)
b. Hidrogen
Sifat fisis
Berat molekul : 2,016
Titik leleh, oC : - 256,6
Titik didih, oC : - 252,7
Temperature kritis, oC : -239.97
Tekanan kritis, kPa : 1315
Panas penguapan, J/mol : 911,3
Densitas, g/cm3 (pada 30 oC 25 atm) : 0.002
(Kirk and Othmer, 1991)
Sifat kimia
Hidrogen bereaksi dengan sejumlah oksida logam pada suhu tinggi
untuk menghasilkan logam dan air.
FeO + H2 → Fe + H2O
Cr2O3 + 3 H2 → 2 Cr + H2O
CH3
O2,Br,Co,Mn
50oCCOOH
2 CH3O
katalisCH=CH + H2O
perpustakaan.uns.ac.id digilib.uns.ac.id
commit to user
14
Dibawah kondisi tertentu, hidrogen bereaksi dengan nitrit oksida
menghasilkan nitrogen.
2 NO + 2 H2 → N2 + 2 H2O
(Kirk and Othmer, 1991)
1.4.3.2 Sifat Fisis dan Kimia Produk
a. Benzene
Sifat fisika
Berat molekul : 78,115
Titik beku, oC : 5,530
Titik didih, oC : 80,094
Densitas, g/cm3
Pada 20oC : 0,8789
Pada 25oC : 0,8736
Tekanan uap, kPa : 12,6
Viskositas, cp : 0,6010
Temperature kritis, oC : 289,01
Tekanan kritis, kPa : 4,898 x 103
Panas pembentukan, kJ/mol
Gas : 82,93
Liquid : 49,08
Panas pembakaran, kJ/mol : 3,2676 x 103
perpustakaan.uns.ac.id digilib.uns.ac.id
commit to user
15
Panas penguapan, kJ/mol : 33,899
Kelarutan dalam H2O, g / 100 g H2O : 0,180
(Kirk and Othmer, 1991)
Sifat kimia
Oksidasi
Benzene dioksidasi dengan permanganate atau dikromat menjadi
air dan karbondioksida.
C6H6 CO2 + H2O
(benzene)
(Kirk and Othmer, 1991)
Oksidasi fase uap dengan udara dan katalis vanadium pentoksida
menjadi maleic anhydride.
C6H6 + 4 O2 C4H2O3 + 2 CO2 + H2O (benzene) (maleic anhydride)
(Mc. Ketta, 1977)
Benzoquinone adalah produk samping oksidasi benzene pada suhu
410-430oC. Oksidasi dengan hidrogen peroksida menghasilkan
phenol. Phenol dapat juga diperoleh dengan mengoksidasi benzene
dalam fase uap pada suhu 450-800oC tanpa menggunakan katalis
(Kirk and Othmer, 1977).
Reduksi
Pada suhu kamar dan tekanan biasa, benzene baik senyawa tunggal
ataupun dalam pelarut hidrokarbon dapat direduksi menjadi
cyclobenzene (dengan hydrogen dan katalis nickel atau cobalt).
MnO4/Cr2O3
V2O5
perpustakaan.uns.ac.id digilib.uns.ac.id
commit to user
16
Hidrogenasi katalitik benzene fase uap berlangsung pada suhu
sekitar 200oC.
(benzene) (cyclobenzene)
(Kirk and Othmer, 1991)
Halogenasi
Produk substitusi atau adisi diperoleh dengan halogenasi benzene.
Benzene direaksikan dengan Br2 dan Cl2 (katalis halida logam)
akan diperoleh chlorobenzene dan bromobenzene. Chlorobenzene
dihasilkan melalui reaksi pada fase cair dengan katalis
molybdenum chloride dan kondisi operasinya pada suhu 30-50oC
dan tekanan atmosfer.
C6H6 + Cl2 C6H5Cl + HCl
C6H6 + Br2 C6H5Br2 + HCl
(Kirk and Othmer, 1991)
Nitrasi
Benzene dinitrasi menjadi nitrobenzene. Proses nitrasi dengan
menggunakan campuran asam nitrat dan sulfat pekat pada suhu 50-
55oC akan menghasilkan nitrobenzene yang lebih besar sekitar
95%.
(benzene) (nitrobenzene)
(Kirk and Othmer, 1991)
FeCl3
FeBr3
H2, Ni, Co
200 oC
+ HNO3 + H2SO4 + H3O+ + HSO4
-
NO250-55oC
perpustakaan.uns.ac.id digilib.uns.ac.id
commit to user
17
Sulfonasi
Benzene bereaksi dengan asam sulfat (uap) pada suhu ruangan
menghasilkan asam benzene sulfonat. Dalam asam sulfat uap
ditambahkan sulfur trioksida (SO3). Sulfonasi dapat juga dilakukan
dengan asam sulfat saja, tetapi reaksinya lebih lambat.
(benzene) (benzene sulfonat)
(Kirk and Othmer, 1991)
Alkilasi
Hasil alkilasi benzene seperti ethylbenzene dan cumene diproduksi
dengan mereaksikannya dengan etilen dan propilen. Reaksi
berlangsung baik dalam fase uap maupun cair. Katalis yang
digunakan seperti BF3, aluminium chloride (AlCl3) atau asam
poliphospat (Kirk and Othmer, 1991).
(isopropil klorida) (cumene)
(Fessenden & Fessenden, 1986)
1.4.4 Tinjauan Proses
Dalam pembuatan Benzene ini digunakan proses hidrodealkilasi dengan
bahan baku toluene (C7H8) dan gas hidrogen (H2) yang direaksikan dalam Reaktor
Alir Pipa (RAP) multitube dimana reaksi dijaga pada suhu optimum 621 – 648 oC
+ SO3H2SO4 pekat
25oCSO3H
50%
+ (CH3)2CHClAlCl
30oCCH(CH3)2 + HCl
perpustakaan.uns.ac.id digilib.uns.ac.id
commit to user
18
(dari range suhu reaksi 537 – 798 oC) tekanan 25 atm. Reaksi yang terjadi reaksi
hidrodealkilasi atau reaksi pemecahan gugus metil dari toluene untuk membentuk
benzene dan methane:
C6H5CH3 + H2 → C6H6 + CH4
(Mc. Ketta, 1977)
Umpan toluene diuapkan dalam vaporizer untuk kemudian dicampur
dengan gas hidrogen dan dipanaskan dengan furnace sebelum masuk reaktor. Di
dalam reaktor, toluene dan hidrogen bereaksi membentuk benzene dan methane
serta hasil samping diphenyl fase gas. Setelah bereaksi, gas keluaran dari reaktor
masuk ke kondensor parsial untuk dikondensasikan menjadi campuran uap-cair.
Campuran tersebut kemudian masuk ke dalam flash drum untuk memisahkan
semua gas hidrogen dan gas methane yang terikut dalam produk. Benzene dan
diphenyl serta sisa toluene yang tidak bereaksi, kemudian dipisahkan
menggunakan Menara Distilasi (MD). Produk benzene memiliki kemurnian
99,93% berat dan produk samping berupa diphenyl dengan kemurnian 98,67%
berat.
perpustakaan.uns.ac.id digilib.uns.ac.id
commit to user
19
BAB II
DESKRIPSI PROSES
2.1 Spesifikasi Bahan Baku dan Produk
2.1.1 Spesifikasi Bahan Baku
a. Toluene (C7H8)
Wujud : cairan jernih tanpa endapan
Kemurnian : min. 98,5 % berat
Impuritas : C6H6 ( maks. 1,5 % berat )
Densitas : 0,865 – 0,870 (pada 20oC)
(www.pertamina.com)
b. Hidrogen (H2)
Wujud : gas
Kemurnian : 99,99 % berat
Impuritas : CH4 (0,01 % berat)
(www.uk.airliquide.com)
2.1.2 Spesifikasi Produk Utama
Benzene (C6H6)
Wujud : cairan jernih
Kemurnian : min. 99,90 % berat
Impuritas : C7H8 (maks. 0,05% berat)
Non-aromatis (maks. 0,01% berat)
(www.pertamina.com)
perpustakaan.uns.ac.id digilib.uns.ac.id
commit to user
20
2.1.3 Spesifikasi Produk Samping
Diphenyl (C12H10)
Wujud : Cairan berwarna kuning
Kemurnian : min. 98,5 % berat
Impuritas : C7H8 ( maks. 1,5 % berat )
(www.merck-chemicals.co.id)
2.2 Konsep Proses
2.2.1 Mekanisme Reaksi
Proses pembuatan benzene dengan cara hidrodelakilasi toluene dilakukan
dalam reaktor alir pipa (tubular reactor), dimana gas toluene dan hidrogen
dimasukkan bersamaan ke dalam reaktor melalui bagian tube reaktor. Di dalam
reaktor terjadi reaksi:
C6H5CH3 (g) + H2 (g) → C6H6 (g) + CH4 (g)
Reaksi samping:
2 C6H6 (g) C12H10 (g) + H2 (g)
Hidrodealkilasi termal ini menghasilkan produk utama benzene dan reaksi
samping menghasilkan diphenyl.
Pada proses HDA termal terjadi dealkilasi dengan cara substitusi karena
adanya hidrogen. Dealkilasi ini pada dasarnya adalah reaksi pemutusan ikatan C-
C yaitu karbon yang dimiliki ikatan cincin dengan karbon pada gugus metan
(CH3) dengan adanya hidrogen. Mekanismenya adalah sebagai berikut :
perpustakaan.uns.ac.id digilib.uns.ac.id
commit to user
21
H2 ↔ H* + H*
C6H5CH3 + H* → C6H5* + CH4
C6H5* + H2 → C6H6 + H*
H* + H* ↔ H2
(Mc. Ketta, 1977)
2.2.2 Kondisi Operasi
Temperatur
Penentuan temperatur reaksi di reaktor harus memperhatikan fase
reaksi dan tinjauan secara termodinamika, untuk itu temperatur reaksi
dijaga pada suhu optimum 621 – 648 oC (dari range suhu reaksi 537 – 798
oC). Hal ini didasarkan pada temperatur tersebut dihasilkan konversi dan
selektivitas optimum. Jika temperatur melebihi range tersebut maka akan
terjadi hydrocracking sehingga konversi reaksi akan turun. Sedangkan jika
suhu di bawah range suhu tersebut, reaksi akan berjalan lambat (Mc. Ketta,
1977).
Tekanan
Tekanan operasi dalam reaktor ditentukan sebesar 25 atm (dari range
14,6 – 69,1 atm) dengan tinjauan bahwa kondisi reaktan dalam reaktor
berada dalam fase gas.
Pada prarancangan pabrik benzene ini rasio mol reaktan antara
toluene dengan hidrogen yang digunakan adalah 1 : 5, sehingga akan
diperoleh konversi sebesar 85% terhadap toluene dan selektivitas sebesar
93%, dimana selektivitas disini adalah % mol benzene baru yang terbentuk
perpustakaan.uns.ac.id digilib.uns.ac.id
commit to user
22
dari toluene yang bereaksi untuk membentuk benzene tersebut (Mc. Ketta,
1977).
Reaksi dijalankan pada kondisi non isotermal non adiabatik dimana
reaksi dijaga pada suhu optimum 621 – 648 oC (dari range suhu reaksi 537
– 798 oC). Untuk menjaga reaksi berjalan pada keadaan tersebut, maka
digunakan pendingin berupa molten salt. Reaktor yang sesuai untuk reaksi
fase gas dan dengan pendinginan adalah Reaktor Alir Pipa (RAP)
multitube.
2.2.3 Tinjauan Termodinamika
Untuk menentukan sifat reaksi (eksotermis/endotermis) dan arah reaksi
(reversible/irreversible), maka perlu perhitungan dengan menggunakan panas
pembentukan standar (∆Hfo) pada 1 atm dan 298 K dari reaktan dan produk.
Tabel 2.1 Harga ∆Hfo dan ∆Gf
o
Komponen ∆Hfo, kJ/mol ∆Gf
o, kJ/mol
H2 0 0
CH4 -74,520 - 50,460
C6H6 82,930 129,665
C7H8 50,170 122,050
C10H12 182,090 280,080
(Yaws, 1999)
Pada proses pembentukan benzene terjadi reaksi berikut :
C6H5CH3 (g) + H2 (g) → C6H6 (g) + CH4 (g)
Reaksi samping:
2 C6H6 (g) C12H10 (g) + H2 (g)
perpustakaan.uns.ac.id digilib.uns.ac.id
commit to user
23
Sehingga didapatkan,
a. Untuk reaksi utama
C6H5CH3 (g) + H2 (g) → C6H6 (g) + CH4 (g)
i. Panas reaksi standar (∆HRo)
∆HRo = ∑ ∆Hf
o produk - ∑ ∆Hfo reaktan
∆HRo = ( ∆Hf
o C6H6 + ∆Hfo CH4 ) – (∆Hf
o C6H5CH3 + ∆Hfo H2)
= (82,930 + (-74,520) ) – (50,170 + 0)
= - 41,760 kJ/mol
Karena ∆HRo bernilai negatif maka reaksi bersifat eksotermis.
∆H920 pada suhu reaksi 647oC (920 K) adalah :
dH = Cp.dT
∆H920 = 920K
298K
dTCp.
∆H920 = [ ∑ Cp produk - ∑ Cp reaktan ] dT
∆H920 = 215.542,596 J/mol – 218.501,396 J/mol
∆H920 = -2.958,8 J/mol
∆H = ∆HRo + ∆H920
= - 41.760 – 2.958,8
= - 44.718,8 J/mol
ii. Konstanta kesetimbangan (K) pada keadaan standar
Gfo = - RT ln K
Dimana:
Gf0 : Energi Gibbs pada keadaan standar (T = 298 oK, P = 1 atm), J/mol
perpustakaan.uns.ac.id digilib.uns.ac.id
commit to user
24
∆HRo : Panas reaksi, J/mol
K : Konstanta Kesetimbangan
T : Suhu standar =298 K
R : Tetapan Gas Ideal = 8,314 J/mol.K
sehingga Go dari reaksi tersebut adalah :
Gfo = Gf
oproduk - Gf
oreaktan
Gfo = ( ∆G C6H6 + ∆G CH4 ) – ( ∆G C6H5CH3 + ∆G H2)
= (129,665+ (- 50,460) ) – (122,050 + 0)
= - 42,845 kJ/mol
RT
ΔGKln
of
298 = K298.J/mol.K 8,314
J/mol 42.845 = 17,293
K298 = 3,238 x 107
iii. Konstanta kesetimbangan (K) pada T = 647 oC = 920 K
12
0R
298
1
T
1
T
1
R
ΔH
K
Kln
Dengan :
K298 = Konstanta kesetimbangan pada 298 K
K1 = Konstanta kesetimbangan pada suhu operasi
T1 = Suhu standar (25 oC = 298 K)
T2 = Suhu operasi (647 oC = 920 K)
R = Tetapan Gas Ideal = 8,314 J/mol.K
∆HRo = Panas reaksi standar pada 298 K
perpustakaan.uns.ac.id digilib.uns.ac.id
commit to user
25
K298
1
K209
1
J/mol.K8,314
J/mol 41.760
10 x 3,238
Kln
71
10 x 3,238
Kln
71 = - 11,395
1,124x10-5 = 7
1
10 x 3,238
K
K1 = 363,951
Karena harga konstanta kesetimbangan relatif besar, maka reaksi
berlangsung searah, yaitu ke kanan (irreversible).
b. Untuk reaksi samping (K2)
2 C6H6 (g) C12H10 (g) + H2 (g)
i. Panas reaksi standar (∆HRo)
∆HRo = ∑ ∆Hf
o produk - ∑ ∆Hfo reaktan
∆HRo = ( ∆Hf
o C12H10 + ∆Hfo H2 ) – ( 2. ∆Hfo C6H6 )
= ( 182,090 + 0 ) – ( 2 x 82,930)
= 16,230 kJ/mol
Karena ∆HRo bernilai positif maka reaksi bersifat endotermis.
∆H920 pada suhu reaksi 647oC (920 K) adalah :
dH = Cp.dT
∆H920 = 920K
298K
dTCp.
∆H920 = [ ∑ Cp produk - ∑ Cp reaktan ] dT
∆H920 = 51.031,638 J/mol – 237.830,396 J/mol
∆H920 = - 186.798,758 J/mol
perpustakaan.uns.ac.id digilib.uns.ac.id
commit to user
26
∆H = ∆HRo + ∆H920
= 16.230 – (- 186.798,758)
= 203.028,758 J/mol
ii. Konstanta kesetimbangan (K) pada keadaan standar
Gf0 = - RT ln K
Dimana:
Gf0 : Energi Gibbs pada keadaan standar (T = 298 oK, P = 1 atm), J/mol
∆HRo : Panas reaksi, J/mol
K : Konstanta Kesetimbangan
T : Suhu standar = 298 K
R : Tetapan Gas Ideal = 8,314 J/mol.K
sehingga Go dari reaksi tersebut adalah :
Gfo = Gf
oproduk - Gf
oreaktan
Gfo = ( ∆G C12H10 + ∆G H2 ) – ( 2 x ∆G C6H6)
= ( 280,080 + 0 ) – ( 2 x 129,665 )
= 20,750 kJ/mol
RT
ΔGKln
of
298 = K298.J/mol.K 8,314
J/mol 20.750- = - 8,375
K298 = 2,305 x 10-4
i. Konstanta kesetimbangan (K) pada T = 647 oC = 920 K
12
0
298
2
T
1
T
1
R
ΔHr
K
Kln
Dengan :
K298 = Konstanta kesetimbangan pada 298 K
perpustakaan.uns.ac.id digilib.uns.ac.id
commit to user
27
K2 = Konstanta kesetimbangan pada suhu operasi
T1 = Suhu standar (25 oC = 298 K)
T2 = Suhu operasi (647 oC = 920 K)
R = Tetapan Gas Ideal = 8,314 J/mol.K
∆HRo = Panas reaksi standar pada 298 K
K298
1
K209
1
J/mol.K8,314
J/mol 16.230-
2,305x10
Kln
4-2
4-2
2,305x10
Kln = 4,429
83,838 = 4-
2
2,305x10
K
K2 = 0,019
Karena harga konstanta kesetimbangan K2 relatif kecil, maka reaksi
berlangsung bolak-balik (reversible).
2.2.4 Tinjauan Kinetika Reaksi
Proses hidrodealkilasi (HDA) toluene menjadi benzene pada fase gas dan
non-catalytic, reaksi yang terjadi adalah:
Reaksi 1 : C7H8 + H2 → C6H6 + CH4
Reaksi 2 dan 3 : 2 C6H6 C12H10 + H2
Hidrogen dan toluene bereaksi membentuk benzene dan metana pada reaksi 1, dan
diphenil terbentuk pada reaksi kedua. Reaksi kedua merupakan reaksi reversible,
sehingga reaksi yang membentuk diphenil disebut reaksi 2 dan reaksi
kebalikannya disebut reaksi 3.
perpustakaan.uns.ac.id digilib.uns.ac.id
commit to user
28
Persamaan kecepatan reaksi dikalkulasi dan didapatkan nilai sebagai
berikut:
r = 3.6858. 10 . exp −2.5616. 10T PP .
r = 0.62717. exp −1.5362. 10T P
r = 0.08124. exp −1.2237. 10T PPDimana r1. r2 dan r3 dalam lbmol/(min.ft3), T dalam K, dan Pj dalam psia
(www.engr.uky.edu)
2.3 Diagram Alir Proses dan Tahapan Proses
2.3.1 Diagram Alir Proses
Diagram alir prarancangan pabrik benzene dari toluene dan hidrogen dapat
ditunjukan dalam tiga macam, yaitu :
a. Diagram alir proses (Gambar 2.1)
b. Diagram alir kualitatif (Gambar 2.2 )
c. Diagram alir kuantitatif ( Gambar 2.3 )
perpustakaan.uns.ac.id digilib.uns.ac.id
commit to user
29
Arus 1 Arus 2 Arus 3 Arus 4 Arus 5 Arus 6 Arus 7 Arus 8 Arus 9 Arus 10 Arus 11 Arus 12 Arus 13 Arus 14 Arus 15 Arus 16 Arus 17 Arus 18 Arus 19 Arus 20 Arus 211 H2 0.000 0.000 0.000 0.000 0.000 6460.000 5404.237 5404.237 5404.237 1683.420 3720.817 2739.183 6460.000 0.000 0.000 1683.420 0.000 0.000 0.000 0.000 0.000
2 CH4 0.000 0.000 0.000 0.000 0.000 1162.5358 9948.136 9948.136 1659.446 516.918 1142.529 20.007 1162.536 8288.689 8288.689 8805.607 0.000 0.000 0.000 0.000 0.000
3 C6H6 6.541 7.240 0.699 6.541 44.437 312.000 39831.714 39831.714 388.618 121.054 267.563 0.000 267.563 39443.096 1547.207 1668.262 37895.889 37857.993 37.896 0.000 37.896
4 C7H8 50689.943 63362.204 12672.261 50689.943 59415.489 59432.000 8914.800 8914.800 23.981 7.470 16.511 0.000 16.511 8890.819 95.039 102.509 8795.780 26.387 8769.393 43.847 8725.546
5 C12H10 0.000 0.000 0.000 0.000 6.548 6.548 3274.197 3274.197 0.000 0.000 0.000 0.000 0.000 3274.197 0.000 0.000 3274.196 0.000 3274.196 3267.649 6.548Jumlah 50696.484 63369.444 12672.960 50696.484 59466.473 67373.084 67373.084 67373.084 7476.283 2328.862 5147.421 2759.190 7906.610 59896.801 9930.935 12259.797 49965.866 37884.380 12081.485 3311.496 8769.989
KomponenLaju Alir Massa Overall (kg/jam)
No.
perpustakaan.uns.ac.id digilib.uns.ac.id
commit to user
30
Tee5
Tee4
Tee2
H2
CH4
H2
CH4
C6H6
C7H8Furnace
H2
CH4
C6H6
C7H8
Reaktor
H2
CH4
C6H6
C7H8
C12H10
Kondenser
T=25oCP=25 atm
FD 1
H2
CH4
C6H6
C7H8
CH4
C6H6
C7H8
C12H10FD 2
CH4
C6H6
C7H8
C6H6
C7H8
C12H10
MD 1
C6H6
C7H8
C6H6
C7H8
C12H10
MD 2
C6H6
C7H8
C12H10
C7H8
C12H10
C6H6
C7H8
vaporizer
C6H6
C7H8
C12H10
H2
CH4
C6H6
C7H8
C12H10
C6H6
C7H8
C12H10
Recycle 68,9 %
Produk Benzene
Tee1
T=30oCP=1 atm
T=110,78oCP=1 atm
T=30 oCP=25 atm
T=638,7oCP=25 atm
T=10,16oCP=15 atm
T=10,16oCP=15 atm
T=5oCP=1 atm
T=5oCP=1 atm
T=10,16oCP=15 atm
T=10,16oCP=15 atm
T=80,24oCP=1 atm
T=85,05oCP=1 atm
T=117,6oCP=1 atm
T=112,07oCP=1 atm
T=245,07oCP=1 atm
H2
CH4
C6H6
C7H8
T=647oCP=25 atm
T=80oCP=1 atm
T=110,83oCP=1 atm
T=189,49oCP=25 atm
T=44,4oCP=25 atm
T=119,51oCP=25 atm
Tee3
H2
CH4
C6H6
C7H8
T=54,43oCP=25 atm
Fuel gas
T=-15,79oCP=1 atm
T=-53,72oCP=1 atm
DIAGRAM ALIR KUALITATIF PABRIK BENZENE
Tee6V-3
V-1
V-2
H2
CH4
C6H6
C7H8
H2
CH4
C6H6
C7H8
T=86,64oCP=1 atm
C6H6
C7H8
C12H10
C6H6
C7H8
Gambar 2.2 Diagram Alir Kualitatif
30
perpustakaan.uns.ac.id digilib.uns.ac.id
commit to user
31
Tee5Tee4
Tee2
H2 6460,000CH4 1162,536C6H6 267,563C7H8 16,511 7906,610 Furnace
H2 3720,817CH4 1142,529C6H6 267,563C7H8 16,511 5147,421
Reaktor
H2 5404,237CH4 9948,135C6H6 39831,715C7H8 8914,800C12H10 3274,197
67373,084
Kondenser FD 1
H2 5404,237CH4 1659,446C6H6 388,618C7H8 23,981 7476,283
H2 1683,420CH4 516,918C6H6 121,054C7H8 7,470
2328,862
CH4 8288,689C6H6 39443,096C7H8 8890,819C12H10 3274,197
59896,801
FD 2
CH4 8288,689C6H6 1547,207C7H8 95,039
9930,935
C6H6 37895,889C7H8 8795,780C12H10 3274,197
49965,866
MD 1
C6H6 37857,993C7H8 26,387
37884,380
C6H6 37,896C7H8 8769,393C12H10 3274,197
12081,485
MD 2
C6H6 37,896C7H8 8725,546C12H10 6,548
8769,989
C7H8 43,847C12H10 3267,649
3311,496
C6H6 6,541C7H8 50689,943 50696,484
vaporizer
C6H6 7.240C7H8 63362.204
63369.444
C6H6 0.699C7H8 12672.261 12672.960
H2 6460,000CH4 1162,535C6H6 312,000C7H8 59432,000C12H10 6,549
67373,084
C6H6 7.240C7H8 63362.204 63369.444
purgeRecycle 68,9 %
Produk Benzene
Tee1
C6H6 44,437C7H8 59415,489C12H10 6,548
59466,473
H2 2739,183CH4 20,007
2759,190
DIAGRAM ALIR KUANTITATIF PABRIK BENZENE
Fuel gasH2 1683,420CH4 8805,607C6H6 1668,262C7H8 102,509 12259,797
Tee3
Tee6
V-3
V-1
V-2
Gambar 2.3 Diagram Alir Kuantitatif
31
perpustakaan.uns.ac.id digilib.uns.ac.id
commit to user
32
2.3.2 Tahapan Proses
Proses pembuatan benzene dengan reaksi hidrodealkilasi toluene dapat
dibagi menjadi empat tahap, yaitu :
1. Tahap Penyimpanan Bahan Baku
2. Tahap Persiapan Bahan Baku
3. Tahap Pembentukan Produk
4. Tahap Pemurnian Produk
Penjelasan berdasarkan gambar 2.1 mengenai masing-masing tahapan adalah
sebagai berikut :
2.3.2.1 Tahap Penyimpanan Bahan Baku
Bahan baku toluene (C7H8) disimpan pada fase cair dengan suhu 300 C
dan tekanan 1 atm dalam tangki penyimpanan (T-01). Sedangkan Hidrogen (H2)
disalurkan melalui pipa dari pabrik penghasil hidrogen dengan suhu 30oC dan
tekanan 25 atm.
Bahan baku toluene (C7H8) diperoleh di pasaran dengan kemurnian 99.9%
berat, sedangkan Hidrogen (H2) diperoleh dengan kemurnian 99,99% berat.
2.3.2.2 Tahap Penyiapan Bahan Baku
Toluene cair dari tangki penyimpanan dengan kondisi 30oC dan tekanan 1
atm digunakan sebagai pendingin di kondensor parsial MD-02 (CD-03) sehingga
suhunya naik menjadi 80oC. Kemudian masuk ke vaporizer (VP-01) untuk
mengubah fasenya menjadi fase gas. Campuran cair dan gas yang dihasilkan
dipisahkan dalam separator 1 (SP-01) dengan kondisi suhu 110,78oC dan tekanan
perpustakaan.uns.ac.id digilib.uns.ac.id
commit to user
33
1 atm, hasil bawah yang berupa cair akan dikembalikan untuk dicampur dengan
umpan toluene cair. Sedangkan hasil atas separator yang berupa gas dicampur
dengan recycle hasil atas Menara Distilasi 2 (MD-02). Campuran tersebut
kemudian dinaikkan tekanannya dengan compressor 1 (C-01) menjadi 25 atm.
Gas hydrogen dengan suhu 30oC dan tekanan 1 atm dicampur dengan
recycle hasil atas flash drum 1 (FD-01) yang telah dinaikkan tekanannya menjadi
25 atm dengan compressor 2 (C-02). Kemudian campuran gas tersebut dicampur
dengan toluene dari C-01. Campuran gas hidrogen dan toluene kemudian
dinaikkan suhunya dengan furnace menjadi 647oC sebelum diumpankan kedalam
reaktor.
2.3.2.3 Tahap Pembentukan Produk
Reaksi yang terjadi dalam reaktor :
C6H5CH3 (g) + H2 (g) → C6H6 (g) + CH4 (g)
Reaksi samping:
2 C6H6 (g) C12H10 (g) + H2 (g)
Bahan baku yang telah disiapkan dimasukkan dalam reaktor yang
beroperasi secara non isotermal dan non adiabatik dimana reaksi dijaga pada suhu
optimum 621 – 648 oC (dari range suhu reaksi 537 – 798 oC). Gas toluene dan
hidrogen dimasukkan bersama ke bagian tube reaktor. Di dalam reaktor terjadi
reaksi pembentukan benzene dan sedikit diphenyl. Toluene yang bereaksi 85%
dari toluene yang diumpankan ke reaktor. Reaksi yang terjadi adalah reaksi
eksotermis, sehingga akan melepaskan panas yang dapat menaikkan suhu dalam
reaktor, panas yang dihasilkan dari reaksi ini diserap oleh media pendingin
perpustakaan.uns.ac.id digilib.uns.ac.id
commit to user
34
molten salt yang dialirkan di dalam shell. Molten salt masuk pada suhu 148oC
dan keluar pada suhu 174,02oC. Sedangkan kondisi gas keluar reaktor yaitu pada
suhu 638,7oC dan tekanan 25 atm.
2.3.2.4 Tahap Pemurnian Produk
Tahap ini bertujuan untuk memisahkan produk sehingga diperoleh produk
benzene yang mempunyai kemurnian tinggi.
Produk reaktor yang berupa gas, terdiri dari toluene tak bereaksi, benzene,
diphenyl, hidrogen sisa dan methane yang bersuhu 638,7oC digunakan sebagai
pemanas di reboiler MD-02 (RB-02) sehingga suhunya turun menjadi 376,85oC.
Kemudian digunakan sebagai pemanas di reboiler MD-01 (RB-01) sehingga
suhunya menjadi 276,85oC. Setelah itu digunakan lagi sebagai pemanas di VP-01
sehingga keluar pada suhu 126,85oC. Lalu gas tersebut dikondensasikan di
kondensor parsial (CD-01) sehingga fasenya berubah menjadi campuran gas-cair.
Campuran gas dan cair yang dihasilkan dipisahkan dalam flash drum 1
(FD-01) sehingga tekanannya turun menjadi 15 atm. Hasil atas yang berupa gas
sebagian di-recycle (68,9%) untuk dicampur dengan umpan hidrogen segar dan
sebagian lagi dilewatkan expansion valve sehingga tekanannya akan turun
menjadi 1 atm.
Hasil bawah FD-01 yang berupa cair masuk ke flash drum 2 (FD-02)
sehingga tekannya turun menjadi 1 atm. Penurunan tekanan akan mengakibatkan
sebagian cairan berubah menjadi gas. Hasil atas yang berupa gas akan dicampur
dengan hasil atas keluaran dari FD-01 yang tekanannya telah diturunkan,
kemudian digunakan juga sebagai fuel gas (bahan bakar furnace). Sedangkan
perpustakaan.uns.ac.id digilib.uns.ac.id
commit to user
35
hasil bawah yang berupa cairan akan digunakan sebagai pendingin di kondensor
parsial 1 (CD-01). Kemudian diumpankan ke menara distilasi 1 (MD-01) pada
suhu 85,05oC.
Produk utama benzene dengan kemurnian 99,93% berat diperoleh dari
hasil atas MD-01. Hasil atas menara distilasi diembunkan dalam kondensor total
(CD-02) dan kemudian didinginkan dalam heat exchanger 1 (HE-01) sehingga
produk menara distilasi suhunya turun menjadi 40oC dan akan disimpan ke dalam
tangki penyimpanan produk benzene (T-02). Sedangkan hasil bawah yang masih
banyak mengandung toluene diumpankan ke menara distilasi 2 (MD-02).
Sehingga diharapkan toluene yang akan direcycle mengandung maks. 0,05%
diphenyl yang dihasilkan dalam reaksi.
Di dalam MD-02 toluene akan terpisah sebagai hasil atas menara distilasi.
Uap jenuh hasil atas menara distilasi diembunkan dalam kondensor parsial (CD-
03), hasil cairnya dimasukkan kembali ke dalam menara sebagai refluk dan hasil
uapnya direcycle untuk dicampur dengan toluene segar. Sedangkan dari hasil
bawah MD-02 dihasilkan produk samping diphenyl. Setelah didinginkan di dalam
heat exchanger 2 (HE-02) sampai suhunya 40oC baru disimpan dalam tangki
penyimpan diphenyl (T-03).
2.4 Neraca Massa dan Neraca Panas
Produk : Benzene 99,93% berat
Kapasitas : 300.000 ton/tahun
Satu tahun produksi : 330 hari
Waktu operasi selama 1 hari : 24 jam
perpustakaan.uns.ac.id digilib.uns.ac.id
commit to user
36
2.4.1. Neraca Massa
Basis perhitungan : 1 jam operasi
Satuan : kg/jam
Neraca massa prarancangan pabrik benzene sesuai dengan gambar 2.3.
Tabel 2.2 Neraca Massa pada Tee1
KomponenMasuk (kg/jam) Keluar (kg/jam)
Arus 1 Arus 3 Arus 2
C6H6 6,541 0,699 7,240
C7H8 50.689,943 12.672,261 63.362,204
Total50.696,484 12.672,960 63.369,444
63.369,444 63.369,444
Tabel 2.3 Neraca Massa pada Vaporizer 1 (VP-01)
KomponenMasuk (kg/jam) Keluar (kg/jam)
Arus 2 Arus 3 Arus 4
C6H6 7,240 0,699 6,541
C7H8 63.362,204 12.672,261 50.689,943
Total63.369,444 12.672,960 50.696,484
50.696,484 50.696,484
perpustakaan.uns.ac.id digilib.uns.ac.id
commit to user
37
Tabel 2.4 Neraca Massa pada Tee2
KomponenMasuk (kg/jam) Keluar (kg/jam)
Arus 4 Arus 21 Arus 5
C6H6 6,541 37,896 44,437
C7H8 50.689,943 8.725,546 59.415,489
C12H10 0,000 6,548 6,548
Total50.696,484 8.769,989 59.466,473
59.466,473 59.466,473
Tabel 2.5 Neraca Massa pada Tee3
KomponenMasuk (kg/jam) Keluar (kg/jam)
Arus 5 Arus 13 Arus 6
H2 0,000 6.460,000 6.460,000
CH4 0,000 1.162,536 1.162,536
C6H6 44,437 267,563 312,000
C7H8 59.415,489 16,511 59.432,000
C12H10 6,548 0,000 6,548
Total59.466,473 7.906,610 67.373,084
67.373.0837 67.373.0837
perpustakaan.uns.ac.id digilib.uns.ac.id
commit to user
38
Tabel 2.6 Neraca Massa pada Tee4
KomponenMasuk (kg/jam) Keluar (kg/jam)
Arus 11 Arus 12 Arus 13
H2 3.720,817 2.739,183 6.460,000
CH4 1.142,529 20,007 1.162,536
C6H6 267,563 0,000 267,563
C7H8 16,511 0,000 16,511
Total5147,421 2.759,190 7.906,610
7.906,610 7.906,610
Tabel 2.7 Neraca Massa pada Reaktor
KomponenMasuk (kg/jam) Keluar (kg/jam)
Arus 6 Arus 7
H2 6.460,000 5.404,237
CH4 1.162,536 9.948,136
C6H6 312,000 39.831,714
C7H8 59.432,000 8.914,800
C12H10 6,548 3.274,197
Total 67.373.084 67.373.084
67.373.084 67.373.084
perpustakaan.uns.ac.id digilib.uns.ac.id
commit to user
39
Tabel 2.8 Neraca Massa pada Flash drum 1 (FD-01)
KomponenMasuk (kg/jam) Keluar (kg/jam)
Arus 8 Arus 9 Arus 14
H2 5.404,237 5.404,237 0,000
CH4 9.948,136 1.659,446 8.288,689
C6H6 39.831,714 388,618 39.443,096
C7H8 8.914,800 23,981 8.890,819
C12H10 3.274,197 0,000 3.274,197
Total67.373,084 7.476,283 59.896,801
67.373,084 67.373,084
Tabel 2.9 Neraca Massa pada Tee5
KomponenMasuk (kg/jam) Keluar (kg/jam)
Arus 9 Arus 10 Arus 11
H2 5.404,237 1.683,420 3.720,817
CH4 1.659,446 516,918 1.142,529
C6H6 388,618 121,054 267,563
C7H8 23,981 7,470 16,511
Total7.476,283 2.328,862 5147,421
7.476,283 7.476,283
perpustakaan.uns.ac.id digilib.uns.ac.id
commit to user
40
Tabel 2.10 Neraca Massa pada Flash drum 2 (FD-02)
KomponenMasuk (kg/jam) Keluar (kg/jam)
Arus 14 Arus 15 Arus 17
CH4 8.288,689 8.288,689 0,000
C6H6 39.443,096 1.547,207 37.895,889
C7H8 8.890,819 95,039 8.795,780
C12H10 3.274,197 0,000 3.274,196
Total59.896,801 9.930,935 49.965,866
59.896,801 59.896,801
Tabel 2.11 Neraca Massa pada Tee6
KomponenMasuk (kg/jam) Keluar (kg/jam)
Arus 10 Arus 15 Arus 16
H2 1.683,420 0,000 1.683,420
CH4 516,918 8.288,689 8.805,607
C6H6 121,054 1.547,207 1.668,262
C7H8 7,470 95,039 102,509
Total2.328,862 9.930,935 12.259,797
12.259,797 12.259,797
perpustakaan.uns.ac.id digilib.uns.ac.id
commit to user
41
Tabel 2.12 Neraca Massa pada Menara Distilasi 1 (MD-01)
KomponenMasuk (kg/jam) Keluar (kg/jam)
Arus 17 Arus 18 Arus 19
C6H6 37.895,889 37.857,993 37,896
C7H8 8.795,780 26,387 8.769,393
C12H10 3.274,196 0,000 3.274,196
Total49.965,866 37.884,380 12.081,485
49.965,866 49.965,866
Tabel 2.13 Neraca Massa pada Menara Distilasi 2 (MD-02)
KomponenMasuk (kg/jam) Keluar (kg/jam)
Arus 19 Arus 20 Arus 21
C6H6 37,896 0,000 37,896
C7H8 8.769,393 4,847 8.725,546
C12H10 3.274,196 3.267,649 6,548
Total12.081,485 3.311,496 8.769,989
12.081,485 12.081,485
perpustakaan.uns.ac.id digilib.uns.ac.id
commit to user
42
Tabel 2.14 Neraca Massa Total
KomponenInput (kg/jam) Output (kg/jam)
Arus 1 Arus 12 Jumlah Arus 16 Arus 18 Arus 20 Jumlah
H2 0,00 2.739,18 2.739,18 1.683,42 0,00 0,00 1.683,42
CH4 0,00 20,00 20,01 8.805,60 0,00 0,00 8.805,61
C6H6 6,54 0,00 6,54 1.668,26 37.857,99 0,00 39.526,25
C7H8 50.689,94 0,00 50.689,94 102,51 26,39 43,85 172,74
C12H10 0,00 0,00 0,00 0,00 0,00 3.267,65 3.267,65
Jumlah 53.455,67 53.455,67
2.4.2. Neraca Panas
Basis perhitungan : 1 jam operasi
Satuan : kJ/jam
Tabel 2.15 Neraca Panas pada Vaporizer
Komponen Q input (kJ) Q output (kJ)
Q umpan(arus 2) 6.886.058,006 0,000
Q vapor(arus 4) 0,000 5.384.339,717
Q liquid(arus 3) 0,000 527.362,127
Q penguapan 0,000 15.946.025,148
Q pemanas 14.971.669,986 0,000
Total 21.857.726,992 21.857.726,992
perpustakaan.uns.ac.id digilib.uns.ac.id
commit to user
43
Tabel 2.16 Neraca Panas pada Furnace
Komponen Q input (kJ) Q output (kJ)
Q umpan(arus 6) 24.284.562,435 0,000
Q keluar(arus 7) 0,000 233.299.698,565
Q pemanas 209.015.136,129 0,000
Total 233.299.698,565 233.299.698,565
Tabel 2.17 Neraca Panas pada Reaktor
Komponen Q input (kJ) Q output (kJ)
Q umpan(arus 7) 233.299.698,565 0,000
Q produk(arus 8) 0,000 223.775.892,687
Q pendingin 0,000 9.523.805,898
Total 233.299.698,565 233.299.698,565
Tabel 2.18 Neraca Panas pada Condensor 1 (CD-01)
Komponen Q input (kJ) Q output (kJ)
Q umpan(arus 8) 25.392.955,028 0,000
Q keluar(vapor) 0,000 178,576
Q keluar(liquid) 0,000 438,530
Q pendingin 0,000 25.392.337,923
Total 25.392.955,028 25.392.955,028
perpustakaan.uns.ac.id digilib.uns.ac.id
commit to user
44
Tabel 2.19 Neraca Panas pada Flash drum 1 (FD-01)
Komponen Q input (kJ) Q output (kJ)
Q umpan(arus 8) - 251.970,918 0,000
Q vapor(arus 9) 0,000 - 1.580.938,156
Q liquid(arus 14) 0,000 -3.581.180,522
Q penguapan 0,000 4.910.147,759
Total - 251.970,918 251.970,918
Tabel 2.20 Neraca Panas pada Flash drum 2 (FD-02)
Komponen Q input (kJ) Q output (kJ)
Q umpan(arus 14) - 251.971,030 0,000
Q vapor(arus 15) 0,000 - 3.615.127,713
Q liquid(arus 17) 0,000 - 1.736.206,519
Q penguapan 0,000 5.099.363,202
Total - 251.971,030 - 251.971,030
perpustakaan.uns.ac.id digilib.uns.ac.id
commit to user
45
Tabel 2.21 Neraca Panas pada Menara distilasi 1 (MD-01)
Komponen Q input (kJ) Q output (kJ)
Q umpan(arus 17) 5.455.029,377 0,000
Q top(arus 18) 0,000 3.825.900,712
Q bottom(arus 19) 0,000 2.038.172,702
Q kondensor 0,000 24.528.980,000
Q reboiler 24.938.024,037 0,000
Total 30.393.053,414 30.393.053,414
Tabel 2.22 Neraca Panas pada Menara distilasi 2 (MD-02)
Komponen Q input (kJ) Q output (kJ)
Q umpan(arus 19) 2.035.809,658 0,000
Q top(arus 21) 0,000 1.063.802,797
Q bottom(arus 20) 0,000 1.446.319,957
Q kondensor 0,000 3.726.268,439
Q reboiler 4.146.652,548 0,000
Total 6.182.462,206 6.182.462,206
perpustakaan.uns.ac.id digilib.uns.ac.id
commit to user
46
Tabel 2.23 Neraca Panas Total
Komponen Q input (kJ) Q output (kJ)
Q arus 1 434.907,400 0,000
Q arus 12 249.980,407 0,000
Q arus 16 0,000 -6.005.148,527
Q arus 18 0,000 3.825.900,712
Q arus 20 0,000 1.446.319,957
Q pendingin 0,000 210.432.951,794
Q pemanas 209.015.136,129 0,000
Total 209.700.023,936 209.700.023,936
2.5 Lay Out Pabrik dan Peralatan Proses
2.5.1. Lay Out Pabrik
Lay out pabrik merupakan suatu pengaturan yang optimal dari seperangkat
fasilitas-fasilitas dalam pabrik. Tata letak yang tepat sangat penting untuk
mendapatkan efisiensi, keselamatan, dan kelancaran kerja dari para karyawan
serta keselamatan proses.
Pada prarancangan pabrik ini, tata letak dari pabrik dapat dilihat pada
Gambar 2.4. Untuk mencapai kondisi yang optimal, maka hal-hal yang harus
diperhatikan dalam menentukan tata letak pabrik ini adalah :
1. Pabrik benzene ini merupakan pabrik baru (bukan pengembangan) sehingga
penentuan lay out tidak dibatasi oleh bangunan yang ada.
perpustakaan.uns.ac.id digilib.uns.ac.id
commit to user
47
2. Kemungkinan perluasan pabrik sebagai pengembangan pabrik di masa
mendatang.
3. Fakor keamanan sangat diperlukan untuk bahaya kebakaran dan ledakan,
maka perencanaan lay out selalu diusahakan jauh dari sumber api, bahan
panas, bahan yang mudah meledak dan jauh dari asap atau gas beracun.
4. Sistem konstruksi yang direncanakan adalah outdoor unutk menekan biaya
bangunan dan gedung, dan juga iklim Indonesia memungkinkan konstruksi
secara outdoor.
5. Lahan terbatas sehingga diperlukan efisiensi dalam pemakaian pengaturan
ruangan/lahan.
Secara garis besar lay out dibagi menjadi beberapa bagian utama, yaitu :
1. Daerah administrasi/perkantoran, laboratorium dan ruang kontrol
Daerah administrasi merupakan pusat kegiatan administrasi pabrik yang
mengatur kelancaran operasi. Laboratorium dan ruang kontrol sebagai pusat
pengendalian proses, kualitas dan kuantitas bahan yang akan diproses serta
produk yang dijual.
2. Daerah proses
Daerah proses merupakan daerah dimana alat proses diletakkan dan proses
berlangsung.
3. Daerah penyimpanan bahan baku dan produk
Daerah penyimpanan bahan baku dan produk merupakan daerah untuk
tempat bahan baku dan produk.
perpustakaan.uns.ac.id digilib.uns.ac.id
commit to user
48
4. Daerah gudang, bengkel dan garasi
Daerah gudang, bengkel dan garasi merupakan daerah yang digunakan untuk
menampung bahan-bahan yang diperlukan oleh pabrik dan untuk keperluan
perawatan peralatan proses.
5. Daerah utilitas
Daerah utilitas merupakan daerah dimana kegiatan penyediaan bahan
pendukung proses berlangsung dipusatkan.
(Vilbrandt, 1959)
perpustakaan.uns.ac.id digilib.uns.ac.id
commit to user
49
Skala = 1 : 1000Keterangan
: Taman
: Arah jalan
PROSES
Area Perluasan
Utilitas UPL
Ruang Generator
Pemadam Kebakaran
KANTOR
Parkir
Parkir
kantinmushola
PintuDarurat
Gambar 2.4 Lay Out Pabrik
perpustakaan.uns.ac.id digilib.uns.ac.id
commit to user
50
2.5.2 Lay Out Peralatan Proses
Lay out peralatan proses adalah tempat dimana alat-alat yang digunakan
dalam proses produksi. Tata letak peralatan proses pada prarancangan pabrik ini
dapat dilihat pada Gambar 2.5. Beberapa hal yang harus diperhatikan dalam
menentukan lay out peralatan proses pada pabrik benzene, antara lain :
1. Aliran udara
Aliran udara di dalam dan di sekitar peralatan proses perlu diperhatikan
kelancarannya. Hal ini bertujuan untuk menghindari terjadinya stagnasi
udara pada suatu tempat sehingga mengakibatkan akumulasi bahan kimia
yang dapat mengancam keselamatan pekerja.
2. Cahaya
Penerangan sebuah pabrik harus memadai dan pada tempat-tempat proses
yang berbahaya atau beresiko tinggi perlu adanya penerangan tambahan.
3. Lalu lintas manusia
Dalam perancangan lay out peralatan perlu diperhatikan agar pekerja dapat
mencapai seluruh alat proses dengan cepat dan mudah. Hal ini bertujuan
apabila terjadi gangguan pada alat proses dapat segera diperbaiki.
Keamanan pekerja selama menjalankan tugasnya juga diprioritaskan.
4. Pertimbangan ekonomi
Dalam menempatkan alat-alat proses diusahakan dapat menekan biaya
operasi dan menjamin kelancaran dan keamanan produksi pabrik.
perpustakaan.uns.ac.id digilib.uns.ac.id
commit to user
51
5. Jarak antar alat proses
Untuk alat proses yang mempunyai suhu dan tekanan operasi tinggi
sebaiknya dipisahkan dengan alat proses lainnya, sehingga apabila terjadi
ledakan atau kebakaran pada alat tersebut maka kerusakan dapat
diminimalkan.
(Vilbrandt, 1959)
perpustakaan.uns.ac.id digilib.uns.ac.id
commit to user
52
FU
RN
AC
E
CD
-01
RB
-02
CD
-03
Gambar 2.5 Lay Out Peralatan Proses
52
perpustakaan.uns.ac.id digilib.uns.ac.id
commit to user
53
BAB III
SPESIFIKASI ALAT PROSES
3.1 Reaktor
Tabel 3.1 Spesifikasi Reaktor
Kode R-01
Fungsi Tempat terjadinya reaksi toluene dan gas hidrogen
menjadi benzene
Tipe Reaktor Alir Pipa (RAP) Multitube
Kondisi operasi
- Tekanan
- Suhu
25 atm
621 – 648 oC
Spesifikasi shell
- Diameter
- Tebal
- Material
0,991 m
5/16 in
Carbon Steel SA 213 TP-304
Spesifikasi tube
- Diameter
- Tebal
- Pitch
- Susunan
- Jumlah
- Panjang
- Material
0,032 m
1/4 in
15/16 in
triangular
307
6 m
Carbon Steel SA 213 TP-304
Bentuk head Elliptical dished head
perpustakaan.uns.ac.id digilib.uns.ac.id
commit to user
54
Tebal head 163 in
Panjang head 0,371 m
Jumlah reactor 6 buah disusun paralel
Panjang total reactor 40,457 m
3.2 Flash Drum
Tabel 3.2 Spesifikasi Flash Drum
Kode FD-01 FD-02
Fungsi Memisahkan komponen gas
H2 dari produk reaktor
Memisahkan komponen gas
CH4 dari keluaran FD-01
Tipe Tangki horisontal
Kondisi operasi
- Tekanan
- Suhu
15 atm
10,16 oC
1 atm
5 oC
Spesifikasi drum
- Diameter
- Tebal
- Panjang
1,676 m
3/16 in
4,756 m
1,219 m
3/16 in
4,781 m
Material Carbon Steel SA 283 grade C
Bentuk head Elliptical dished head Torispherical dished head
Tebal head 163 in 163 in
Panjang head 0,500 m 0,251 m
Panjang total 5,756 m 5,282 m
perpustakaan.uns.ac.id digilib.uns.ac.id
commit to user
55
3.3 Menara Distilasi
Tabel 3.3 Spesifikasi Menara Distilasi
Kode MD-01 MD-02
Fungsi Memisahkan antara C6H6
dengan C7H8
Memisahkan antara C7H8
dengan C12H10
Tipe Tray Tower
Jumlah plate 40 11
Plate umpan Di antara plate 22 dan 23 Di antara plate 2 dan 3
Kondisi operasi
- Tekanan
- Suhu umpan
- Suhu Bottom
- Suhu Top
1 atm
85,053 oC
117,604 oC
67,275 oC
1 atm
117,502 oC
311,935 oC
112,072 oC
Dimensi menara
- Diameter
- Tray spacing
- Tebal
Bag. atas
Bag. bawah
2,934 m
0,6 m
3/8 in
1/2 in
1,264 m
0,6 m
3/16 in
1/4 in
Bahan konstruksi Carbon Steel SA 283 grade C
Bentuk head Torispherical dished head
Tebal head
- Bag. atas
- Bag. bawah
41 in
83 in
41 in
41 in
Panjang head 0,567 m 0,263 m
Tinggi menara 37,279 m 13,737 m
perpustakaan.uns.ac.id digilib.uns.ac.id
commit to user
56
3.4 Vaporizer
Tabel 3.4 Spesifikasi Vaporizer
Kode VP-01
Fungsi Menguapkan bahan baku C7H8 sebelum masuk reaktor
Tipe Kettle Vaporizer
Kondisi operasi
- Tekanan
- Suhu
1 atm
110,78 oC
Spesifikasi HE
- Jenis
- Luas tr. panas
Kettle Vaporizer
145.79 m2
Spesifikasi shell
- Diameter
- Jumlah pass
- Material
0,2032 m
1
Carbon Steel SA 268 T-430
Spesifikasi tube
- Diameter
- Pitch
- Susunan
- Jumlah pass
- Jumlah tube
- Panjang
- Material
0.0195 m
15/16 in
Triangular
2
32
1.8288 m
Carbon Steel SA 268 T-430
Bentuk head Torispherical dished head
perpustakaan.uns.ac.id digilib.uns.ac.id
commit to user
57
3.5 Tangki
Tabel 3.5 Spesifikasi Tangki
Kode T-01 T-02 T-03 T-04
Fungsi Menyimpan
C7H8 selama
30 hari
Menyimpan
C6H6 selama 30
hari
Menyimpan
C12H10 selama
30 hari
Menyimpan H2
selama 7 hari
Tipe Silinder vertikal dengan flat bottom dan conical roof Spherical tank
Material Carbon Steel SA 212 grade B Carbon Steel
SA-203 grade A
Jumlah 3 2 1 3
Kondisi operasi
- Tekanan
- Suhu
1 atm
30 oC
1 atm
40 oC
1 atm
40 oC
8 atm
-244 oC
Kapasitas 148.000 bbl 148.000 bbl 20.560 bbl 20.400 bbl
Dimensi
- Diameter
- Tinggi total
- Tebal tangki
Course 1
Course 2
Course 3
Course 4
Course 5
Course 6
Course 7
Course 8
Course 9
- Tebal head
140 ft
69,565 ft
2 7/8 in
2 3/4 in
2 9/16 in
2 3/8 in
2 3/16 in
2 1/16 in
1 7/8 in
1 11/16 in
1 1/2 in
11/16 in
140 ft
75,164 ft
2 1/4 in
2 1/16 in
1 15/16 in
1 13/16 in
1 11/16 in
1 9/16 in
1 7/16 in
1 5/16 in
1 1/8 in
7/16 in
70 ft
38,53 ft
1 in
7/8 in
13/16 in
3/4 in
11/16 in
-
-
-
-
5/16 in
60,27 ft
70,27 ft
2 in
-
-
-
-
-
-
-
-
2 in
perpustakaan.uns.ac.id digilib.uns.ac.id
commit to user
58
3.6 Condenser
Tabel 3.6 Spesifikasi Condenser
Kode CD-01
Fungsi Mengkondensasikan gas produk dari R-01
Tipe Shell and tube
Jumlah 1 buah
Panjang 12 ft
Kondisi operasi
- Hot fluid
- Cold fluid
126,85 oC – 24,99 oC
5 oC – 85,05 oC
Spesifikasi
- Kapasitas
- Material
Shell side, hot fluid (gas produk keluar R-01)
67373,083 kg/jam
Carbon Steel SA 268 TP-430
Spesifikasi
- Material
- Jumlah
- ∆P
Tube side, cold fluid (cairan keluaran FD-02)
Carbon Steel SA 268 TP-430
1377
0,0012 psi
Dirt Factor 0,068 hr.ft2.oF/Btu
Luas tr. panas 2990,509 ft2
perpustakaan.uns.ac.id digilib.uns.ac.id
commit to user
59
Kode CD-02 CD-03
Fungsi Mengkondensasikan hasil atas
MD-01
Mengkondensasikan hasil atas
MD-02
Tipe Shell and Tube
Jumlah 1 buah 1 buah
Panjang 12 ft 8 ft
Kondisi operasi
- Hot fluid
- Cold fluid
80,247 oC – 80,238 oC
30 oC – 50 oC
116,604 oC – 112,072 oC
30 - 80 oC
Spesifikasi
- Kapasitas
- Material
Shell,hot fluid (hasil atas MD-
01)
84.849,11 kg/jam
Carbon Steel SA 268 TP-430
Shell,hot fluid (hasil atas MD-
01)
9.104,27 kg/jam
Carbon Steel SA 268 TP-430
Spesifikasi
- Kapasitas
- Material
- Jumlah
- ∆P
Tube,cold fluid (air pendingin)
293.663,129 kg/jam
Carbon steel SA 213 TP-304
637 tube
0,386 psi
Tube, cold fluid (toluene dari
T-01)
42.221,217 kg/jam
Carbon Steel SA 268 TP-430
163 tube
0,054 psi
Dirt Factor 0,0017 hr.ft2.oF/Btu 0,0012 hr.ft2.oF/Btu
Luas tr. panas 2500,862 ft2 512,080 ft2
perpustakaan.uns.ac.id digilib.uns.ac.id
commit to user
60
3.7 Reboiler
Tabel 3.7 Spesifikasi Reboiler
Kode RB-01 RB-02
Fungsi Menguapkan sebagian hasil
bawah MD-01
Menguapkan sebagian hasil
bawah MD-02
Tipe Kettle Reboiler
Jumlah 1 buah 1 buah
Panjang 16 ft 12 ft
Kondisi operasi
- Hot fluid
- Cold fluid
376,85 oC – 276,85 oC
110,72 oC – 117,603 oC
638,7 oC – 376,85 oC
168,518 oC – 245,074 oC
Spesifikasi
- Kapasitas
- Material
Shell, cold fluid (hasil bawah
MD-01)
124.333,70 kg/jam
Carbon Steel SA 268 TP-430
Shell, cold fluid (hasil bawah
MD-02)
18.423,64 kg/jam
Carbon Steel SA 268 TP-430
Spesifikasi
- Kapasitas
- Material
- Jumlah
- ∆P
Tube, hot fluid (produk
keluaran reaktor)
5.751,165 kg/jam
Carbon Steel SA 268 TP-430
301 tube
0,00061 psi
Tube, hot fluid (produk
keluaran reaktor)
310,724 kg/jam
Carbon Steel SA 268 TP-430
56 tube
0,0318 psi
Dirt Factor 0,0033 hr.ft2.oF/Btu 0,0032 hr.ft2.oF/Btu
Luas tr. panas 945,38 ft2 131,914 ft2
perpustakaan.uns.ac.id digilib.uns.ac.id
commit to user
61
3.8 Accumulator
Tabel 3.8 Spesifikasi Accumulator
Kode ACC-01
Fungsi Menampung distilat MD-01
Tipe Horizontal drum dengan torispherical dished head
Jumlah 1 buah
Material Carbon steel SA 283 grade C
Kapasitas 104,0654 m3
Waktu tinggal 10 menit
Kondisi operasi
- Tekanan
- Suhu
1 atm
80,238 oC
Dimensi
- Diameter
- Panjang total
- Tebal silinder
- Tebal head
2,020 m
6,8546 m
165 in
165 in
perpustakaan.uns.ac.id digilib.uns.ac.id
commit to user
62
3.9 Heat Exchanger
Tabel 3.9 Spesifikasi Heat Exchanger
Kode HE-01 HE-02
Fungsi Mendinginkan produk C6H6
keluaran RB-01
Mendinginkan produk C12H10
keluaran RB-02
Tipe Shell and Tube Double Pipe Heat Excanger
Jumlah 1 buah 1 buah
Panjang 12 ft 12 ft
Kondisi operasi
- Hot fluid
- Cold fluid
80,238 oC - 40 oC
30 - 35 oC
245.07 oC – 40 oC
30 oC - 35 oC
Spesifikasi
Shell / anulus
- Kapasitas
- Material
Hot fluid (C6H6)
37.884,380 kg/jam
Carbon Steel SA 268 TP-430
Hot fluid (C12H10)
3.311,496 kg/jam
Carbon Steel SA 268 TP-430
Spesifikasi
Tube/ inner pipe
- Kapasitas
- Material
- Jumlah
- ∆P
Air pendingin
134.430,692 kg/jam
Carbon Steel SA 213 TP-304
239
0,949 psi
Air pendingin
21.481,289 kg/jam
Carbon Steel SA 213 TP-304
8 hairpin
7,098 psi
Dirt Factor 0,0016 hr.ft2.oF/Btu 0,0050 hr.ft2.oF/Btu
Luas tr. panas 562,988 ft2 155,278 ft2
perpustakaan.uns.ac.id digilib.uns.ac.id
commit to user
63
3.10 Furnace
Tabel 3.10 Spesifikasi Furnace
Kode F-01
Fungsi Memanaskan campuran gas H2 dan C7H8 sebelum masuk
reaktor
Tipe Two radiant chamber with a common convection section
Kondisi operasi
- umpan
- keluaran
119,66 oC
647 oC
Spesifikasi
- Diameter
- Lebar
- Tinggi
- Jumlah tube
Seksi Radiasi
16,46 m
7,14 in
17,34 m
146
Spesifikasi
- Diameter
- Lebar
- Tinggi
- Jumlah tube
Seksi Konveksi
16,46 m
2,54 in
2,71 m
42
Material Batu bata tahan api
Tinggi total 20,05 m
perpustakaan.uns.ac.id digilib.uns.ac.id
commit to user
64
3.11 Pompa
Tabel 3.11 Spesifikasi Pompa
Kode P-01 P-02
Fungsi Mengalirkan Fresh Toluene
dari T-01 ke CD-03 (sebagai
pendingin)
Mengalirkan Fresh Toluene
dari CD-03 ke VP-01
Tipe Single stage centrifugal pump
Material Commercial steel
Kapasitas 336,919 gpm 360,248 gpm
Tekanan 1 - 1 atm 1 - 1 atm
Tenaga pompa 0,56 HP 0,93 HP
NPSH pompa 13,744 ft 14,372 ft
Kecepatan putar 3500 rpm 3500 rpm
Tenaga motor 1 HP 1,5 HP
Nominal pipe 6 in 6 in
Kode P-03 P-04
Fungsi Mengalirkan hasil bawah FD-
02 ke CD-01 (sebagai
pendingin)
Mengalirkan fluida pendingin
keluaran CD-01 ke MD-01
Tipe Single stage centrifugal pump
Material Commercial steel
Kapasitas 293,613 gpm 322,395 gpm
Tekanan 1 – 1 atm 1 - 1 atm
Tenaga pompa 0,69 HP 15,33 HP
NPSH pompa 12,539 ft 13,346 ft
Kecepatan putar 3500 rpm 3500 rpm
Tenaga motor 1 HP 20 HP
Nominal pipe 6 in 8 in
perpustakaan.uns.ac.id digilib.uns.ac.id
commit to user
65
Kode P-05 P-06
Fungsi Mengalirkan refluk dari ACC-
01 ke MD-01 dan T-02
Mengalirkan fluida keluaran
RB-01 ke MD-02
Tipe Single stage centrifugal pump
Material Commercial steel
Kapasitas 303,666 gpm 78,359 gpm
Tekanan 1 - 1 atm 1 - 1 atm
Tenaga pompa 8 HP 0,89 HP
NPSH pompa 12,824 ft 5,198 ft
Kecepatan putar 3500 rpm 3500 rpm
Tenaga motor 10 HP 1.5 HP
Nominal pipe 2.5 in 3 in
Kode P-07 P-08
Fungsi Mengalirkan refluk dari CD-
03 ke MD-02
Mengalirkan diphenyl dari
RB-02 ke T-03
Tipe Single stage centrifugal pump
Material Commercial steel
Kapasitas 2,536 gpm 22,452 gpm
Tekanan 1 - 1 atm 1 - 1 atm
Tenaga pompa 0,05 HP 0,23 HP
NPSH pompa 0,528 ft 2,259 ft
Kecepatan putar 3500 rpm 3500 rpm
Tenaga motor 0,083 HP 0,333 HP
Nominal pipe 1 in 1 ½ in
perpustakaan.uns.ac.id digilib.uns.ac.id
commit to user
66
3.12 Kompresor
Tabel 3.12 Spesifikasi Kompresor
Kode C-01 C-02
Fungsi Mengkompresi gas dari
tekanan 1 atm menjadi
bertekanan 25 atm
Mengkompresi gas dari
tekanan 15 atm menjadi
bertekanan 25 atm
Tipe Single Stage Reciprocating Compressor
Spesifikasi :
- Kapasitas, m3/jam
- Tekanan :
Suction, Psia
Discharge, Psia
- Efisiensi
- Daya Kompresor, HP
0,02173
14,7
367,5
80 %
0,05
0,00346
220,5
367,5
80%
0,05
perpustakaan.uns.ac.id digilib.uns.ac.id
commit to user 67
BAB IV
UNIT PENDUKUNG PROSES DAN LABORATORIUM
4.1 Unit Pendukung Proses
Unit pendukung proses atau yang lebih dikenal dengan sebutan utilitas
merupakan bagian penting untuk menunjang proses produksi dalam pabrik.
Unit pendukung proses yang terdapat dalam pabrik benzene adalah :
1. Unit pengadaan air
Unit ini bertugas menyediakan dan mengolah air untuk memenuhi
kebutuhan air sebagai berikut :
a. Air pendingin dan air pemadam kebakaran
b. Air konsumsi umum dan sanitasi
2. Unit pengadaan pendingin reaktor
Unit ini bertugas menyediakan pendingin untuk reaktor.
3. Unit pengadaan udara tekan
Unit ini bertugas untuk menyediakan udara tekan untuk kebutuhan
instrumentasi pneumatic, untuk penyediaan udara tekan di bengkel dan
untuk kebutuhan umum yang lain.
4. Unit pengadaan listrik
Unit ini bertugas menyediakan listrik sebagai tenaga penggerak untuk
peralatan proses, keperluan pengolahan air, peralatan-peralatan
elektronik atau listrik AC, maupun untuk penerangan. Lisrik di-supply
perpustakaan.uns.ac.id digilib.uns.ac.id
commit to user
68
dari PLN dan dari generator sebagai cadangan bila listrik dari PLN
mengalami gangguan.
5. Unit pengadaan bahan bakar
Unit ini bertugas menyediakan bahan bakar untuk kebutuhan
generator.
4.1.1 Unit Pengadaan Air
Air konsumsi umum dan sanitasi yang digunakan adalah air yang
diperoleh dari PT. Krakatau Tirta Industri (PT. KTI). Sedangkan untuk air
pendingin dan air pemadam kebakaran menggunakan air dari laut yang tidak jauh
dari lokasi pabrik.
4.1.1.1 Air Pendingin dan Air Pemadam Kebakaran
Air pendingin dan air pemadam kebakaran yang digunakan adalah air laut
yang diperoleh dari laut yang tidak jauh dari lokasi pabrik. Alasan digunakannya
air laut sebagai media pendingin adalah karena faktor-faktor sebagai berikut :
a. Air laut dapat diperoleh dalam jumlah yang besar dengan biaya murah.
b. Mudah dalam pengaturan dan pengolahannya.
c. Dapat menyerap sejumlah panas per satuan volume yang tinggi.
d. Tidak terdekomposisi.
e. Tidak dibutuhkan cooling tower, karena air laut langsung dibuang lagi
ke laut.
Hal-hal yang perlu diperhatikan dalam pengolahan air laut sebagai
pendingin adalah :
perpustakaan.uns.ac.id digilib.uns.ac.id
commit to user
69
a. Partikel-partikel besar/makroba (makhluk hidup laut dan konstituen
lain)
b. Partikel-partikel kecil/mikroba laut (ganggang dan mikroorganisme
laut) yang dapat menyebabkan fouling pada alat-alat proses.
4.1.1.2 Air Konsumsi Umum dan Sanitasi
Sumber air untuk keperluan konsumsi dan sanitasi berasal dari PT. KTI.
Air ini digunakan untuk memenuhi kebutuhan air minum, laboratorium, kantor,
perumahan, dan pertamanan. Air konsumsi dan sanitasi harus memenuhi beberapa
syarat, yang meliputi syarat fisik, syarat kimia, dan syarat bakteriologis.
Syarat fisik :
Suhu di bawah suhu udara luar
Warna jernih
Tidak mempunyai rasa dan tidak berbau
Syarat kimia :
Tidak mengandung zat organik
Tidak beracun
Syarat bakteriologis :
Tidak mengandung bakteri–bakteri, terutama bakteri yang pathogen.
4.1.1.3 Pengolahan Air
Pengolahan air untuk kebutuhan pabrik meliputi pengolahan secara fisik
dan kimia, maupun penambahan desinfektan.
perpustakaan.uns.ac.id digilib.uns.ac.id
commit to user
70
Pengolahan air laut
Untuk menghindari fouling yang terjadi pada alat-alat penukar
panas maka perlu diadakan pengolahan air laut. Pengolahan dilakukan
secara fisis dan kimia. Pengolahan secara fisis adalah dengan screening
dan secara kimia adalah dengan penambahan chlorine. Tahapannya
adalah sebagai berikut :
Air laut dihisap dari kolam yang langsung berada di pinggir laut
dengan menggunakan pompa, dalam pengoprasian digunakan dua buah
pompa, satu service dan satunya standby. Sebelum masuk pompa, air
dilewatkan pada traveling screen untuk menyaring partikel dengan
ukuran besar. Pencucian dilakukan secara kontinyu. Setelah dipompa
kemudian dialirkan ke strainer yang mempunyai saringan stainless
steel 0,4 mm dan mengalami pencucian balik secara periodik. Air laut
kemudian dialirkan ke pabrik. Di dalam kolam diinjeksikan Sodium
hipoklorit untuk menjaga kandungan klorin minimum 1 ppm. Dalam
perancangan ini diinjeksikan klorin sebanyak 1 ppm. Sodium
hipoklorit dibuat di dalam Chloropac dengan bahan baku air laut
dengan cara elektrolisa. Klorin diinjeksikan secara kontinyu dalam
kolam dan secara intermitten di pipa pengaliran.
perpustakaan.uns.ac.id digilib.uns.ac.id
commit to user
71
54321Air Laut Ke Pabrik
Keterangan :1. Saringan Awal2. Kolam Penampungan3. Traveling Screen4. Pompa5. Strainer, untuk diameter >0.4 mm6. Chloropac
6
Injeksi secara kontinyu
Injeksi secara intermitten
Gambar 4.1 Skema Pengolahan Air Laut
Pengolahan air baku dari KTI
Air baku (treated water) yang diambil dari PT. KTI dialirkan ke
clarifier untuk mengurangi materi yang mengendap. Air yang mengalir
berlebihan (over flow) dari clarifier dialirkan secara gravitasi ke filter
yang berjenis gravity sand filter dengan menggunakan pasir kasar dan
halus, untuk menghilangkan sisa-sisa materi yang terendap dalam
jumlah kecil. Air yang telah disaring selanjutnya ditampung ke bak
penampung air untuk kemudian dipompakan ke tangki air konsumsi
dan sanitasi umum.
perpustakaan.uns.ac.id digilib.uns.ac.id
commit to user
72
Gambar 4.2 Skema Pengolahan Air KTI
4.1.1.4 Kebutuhan Air
a. Kebutuhan Air Pendingin
Kebutuhan air pendingin dapat dilihat pada Tabel 4.1
Tabel 4.1 Kebutuhan air pendingin
No Kode Alat AlatKebutuhan
( kg/jam )
1. CD-02 Condenser hasil dari MD-01 293.663,129
2. HE-01 Cooler untuk Benzene 134.430,092
3. HE-02 Cooler untuk Diphenyl 21.481,289
4. HEU-01 Cooler untuk Moltensalt 12.983,609
Total kebutuhan air pendingin = 463.571,119 kg/jam
b. Kebutuhan Air Konsumsi Umum dan Sanitasi
Kebutuhan air konsumsi umum dan sanitasi dapat dilihat pada Tabel
4.2.
perpustakaan.uns.ac.id digilib.uns.ac.id
commit to user
73
Tabel 4.2 Kebutuhan air konsumsi umum dan sanitasi
No Nama Unit Kebutuhan ( kg/hari)
1. Perkantoran 10.000
2. Laboratorium 3.800
3. Kantin 3.000
4. Hydrant/Taman 1.680
5. Poliklinik 800
Jumlah air 19.280
Kebutuhan air konsumsi umum dan sanitasi = 19.280 kg/hari
= 803,333 kg/jam
Total air yang disuplai dari PT KTI = air konsumsi+ air blow down bak
= 964,000 kg/jam
4.1.2 Unit Pengadaan Pendingin Reaktor
Media yang digunakan sebagai pendingin reaktor adalah molten salt.
Molten salt tidak memerlukan treatment secara fisis, kimia, mataupun biologis.
Sifat-sifat fisik molten salt adalah sebagai berikut :
- Densitas = 119,324 lb/ft3
- Kapasitas Panas = 0,373 Btu/lb.F
- Viskositas = 13,356 lb/ft.hr
- Konduktivitas termal = 0,2471 Btu/hr.ft.F
perpustakaan.uns.ac.id digilib.uns.ac.id
commit to user
74
Jumlah Kebutuhan Molten salt
Kebutuhan molten salt yang digunakan sebagai pendingin reaktor
adalah sebanyak = 14.400 kg/jam
Kebutuhan ini dilebihkan 20% untuk keamanan, sehingga molten salt
yang disediakan = 17.280 kg/jam
Pendingin Molten salt
Molten Salt digunakan sebagai pendingin reaktor. Molten salt keluaran
reaktor yang bersuhu 174.02 oC dialirkan ke HEU-01 untuk
didinginkan sampai bersuhu 148 oC dan dialirkan kembali untuk
mendinginkan reaktor.
4.1.3 Unit Pengadaan Udara Tekan
Kebutuhan udara tekan untuk prarancangan pabrik benzene ini
diperkirakan sebesar 200 m3/jam, tekanan 100 psi dan suhu 35oC. Alat untuk
menyediakan udara tekan berupa kompresor yang dilengkapi dengan dryer yang
berisi silica gel untuk menyerap kandungan air sampai maksimal 84 ppm.
Spesifikasi kompresor yang dibutuhkan :
Kode : KU-01
Fungsi : Memenuhi kebutuhan udara tekan
Jenis : Single Stage Reciprocating Compressor
Jumlah : 1 buah
Kapasitas : 200 m3/jam
Tekanan suction : 14,7 psi (1 atm)
Tekanan discharge : 100 psi (6,8 atm)
perpustakaan.uns.ac.id digilib.uns.ac.id
commit to user
75
Suhu udara : 35 oC
Efisiensi : 80 %
Daya kompresor : 25 HP
4.1.4 Unit Pengadaan Listrik
Kebutuhan tenaga listrik di pabrik benzene ini dipenuhi oleh PLN dan
generator pabrik. Hal ini bertujuan agar pasokan tenaga listrik dapat berlangsung
kontinyu meskipun ada gangguan pasokan dari PLN. Generator yang digunakan
adalah generator arus bolak-balik dengan pertimbangan :
a. Tenaga listrik yang dihasilkan cukup besar
b. Tegangan dapat dinaikkan atau diturunkan sesuai kebutuhan
Kebutuhan listrik di pabrik ini antara lain terdiri dari :
1. Listrik untuk keperluan proses dan utilitas
2. Listrik untuk penerangan
3. Listrik untuk AC
4. Listrik untuk laboratorium dan instrumentasi
5. Listrik untuk alat-alat elektronik
Besarnya kebutuhan listrik masing–masing keperluan di atas dapat
diperkirakan sebagai berikut :
4.1.4.1 Listrik untuk keperluan proses dan utilitas
Kebutuhan listrik untuk keperluan proses dan keperluan pengolahan air
dapat dilihat pada Tabel 4.3
perpustakaan.uns.ac.id digilib.uns.ac.id
commit to user
76
Tabel 4.3 Kebutuhan listrik untuk keperluan proses dan utilitas
Nama Alat Jumlah HP Total HP
P-01 1 1 1
P-02 1 1,5 1,5
P-03 1 1 1
P-04 1 20 20
P-05 1 10 10
P-06 1 1,5 1,5
P-07 1 0,08 0,08
P-08 1 0,33 33
C-01 1 0,05 0,05
C-02 1 0,05 0,05
PWT-01 1 40 40
PWT-02 1 60 20
PWT-03 1 0,16 20
PU-01 1 5 5
PU-02 1 1 1
PU-03 1 1,3 1,3
PU-04 1 0,25 0,25
KU-01 1 25 25
Jumlah 168,717
perpustakaan.uns.ac.id digilib.uns.ac.id
commit to user
77
Jadi jumlah listrik yang dikonsumsi untuk keperluan proses dan utilitas
sebesar 168,717 HP. Diperkirakan kebutuhan listrik untuk alat yang tidak
terdiskripsikan sebesar ± 20 % dari total kebutuhan. Maka total kebutuhan listrik
adalah 202,460 HP atau sebesar 301,949 kW.
4.1.4.2 Listrik untuk penerangan
Untuk menentukan besarnya tenaga listrik digunakan persamaan :
DU
FaL
.
.
dengan :
L : Lumen per outlet
a : Luas area, ft2
F : foot candle yang diperlukan (Tabel 13 Perry 6th ed)
U : Koefisien utilitas (Tabel 16 Perry 6th ed)
D : Efisiensi lampu (Tabel 16 Perry 6th ed)
perpustakaan.uns.ac.id digilib.uns.ac.id
commit to user
78
Tabel 4.4 Jumlah Lumen berdasarkan luas bangunan
Bangunan Luas, m2 Luas, ft2 F U D F/U.D
Pos keamanan 30 322,91 20 0,42 0,75 63,49
Parkir 500 5.381,82 10 0,49 0,75 27,21
Musholla 300 3.229,09 20 0,55 0,75 48,48
Kantin 150 1.614,55 20 0,51 0,75 52,29
Kantor 1.500 16.145,47 35 0,6 0,75 77,78
Poliklinik 400 4.305,46 20 0,56 0,75 47,62
Ruang kontrol 300 3.229,09 40 0,56 0,75 95,24
Laboratorium 300 3.229,09 40 0,56 0,75 95,24
Proses 12.580 135.401,96 30 0,59 0,75 67,80
Utilitas 1.400 15.069,11 10 0,59 0,75 22,60
Ruang generator 300 3.229,09 10 0,51 0,75 26,14
Bengkel 250 2.690,91 40 0,51 0,75 104,58
Garasi 400 4.305,46 10 0,51 0,75 26,14
Gudang 400 4.305,46 10 0,51 0,75 26,14
Pemadam 250 2.690,91 20 0,51 0,75 52,29
Jalan dan taman 2.400 25.832,76 5 0,55 0,75 12,12
Area perluasan 2.500 26.909,12 5 0,57 0,75 11,70
Jumlah 23.960 257.892,283
Jumlah lumen :
untuk penerangan dalam ruangan = 12.735.761,367 lumen
untuk penerangan bagian luar ruangan = 627.850,892 lumen
perpustakaan.uns.ac.id digilib.uns.ac.id
commit to user
79
Untuk semua area dalam bangunan direncanakan menggunakan lampu
fluorescent 40 Watt dimana satu buah lampu instant starting daylight 40
W mempunyai 1.920 lumen (Tabel 18 Perry 6th ed.).
Jadi jumlah lampu dalam ruangan = 12.735.761,367 / 1.920
= 6.634 buah
Untuk penerangan bagian luar ruangan digunakan lampu mercury 100
Watt, dimana lumen output tiap lampu adalah 3.000 lumen (Perry 6th ed.,
1994).
Jadi jumlah lampu luar ruangan = 627.850,892 / 3.000
= 210 buah
Total daya penerangan = ( 40 W x 6.634 + 100 W x 210 )
= 286.256,72 W
= 286,257 kW
4.1.4.3 Listrik untuk AC
Diperkirakan menggunakan tenaga listrik sebesar 15.000 Watt atau 15 kW
4.1.4.4 Listrik untuk laboratorium dan instrumentasi
Diperkirakan menggunakan tenaga listrik sebesar 10.000 Watt atau 10kW.
Tabel 4.5 Total kebutuhan listrik pabrik
No. Kebutuhan Listrik Tenaga listrik, kW
1.
2.
3.
4.
Listrik untuk keperluan proses dan utilitas
Listrik untuk keperluan penerangan
Listrik untuk AC
Listrik untuk laboratorium dan instrumentasi
301,949
286,257
15
10
Total 613,206
perpustakaan.uns.ac.id digilib.uns.ac.id
commit to user
80
Generator yang digunakan sebagai cadangan sumber listrik mempunyai
efisiensi 80%, sehingga generator yang disiapkan harus mempunyai output
sebesar 766,507 kW.
Dipilih menggunakan generator dengan daya 900 kW, sehingga masih
tersedia cadangan daya sebesar 133,493 kW.
Spesifikasi generator yang diperlukan :
Jenis : AC generator
Jumlah : 1 buah
Kapasitas / Tegangan : 900 kW ; 220/360 Volt
Efisiensi : 80 %
Bahan bakar : IDO
4.1.5 Unit Pengadaan Bahan Bakar
Unit pengadaan bahan bakar mempunyai tugas untuk memenuhi
kebutuhan bahan bakar generator. Jenis bahan bakar yang digunakan adalah IDO
(Industrial Diesel Oil). IDO diperoleh dari Pertamina dan distributornya.
Pemilihan IDO sebagai bahan bakar didasarkan pada alasan :
1. Mudah didapat
2. Lebih ekonomis
3. Mudah dalam penyimpanan
Bahan bakar IDO yang digunakan mempunyai spesifikasi sebagai berikut :
Specific gravity : 0,8124
Heating Value : 16.779 Btu/lb
Efisiensi bahan bakar : 80%
perpustakaan.uns.ac.id digilib.uns.ac.id
commit to user
81
Densitas : 50,5664 lb/ft3
Kebutuhan bahan bakar untuk generator
Bahan bakar =h..eff
alatKapasitas
Kapasitas generator = 900 kW
= 3070938.684Btu/jam
Kebutuhan bahan bakar = 128,114 L/jam
4.2 Laboratorium
Laboratorium memiliki peranan sangat besar di dalam suatu pabrik untuk
memperoleh data–data yang diperlukan. Data–data tersebut digunakan untuk
evaluasi unit-unit yang ada, menentukan tingkat efisiensi, dan untuk pengendalian
mutu.
Pengendalian mutu atau pengawasan mutu di dalam suatu pabrik pada
hakekatnya dilakukan dengan tujuan mengendalikan mutu produk yang dihasilkan
agar sesuai dengan standar yang ditentukan. Pengendalian mutu dilakukan mulai
bahan baku, saat proses berlangsung, dan juga pada hasil atau produk.
Pengendalian rutin dilakukan untuk menjaga agar kualitas dari bahan baku
dan produk yang dihasilkan sesuai dengan spesifikasi yang diinginkan. Dengan
pemeriksaan secara rutin juga dapat diketahui apakah proses berjalan normal atau
menyimpang. Jika diketahui analisa produk tidak sesuai dengan yang diharapkan
maka dengan mudah dapat diketahui atau diatasi.
Laboratorium berada di bawah bidang teknik dan perekayasaan yang
mempunyai tugas pokok antara lain :
perpustakaan.uns.ac.id digilib.uns.ac.id
commit to user
82
a. Sebagai pengontrol kualitas bahan baku dan pengontrol kualitas
produk
b. Sebagai pengontrol terhadap proses produksi
c. Sebagai pengontrol terhadap mutu air pendingin, dan yang berkaitan
langsung dengan proses produksi
Laboratorium melaksanakan kerja 24 jam sehari dalam kelompok kerja
shift dan non-shift.
1. Kelompok shift
Kelompok ini melaksanakan tugas pemantauan dan analisa–analisa rutin
terhadap proses produksi. Dalam melaksanakan tugasnya, kelompok ini
menggunakan sistem bergilir, yaitu sistem kerja shift selama 24 jam dengan
dibagi menjadi 3 shift. Masing–masing shift bekerja selama 8 jam.
2. Kelompok non-shift
Kelompok ini mempunyai tugas melakukan analisa khusus yaitu analisa yang
sifatnya tidak rutin dan menyediakan reagen kimia yang diperlukan di
laboratorium. Dalam rangka membantu kelancaran pekerjaan kelompok shift,
kelompok ini melaksanakan tugasnya di laboratorium utama dengan tugas
antara lain :
a. Menyediakan reagent kimia untuk analisa laboratorium
b. Melakukan analisa bahan pembuangan penyebab polusi
c. Melakukan penelitian atau percobaan untuk membantu kelancaran
produksi
perpustakaan.uns.ac.id digilib.uns.ac.id
commit to user
83
Dalam menjalankan tugasnya, bagian laboratorium dibagi menjadi :
1. Laboratorium fisik
2. Laboratorium analitik
3. Laboratorium penelitian dan pengembangan
4.2.1 Laboratorium Fisik
Bagian ini bertugas mengadakan pemeriksaan atau pengamatan terhadap
sifat–sifat bahan baku, produk, dan air yang meliputi air baku, air pendingin, dan
air limbah. Pengamatan yang dilakukan meliputi specific gravity, viskositas.
4.2.2 Laboratorium Analitik
Bagian ini mengadakan pemeriksaan terhadap bahan baku dan produk
mengenai sifat–sifat kimianya.
Analisa yang dilakukan, yaitu :
Analisa komposisi bahan baku
Analisa komposisi produk utama
Analisa komposisi produk samping
Analisa air
- Air baku
- Air pendingin
- Air limbah
perpustakaan.uns.ac.id digilib.uns.ac.id
commit to user
84
4.2.3 Laboratorium Penelitian dan Pengembangan
Bagian ini bertujuan untuk mengadakan penelitian, misalnya :
diversifikasi produk
perlindungan terhadap lingkungan
Disamping mengadakan penelitian rutin, laboratorium ini juga
mengadakan penelitian yang sifatnya non rutin, misalnya penelitian terhadap
produk di unit tertentu yang tidak biasanya dilakukan penelitian guna
mendapatkan alternatif lain terhadap penggunaan bahan baku.
Alat analisa penting yang digunakan antara lain :
1. Hidrometer, untuk mengukur specific gravity.
2. Viscometer, untuk mengukur viskositas cairan.
3. Gas Liquid Chromathogarphy, alat yang digunakan untuk analisa
konsentrasi material cair.
4. Spectrofotometer, digunakan untuk mengetahui konsentrasi suatu
senyawa terlarut dalam air.
5. pH meter, digunakan untuk mengetahui tingkat keasaman / kebasaan
air.
6. Conductivity meter, untuk mengetahui konduktivitas suatu zat yang
terlarut dalam air.
4.3 Unit Pengolahan Limbah
Limbah yang dihasilkan dari pabrik benzene dapat diklasifikasi :
1. Bahan buangan cair
2. Bahan buangan padatan
perpustakaan.uns.ac.id digilib.uns.ac.id
commit to user
85
3. Bahan buangan gas
Pengolahan limbah ini didasarkan pada jenis buangannya :
1. Pengolahan bahan buangan cair
Pada pengolahan limbah cair, semua limbah cair yang berasal dari limbah
domestik diolah di dalam Instalasi Pengolahan Air Limbah (IPAL) kecuali oli
bekas yang akan ditampung di dalam penampungan yang selanjutnya dikirim
ke badan yang berwenang. Limbah dari berbagai sumber sebelum masuk ke
IPAL dilewatkan melalui bak ekualisasi untuk menyamakan beban dalam
pengolahan dengan jalan melakukan pengadukan pada limbah sehingga
menjadi homogen, dari bak ekualisasi limbah masuk ke bak netralisasi untuk
menetralkan pH, karena pH yang netral selain tidak mengganggu lingkungan
juga dapat berguna untuk mempermudah proses pengendapan pada bak
sedimentasi. Penetralan pH dilakukan dengan jalan penambahan
Na2CO3/H2SO4, setelah netral limbah dialirkan ke bak sedimentasi untuk
mengendapkan kandungan solid yang terdapat di dalamnya dengan bantuan
koagulan.
Dari bak sedimentasi selanjutnya dilakukan penyaringan dengan
menggunakan media penyaring berbutir seperti kerikil, pasir, dan juga
ditambahkan karbon aktif untuk menghilangkan bau. Limbah setelah melalui
proses filtrasi dimasukkan ke dalam bak Bio Control yang bertujuan untuk
menguji apakah limbah tersebut sudah benar–benar tidak mencemari
lingkungan, pengujian dilakukan dengan memasukkan ikan ke dalam bak Bio
Control, bila ikan tersebut tetap hidup normal maka proses pengolahan air
perpustakaan.uns.ac.id digilib.uns.ac.id
commit to user
86
limbah dapat dikatakan sudah berhasil dan air yang dihasilkan selanjutnya
akan dibuang ke badan penerima air baik di selokan, ataupun di laut.
Gambar 4.3 Skema Instalasi Pengolahan Air Limbah (IPAL)
2. Pengolahan bahan buangan padatan
Limbah padat yang dihasilkan berasal dari limbah domestik dan IPAL.
Limbah domestik berupa sampah-sampah dari keperluan sehari-hari seperti
kertas dan plastik, sampah tersebut ditampung di dalam bak penampungan dan
selanjutnya dikirim ke Tempat Pembuangan Akhir (TPA). Limbah yang
berasal dari IPAL diurug didalam tanah yang dindingnya dilapisi dengan clay
Bak Ekualisasi
Bak Netralisasi
Bak
Sedimentasi
Filtrasi
Bak Bio
Drying Bed
Badan Penerima Air
Air Buangan
cairan
padatan
perpustakaan.uns.ac.id digilib.uns.ac.id
commit to user
87
(tanah liat) agar bila limbah yang dipendam termasuk berbahaya tidak
menyebar ke lingkungan sekitarnya.
3. Pengolahan limbah gas
Limbah gas yang berasal dari alat–alat produksi dibuang ke udara melalui
stack yang mempunyai tinggi minimal 4 kali tinggi bangunan, banyaknya
limbah gas yang dibuang dapat diminimalisasi dengan jalan melakukan
perawatan yang rutin terhadap mesin–mesin produksi sehingga
pembakarannya sempurna dan dapat meminimalisasi pencemaran udara.
perpustakaan.uns.ac.id digilib.uns.ac.id
commit to user 88
BAB V
MANAJEMEN PERUSAHAAN
5.1 Bentuk Perusahaan
Pabrik benzene yang akan didirikan, direncanakan mempunyai:
Bentuk : Perseroan Terbatas (PT)
Lapangan Usaha : Industri Benzene
Lokasi Perusahaan : Cilegon, Jawa Barat
Alasan dipilihnya bentuk perusahaan ini didasarkan atas beberapa faktor,
antara lain :
1. Mudah untuk mendapatkan modal, yaitu dengan menjual saham perusahaan.
2. Tanggung jawab pemegang saham terbatas, sehingga kelancaran produksi
hanya dipegang oleh pimpinan perusahaan.
3. Pemilik dan pengurus perusahaan terpisah satu sama lain, pemilik perusahaan
adalah para pemegang saham dan pengurus perusahaan adalah direksi beserta
stafnya yang diawasi oleh dewan komisaris.
4. Kelangsungan Perusahaan lebih terjamin, karena tidak berpengaruh dengan
berhentinya pemegang saham, direksi beserta stafnya atau karyawan
perusahaan.
5. Efisiensi dari manajemen
Para pemegang saham dapat memilih orang yang ahli sebagai dewan
komisaris dan direktur utama yang cukup cakap dan berpengalaman.
perpustakaan.uns.ac.id digilib.uns.ac.id
commit to user
89
6. Lapangan usaha lebih luas
Suatu Perseroan Terbatas dapat menarik modal yang sangat besar dari
masyarakat, sehingga dengan modal ini PT dapat memperluas usaha.
(Widjaja, 2003)
Ciri-ciri Perseroan Terbatas :
1. Perseroan Terbatas didirikan dengan akta dari notaris dengan berdasarkan
Kitab Undang-Undang Hukum Dagang.
2. Besarnya modal ditentukan dalam akta pendirian dan terdiri dari saham-
sahamnya.
3. Pemiliknya adalah para pemegang saham.
4. Perseroan Terbatas dipimpin oleh suatu Direksi yang terdiri dari para
pemegang saham.
Pembinaan personalia sepenuhnya diserahkan kepada Direksi dengan
memperhatikan hukum-hukum perburuhan.
5.2 Struktur Organisasi
Struktur organisasi merupakan salah satu faktor penting yang dapat
menunjang kelangsungan dan kemajuan perusahaan, karena berhubungan dengan
komunikasi yang terjadi dalam perusahaan demi tercapainya kerjasama yang baik
antar karyawan. Untuk mendapatkan sistem organisasi yang baik maka perlu
diperhatikan beberapa azas yang dapat dijadikan pedoman, antara lain:
a) Perumusan tujuan perusahaan dengan jelas
b) Tujuan organisasi harus dipahami oleh setiap orang dalam organisasi
c) Tujuan organisasi harus diterima oleh setiap orang dalam organisasi
perpustakaan.uns.ac.id digilib.uns.ac.id
commit to user
90
d) Adanya kesatuan arah (unity of direction)
e) Adanya kesatuan perintah ( unity of command )
f) Adanya keseimbangan antara wewenang dan tanggung jawab
g) Adanya pembagian tugas (distribution of work)
h) Adanya koordinasi
i) Struktur organisasi disusun sederhana
j) Pola dasar organisasi harus relatif permanen
k) Adanya jaminan jabatan (unity of tenure)
l) Balas jasa yang diberikan kepada setiap orang harus setimpal dengan jasanya
m) Penempatan orang harus sesuai keahliannya
(Zamani, 1998)
Dengan berpedoman pada azas tersebut maka diperoleh struktur organisasi
yang baik yaitu Sistim Line and Staff. Pada sistem ini garis kekuasaan lebih
sederhana dan praktis. Demikian pula dalam pembagian tugas kerja seperti yang
terdapat dalam sistem organisasi fungsional, sehingga seorang karyawan hanya
akan bertanggung jawab pada seorang atasan saja.
Untuk kelancaran produksi, perlu dibentuk staf ahli yang terdiri dari
orang-orang yang ahli di bidangnya. Bantuan pikiran dan nasehat akan diberikan
oleh staf ahli kepada tingkat pengawas demi tercapainya tujuan perusahaan.
Ada 2 kelompok orang yang berpengaruh dalam menjalankan organisasi
garis dan staf ini, yaitu :
perpustakaan.uns.ac.id digilib.uns.ac.id
commit to user
91
1. Sebagai garis atau lini yaitu orang-orang yang melaksanakan tugas pokok
organisasi dalam rangka mencapai tujuan.
2. Sebagai staf yaitu orang-orang yang melakukan tugas sesuai dengan
keahliannya dalam hal ini berfungsi untuk memberi saran-saran kepada unit
operasional.
(Zamani, 1998)
Dewan Komisaris mewakili para pemegang saham (pemilik perusahaan)
dalam pelaksanaan tugas sehari-harinya. Tugas untuk menjalankan perusahaan
dilaksanakan oleh seorang Direktur Utama yang dibantu oleh Direktur Produksi
dan Direktur Keuangan-Umum. Direktur Produksi membawahi bidang produksi
dan teknik, sedangkan direktur keuangan dan umum membawahi bidang
pemasaran, keuangan, dan bagian umum. Kedua direktur ini membawahi
beberapa kepala bagian yang akan bertanggung jawab atas bagian dalam
perusahaan, sebagai bagian dari pendelegasian wewenang dan tanggung jawab.
Masing-masing kepala bagian akan membawahi beberapa seksi dan
masing-masing seksi akan membawahi dan mengawasi para karyawan perusahaan
pada masing-masing bidangnya. Karyawan perusahaan akan dibagi dalam
beberapa kelompok regu yang dipimpin oleh seorang kepala regu dimana setiap
kepala regu akan bertanggung jawab kepada pengawas masing - masing seksi
(Widjaja, 2003).
perpustakaan.uns.ac.id digilib.uns.ac.id
commit to user
92
Manfaat adanya struktur organisasi adalah sebagai berikut :
a. Menjelaskan, membagi, dan membatasi pelaksanaan tugas dan tanggung
jawab setiap orang yang terlibat di dalamnya
b. Penempatan tenaga kerja yang tepat
c. Pengawasan, evaluasi dan pengembangan perusahaan serta manajemen
perusahaan yang lebih efisien.
d. Penyusunan program pengembangan manajemen
e. Menentukan pelatihan yang diperlukan untuk pejabat yang sudah ada
f. Mengatur kembali langkah kerja dan prosedur kerja yang berlaku bila tebukti
kurang lancar.
Struktur organisasi pabrik benzene disajikan pada Gambar 5.1
perpustakaan.uns.ac.id digilib.uns.ac.id
commit to user
91
Gambar 5.1 Struktur organisasi pabrik Benzene
93
perpustakaan.uns.ac.id digilib.uns.ac.id
commit to user
94
5.3 Tugas dan Wewenang
5.3.1 Pemegang Saham
Pemegang saham adalah beberapa orang yang mengumpulkan modal
untuk kepentingan pendirian dan berjalannya operasi perusahaan tersebut.
Kekuasaan tertinggi pada perusahaan yang mempunyai bentuk PT. (Perseroan
Terbatas) adalah Rapat Umum Pemegang Saham (RUPS).
Pada RUPS tersebut, para pemegang saham berwenang :
1. Mengangkat dan memberhentikan Dewan Komisaris
2. Mengangkat dan memberhentikan Direktur
3. Mengesahkan hasil-hasil usaha serta neraca perhitungan untung rugi tahunan
dari perusahaan.
(Widjaja, 2003)
5.3.2 Dewan Komisaris
Dewan komisaris merupakan pelaksana tugas sehari-hari dari pemilik
saham sehingga dewan komisaris akan bertanggung jawab kepada pemilik saham.
Tugas-tugas Dewan Komisaris meliputi :
1. Menilai dan menyetujui rencana direksi tentang kebijakan umum, target
perusahaan, alokasi sumber - sumber dana dan pengarahan pemasaran
2. Mengawasi tugas - tugas direksi
3. Membantu direksi dalam tugas - tugas penting
(Widjaja, 2003)
perpustakaan.uns.ac.id digilib.uns.ac.id
commit to user
95
5.3.3 Dewan Direksi
Direksi Utama merupakan pimpinan tertinggi dalam perusahaan dan
bertanggung jawab sepenuhnya terhadap maju mundurnya perusahaan. Direktur
utama bertanggung jawab kepada dewan komisaris atas segala tindakan dan
kebijakan yang telah diambil sebagai pimpinan perusahaan. Direktur utama
membawahi direktur produksi dan direktur keuangan-umum.
Tugas direktur umum antara lain :
1. Melaksanakan kebijakan perusahaan dan mempertanggung jawabkan
pekerjaannya secara berkala atau pada masa akhir pekerjaannya pada
pemegang saham.
2. Menjaga kestabilan organisasi perusahaan dan membuat kelangsungan
hubungan yang baik antara pemilik saham, pimpinan, karyawan, dan
konsumen.
3. Mengangkat dan memberhentikan kepala bagian dengan persetujuan rapat
pemegang saham.
4. Mengkoordinir kerja sama antara bagian produksi (direktur produksi) dan
bagian keuangan dan umum (direktur keuangan dan umum).
Tugas dari direktur produksi antara lain :
1. Bertanggung jawab kepada direktur utama dalam bidang produksi, teknik, dan
rekayasa produksi.
2. Mengkoordinir, mengatur, serta mengawasi pelaksanaan pekerjaan kepala-
kepala bagian yang menjadi bawahannya.
perpustakaan.uns.ac.id digilib.uns.ac.id
commit to user
96
Tugas dari direktur keuangan antara lain:
1. Bertanggung jawab kepada direktur utama dalam bidang pemasaran,
keuangan, dan pelayanan umum.
2. Mengkoordinir, mengatur, dan mengawasi pelaksanaan pekerjaan kepala-
kepala bagian yang menjadi bawahannya.
5.3.4 Staf Ahli
Staf ahli terdiri dari tenaga - tenaga ahli yang bertugas membantu direktur
dalam menjalankan tugasnya, baik yang berhubungan dengan teknik maupun
administrasi. Staf ahli bertanggung jawab kepada direktur utama sesuai dengan
bidang keahlian masing - masing.
Tugas dan wewenang staf ahli meliputi :
1. Mengadakan evaluasi bidang teknik dan ekonomi perusahaan.
2. Memberi masukan - masukan dalam perencanaan dan pengembangan
perusahaan.
3. Memberi saran - saran dalam bidang hukum.
5.3.5 Penelitian dan Pengembangan (Litbang)
Litbang terdiri dari tenaga - tenaga ahli sebagai pembantu direksi dan
bertanggung jawab kepada direksi. Litbang membawahi 2 departemen, yaitu
Departemen Penelitian dan Departemen Pengembangan
Tugas dan wewenangnya meliputi :
a. Memperbaiki mutu produksi
b. Memperbaiki dan melakukan inovasi terhadap proses produksi
c. Meningkatkan efisiensi perusahaan di berbagai bidang
perpustakaan.uns.ac.id digilib.uns.ac.id
commit to user
97
5.3.6 Kepala Bagian
Secara umum tugas kepala bagian adalah mengkoordinir, mengatur, dan
mengawasi pelaksanaan pekerjaan dalam lingkungan bagiannya sesuai dengan
garis wewenang yang diberikan oleh pimpinan perusahaan. Kepala bagian dapat
juga bertindak sebagai staf direktur. Kepala bagian bertanggung jawab kepada
direktur Utama (Zamani, 1998).
Kepala bagian terdiri dari:
1. Kepala Bagian Produksi
Bertanggung jawab kepada direktur produksi dalam bidang mutu dan
kelancaran produksi serta mengkoordinir kepala-kepala seksi yang menjadi
bawahannya. Kepala bagian produksi membawahi seksi proses, seksi
pengendalian, dan seksi laboratorium.
Tugas seksi proses antara lain :
a. Mengawasi jalannya proses produksi
b. Menjalankan tindakan seperlunya terhadap kejadian-kejadian yang tidak
diharapkan sebelum diambil oleh seksi yang berwenang.
Tugas seksi pengendalian adalah menangani hal - hal yang dapat mengancam
keselamatan pekerja dan mengurangi potensi bahaya yang ada.
Tugas seksi laboratorium, antara lain:
a. Mengawasi dan menganalisa mutu bahan baku dan bahan pembantu
b. Mengawasi dan menganalisa mutu produksi
c. Mengawasi hal - hal yang berhubungan dengan buangan pabrik
d. Membuat laporan berkala kepada Kepala Bagian Produksi.
perpustakaan.uns.ac.id digilib.uns.ac.id
commit to user
98
2. Kepala Bagian Teknik
Tugas kepala bagian teknik, antara lain:
a. Bertanggung jawab kepada direktur produksi dalam bidang peralatan dan
utilitas
b. Mengkoordinir kepala - kepala seksi yang menjadi bawahannya
Kepala Bagian teknik membawahi seksi pemeliharaan, seksi utilitas, dan
seksi keselamatan kerja-penanggulangan kebakaran.
Tugas seksi pemeliharaan, antara lain :
a. Melaksanakan pemeliharaan fasilitas gedung dan peralatan pabrik
b. Memperbaiki kerusakan peralatan pabrik
Tugas seksi utilitas, antara lain melaksanakan dan mengatur sarana utilitas
untuk memenuhi kebutuhan proses, air, dan tenaga listrik.
Tugas seksi keselamatan kerja antara lain :
a. Mengatur, menyediakan, dan mengawasi hal - hal yang berhubungan
dengan keselamatan kerja
b. Melindungi pabrik dari bahaya kebakaran
3. Kepala Bagian Keuangan
Kepala bagian keuangan ini bertanggung jawab kepada direktur keuangan dan
umum dalam bidang administrasi dan keuangan dan membawahi 2 seksi, yaitu
seksi administrasi dan seksi keuangan.
Tugas seksi administrasi adalah menyelenggarakan pencatatan utang piutang,
administrasi persediaan kantor dan pembukuan, serta masalah perpajakan.
perpustakaan.uns.ac.id digilib.uns.ac.id
commit to user
99
Tugas seksi keuangan antara lain :
a. Menghitung penggunaan uang perusahaan, mengamankan uang, dan
membuat ramalan tentang keuangan masa depan
b. Mengadakan perhitungan tentang gaji dan insentif karyawan
4. Kepala Bagian Pemasaran
Bertanggung jawab kepada direktur keuangan dan umum dalam bidang bahan
baku dan pemasaran hasil produksi, serta membawahi 2 seksi yaitu seksi
pembelian dan seksi pemasaran.
Tugas seksi pembelian, antara lain :
a. Melaksanakan pembelian barang dan peralatan yang dibutuhkan
perusahaan dalam kaitannya dengan proses produksi
b. Mengetahui harga pasar dan mutu bahan baku serta mengatur keluar
masuknya bahan dan alat dari gudang.
Tugas seksi pemasaran, antara lain :
a. Merencanakan strategi penjualan hasil produksi
b. Mengatur distribusi hasil produksi
5. Kepala Bagian Umum
Bertanggung jawab kepada direktur keuangan dan umum dalam bidang
personalia, hubungan masyarakat, dan keamanan serta mengkoordinir kepala-
kepala seksi yang menjadi bawahannya. Kepala bagian imim membawahi
seksi personalia, seksi humas, dan seksi keamanan.
perpustakaan.uns.ac.id digilib.uns.ac.id
commit to user
100
Seksi personalia bertugas :
a. Membina tenaga kerja dan menciptakan suasana kerja yang sebaik
mungkin antara pekerja, pekerjaan, dan lingkungannya supaya tidak terjadi
pemborosan waktu dan biaya.
b. Mengusahakan disiplin kerja yang tinggi dalam menciptakan kondisi kerja
yang tenang dan dinamis.
c. Melaksanakan hal - hal yang berhubungan dengan kesejahteraan karyawan.
Seksi humas bertugas mengatur hubungan antara perusahaan dengan
masyarakat di luar lingkungan perusahaan.
Seksi Keamanan bertugas :
a. Mengawasi keluar masuknya orang - orang baik karyawan maupun bukan
karyawan di lingkungan pabrik.
b. Menjaga semua bangunan pabrik dan fasilitas perusahaan
c. Menjaga dan memelihara kerahasiaan yang berhubungan dengan intern
perusahaan.
5.3.7 Kepala Seksi
Kepala seksi adalah pelaksana pekerjaan dalam lingkungan bagiannya
sesuai dengan rencana yang telah diatur oleh kepala bagian masing-masing agar
diperoleh hasil yang maksimum dan efektif selama berlangsungnya proses
produksi. Setiap kepala seksi bertanggung jawab kepada kepala bagian masing -
masing sesuai dengan seksinya.
perpustakaan.uns.ac.id digilib.uns.ac.id
commit to user
101
5.4 Pembagian Jam Kerja Karyawan
Pabrik benzene ini direncanakan beroperasi 330 hari dalam 1 tahun dan 24
jam perhari. Sisa hari yang bukan hari libur digunakan untuk perbaikan,
perawatan dan shutdown. Sedangkan pembagain jam kerja karyawan dibagi dalam
2 golongan, yaitu karyawan shift dan non shift.
5.4.1 Karyawan non shift
Karyawan non shift dalah karyawan yang tidak menangani proses produksi
secara langsung. Yang termasuk karyawan harian adalah direktur, staf ahli,
kepala bagian, kepala seksi serta bawahan yang berada dikantor. Karyawan harian
dalam 1 minggu akan bekerja selama 5 hari dengan pembagian kerja sebagai
berikut:
Jam kerja :
Hari Senin – Jumat : Jam 08.00 – 17.00
Jam Istirahat :
Hari Senin – Kamis : Jam 12.00 – 13.00
Hari Jum’at : Jam 11.00 – 13.00
5.4.2 Karyawan shift
Karyawan shift adalah karyawan yang secara langsung menangani proses
produksi atau mengatur bagian - bagian tertentu dari pabrik yang mempunyai
hubungan dengan masalah keamanan dan kelancaran produksi. Yang termasuk
karyawan shift ini adalah operator produksi, sebagian dari bagian teknik, bagian
gudang dan bagian utilitas, pengendalian, laboratorium, dan bagian - bagian yang
harus selalu siaga untuk menjaga keselamatan serta keamanan pabrik.
perpustakaan.uns.ac.id digilib.uns.ac.id
commit to user
102
Para karyawan shift akan bekerja secara bergantian selama 24 jam, dengan
pengaturan sebagai berikut :
Shift Pagi : Jam 07.00 – 15.00
Shift Sore : Jam 15.00 – 23.00
Shift Malam : Jam 23.00 – 07.00
Untuk karyawan shift ini dibagi menjadi 4 kelompok (A / B / C / D)
dimana dalam satu hari kerja, hanya tiga kelompok masuk, sehingga ada satu
kelompok yang libur. Untuk hari libur atau hari besar yang ditetapkan pemerintah,
kelompok yang bertugas tetap harus masuk. Jadwal pembagian kerja masing-
masing kelompok ditampilkan dalam bentuk tabel sebagai berikut :
Tabel 5.1 Jadwal pembagian kelompok shift
Hari 1 2 3 4 5 6 7 8 9 10
A L L M M P P S S L L
B S S L L M M P P S S
C P P S S L L M M P P
D M M P P S S L L M M
Hari 11 12 13 14 15 16 17 18 19 20
A M M P P S S L L M M
B L L M M P P S S L L
C S S L L M M P P S S
D P P S S L L M M P P
Hari 21 22 23 24 25 26 27 28 29 30
A P P S S L L M M P P
B M M P P S S L L M M
C L L M M P P S S L L
D S S L L M M P P S S
Jadwal untuk tanggal selanjutnya berulang ke susunan awal.
perpustakaan.uns.ac.id digilib.uns.ac.id
commit to user
103
Kelancaran produksi dari suatu pabrik sangat dipengaruhi oleh faktor
kedisiplinan para karyawannya dan akan secara langsung mempengaruhi
kelangsungan dan kemajuan perusahaan. Untuk itu kepada seluruh karyawan
perusahaan dikenakan absensi. Disamping itu masalah absensi digunakan oleh
pimpinan perusahaan sebagai salah satu dasar dalam mengembangkan karier para
karyawan di dalam perusahaan (Zamani, 1998).
5.5 Status Karyawan Dan Sistem Upah
Pada pabrik Benzene ini sistem upah karyawan berbeda - beda tergantung
pada status karyawan, kedudukan, tanggung jawab, dan keahlian. Menurut status
karyawan dapat dibagi menjadi tiga golongan sebagai berikut:
1. Karyawan Tetap
Karyawan tetap yaitu karyawan yang diangkat dan diberhentikan
dengan surat keputusan (SK) direksi dan mendapat gaji bulanan sesuai
dengan kedudukan, keahlian, dan masa kerjanya.
2. Karyawan Harian
Karyawan harian yaitu karyawan yang diangkat dan diberhentikan
direksi tanpa SK direksi dan mendapat upah harian yang dibayar 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.
perpustakaan.uns.ac.id digilib.uns.ac.id
commit to user
104
5.6 Penggolongan Jabatan, Jumlah Karyawan Dan Gaji
5.6.1 Penggolongan Jabatan
1 Direktur Utama : Sarjana Ekonomi/Teknik/Hukum
2 Direktur Produksi : Sarjana Teknik Kimia
3 Direktur Keuangan dan Umum : Sarjana Ekonomi/Akuntansi
4 Kepala Bagian Produksi : Sarjana Teknik Kimia
5 Kepala Bagian Teknik :SarjanaTeknik Kimia/Mesin/Elektro
6 Kepala Bagian Pemasaran :SarjanaTeknik Kimia/Mesin/Elektro
7 Kepala Bagian Keuangan : Sarjana Ekonomi/Akuntansi
8 Kepala Bagian Umum : Sarjana Ekonomi/Hukum
9 Kepala Seksi : Sarjana
10 Operator : Sarjana atau D3
11 Sekretaris : Sarjana atau Akademi sekretaris
12 Dokter : Sarjana Kedokteran
13 Perawat : Akademi Perawat
14 Lain-lain : SLTA / Sederajat
5.6.2 Jumlah Karyawan dan Gaji
Jumlah Karyawan harus ditentukan dengan tepat, sehingga semua
pekerjaan dapat diselenggarakan dengan baik dan efisien.
Tabel 5.2. Jumlah Karyawan Menurut Jabatan
NO. JABATAN JUMLAH
1 Direktur Utama 1
2 Direktur Produksi 1
3 Direktur keuangan dan Umum 1
perpustakaan.uns.ac.id digilib.uns.ac.id
commit to user
105
NO. JABATAN JUMLAH
4 Staff Ahli 2
5 Sekretaris 3
6 Kepala Bagian Produksi 1
7 Kepala Bagian LITBANG 1
8 Kepala Bagian Teknik 1
9 Kepala Bagian Umum 1
10 Kepala Bagian Keuangan 1
11 Kepala Bagian Pemasaran 1
12 Kepala Seksi Proses 1
13 Kepala Seksi Pengendalian 1
14 Kepala Seksi Laboratorium 1
15 Staff Litbang 2
16 Kepala Seksi Safety & Lingkungan 1
17 Kepala Seksi Pemeliharaan 1
18 Kepala Seksi Utilitas 1
19 Kepala Seksi Administrasi Keuangan 1
20 Kepala Seksi Keuangan 1
21 Kepala Seksi Pembelian 1
22 Kepala Seksi Personalia 1
23 Kepala Seksi Humas 1
24 Kepala Seksi Keamanan 1
25 Kepala Seksi Penjualan 1
26 Kepala Seksi Pemasaran 1
27 Karyawan Proses 40
28 Karyawan Pengendalian 12
29 Karyawan Laboratorium 19
30 Karyawan Penjualan 8
31 Karyawan Pembelian 6
perpustakaan.uns.ac.id digilib.uns.ac.id
commit to user
106
NO. JABATAN JUMLAH
32 Karyawan Pemeliharaan 6
33 Karyawan Utilitas 8
34 Karyawan Administrasi 5
35 Karyawan Kas 5
36 Karyawan Personalia 5
37 Karyawan Humas 5
38 Karyawan Keamanan 16
39 Karyawan Pemasaran 8
40 Karyawan Safety & Lingkungan 12
41 Dokter 2
42 Perawat 2
43 Sopir 4
44 Pesuruh 7
TOTAL 200
Tabel 5.3. Perincian Golongan dan Gaji Karyawan
Gol. Jabatan Gaji/bulan (Rp) Kualifikasi
I. Direktur Utama 50.000.000 S1 Pengalaman 10 Tahun
II. Direktur 35.000.000 S1 Pengalaman 10 Tahun
III. Staff Ahli 20.000.000 S1 Pengalaman 5 Tahun
IV. Litbang 15.000.000 S1 pengalaman
V. Kepala Bagian 9.000.000 S1 pengalaman
VI. Kepala Seksi 6.000.000 S1/D3 pengalaman
VII. Sekretaris 3.000.000 S1/D3 pengalaman
VIII. Karyawan Biasa 1.000.000 –
3.000.000
SLTA/D1/D3
perpustakaan.uns.ac.id digilib.uns.ac.id
commit to user
107
5.7 Kesejahteraan Sosial Karyawan
Kesejahteraan sosial yang diberikan oleh perusahaan pada para karyawan,
antara lain :
1. Tunjangan
Tunjangan yang berupa gaji pokok yang diberikan berdasarkan golongan
karyawan yang bersangkutan.
Tunjangan jabatan yang diberikan berdasarkan jabatan yang dipegang
karyawan.
Tunjangan lembur yang diberikan kepada karyawan yang bekerja diluar
jam kerja berdasarkan jumlah jam kerja.
2. Pakaian Kerja
Pakaian kerja diberikan kepada setiap karyawan setiap tahun sejumlah empat
pasang.
3. Cuti
Cuti tahunan diberikan kepada setiap karyawan selama 12 hari kerja dalam
satu tahun.
Cuti sakit diberikan kepada karyawan yang menderita sakit berdasarkan
keterangan dokter.
Cuti hamil diberikan kepada karyawati yang hendak melahirkan, masa cuti
berlaku selama 2 bulan sebelum melahirkan sampai 1 bulan sesudah
melahirkan.
perpustakaan.uns.ac.id digilib.uns.ac.id
commit to user
108
4. Pengobatan
Biaya pengobatan bagi karyawan yang menderita sakit tidak disebabkan
oleh kecelakaan kerja, diatur berdasarkan kebijaksanaan perusahaan.
Biaya pengobatan bagi karyawan yang menderita sakit yang diakibatkan
oleh kecelakaan kerja, ditanggung oleh perusahaan sesuai dengan undang-
undang.
5. Asuransi Tenaga Kerja
Asuransi tenaga kerja diberikan oleh perusahaan bila jumlah karyawan lebih
dari 10 orang atau dengan gaji karyawan lebih besar dari Rp. 1.000.000,00
per bulan.
(Masud, 1989)
perpustakaan.uns.ac.id digilib.uns.ac.id
commit to user 109
BAB VI
ANALISIS EKONOMI
Pada prarancangan pabrik benzene ini dilakukan evaluasi atau penilaian
investasi dengan maksud untuk mengetahui apakah pabrik yang dirancang ini
menguntungkan dari segi ekonomi atau tidak. Bagian terpenting dari prarancangan
ini adalah estimasi harga dari alat-alat, karena harga digunakan sebagai dasar
untuk estimasi analisis ekonomi, di mana analisis ekonomi dipakai untuk
mendapatkan perkiraan atau estimasi tentang kelayakan investasi modal dalam
kegiatan produksi suatu pabrik dengan meninjau kebutuhan modal investasi,
besarnya laba yang akan diperoleh, lamanya modal investasi dapat dikembalikan
dalam titik impas. Selain itu, analisis ekonomi juga dimaksudkan untuk
mengetahui apakah pabrik yang akan didirikan dapat menguntungkan atau tidak
jika didirikan.
Untuk itu pada prarancangan pabrik benzene ini, kelayakan investasi
modal pada sebuah pabrik akan dianalisis meliputi :
a. Profitability
b. % Profit on Sales (POS)
c. % Return on Investment (ROI)
d. Pay Out Time (POT)
e. Break Event Point (BEP)
f. Shut Down Point (SDP)
g. Discounted Cash Flow (DCF)
perpustakaan.uns.ac.id digilib.uns.ac.id
commit to user
110
Untuk meninjau faktor-faktor tersebut perlu diadakan penaksiran terhadap
beberapa faktor, yaitu:
1. Penaksiran modal industri ( Total Capital Investment )
Capital Investment adalah banyaknya pengeluaran – pengeluaran yang
diperlukan untuk fasilitas – fasilitas produktif dan untuk menjalankannya.
Capital Investment meliputi :
Modal Tetap (Fixed Capital Investment)
Modal Kerja (Working Capital)
2. Penentuan biaya produksi total (Total Production Costs), terdiri dari :
a. Biaya pengeluaran (Manufacturing Costs)
b. Biaya pengeluaran umum (General Expense)
3. Total pendapatan penjualan produk benzene dan diphenyl
6.1 Penaksiran Harga Peralatan
Harga peralatan pabrik dapat diperkirakan dengan metode yang
dikonversikan dengan keadaan yang ada sekarang ini. Penentuan harga peralatan
dilakukan dengan menggunakan data indeks harga.
\
perpustakaan.uns.ac.id digilib.uns.ac.id
commit to user
111
Tabel 6.1 Indeks Harga Alat
Cost Index, Tahun Chemical Engineering Plant Index
1991 361,3
1992 358,2
1993 359,2
1994 368,1
1995 381,1
1996 381,7
1997 386,5
1998 389,5
1999 390,6
2000 394,1
2001 394,3
2002 390,4
(Peters & Timmerhaus, 2003)
perpustakaan.uns.ac.id digilib.uns.ac.id
commit to user
112
Gambar 6.1 Chemical Engineering Cost Index
Dengan asumsi kenaikan indeks linear, maka dapat diturunkan persamaan least
square sehingga didapatkan persamaan berikut:
Y = 3,6077 X - 6823,2
Dengan : Y = Indeks harga
X = Tahun pembelian
Dari persamaan tersebut diperoleh harga indeks di tahun 2012 adalah 435,52.
Harga alat dan lainnya diperkirakan pada tahun evaluasi (2012) dan dilihat
dari grafik pada referensi. Untuk mengestimasi harga alat tersebut pada masa
sekarang digunakan persamaan :
Ex = Ey. (Aries & Newton, 1955)
Dengan :
perpustakaan.uns.ac.id digilib.uns.ac.id
commit to user
113
Ex : Harga pembelian pada tahun 2012
Ey : Harga pembelian pada tahun referensi
Nx : Indeks harga pada tahun 2012
Ny : Indeks harga tahun referensi
6.2 Penentuan Total Capital Investment (TCI)
Asumsi-asumsi dan ketentuan yang digunakan dalam perhitungan analisis
ekonomi :
1. Pengoperasian pabrik dimulai tahun 2015.
2. Proses yang dijalankan adalah proses kontinyu.
3. Kapasitas produksi adalah 300.000 ton/tahun.
4. Jumlah hari kerja adalah 330 hari/tahun
5. Shut down pabrik dilaksanakan selama 35 hari dalam satu tahun untuk
perbaikan alat-alat pabrik.
6. Umur alat - alat pabrik diperkirakan 10 tahun.
7. Nilai rongsokan (Salvage Value) adalah nol
8. Situasi pasar, biaya dan lain - lain diperkirakan stabil selama pabrik
beroperasi
9. Upah buruh asing US $ 8,5 per manhour (www.pajak.net)
10. Upah buruh lokal Rp. 10.000,00 per manhour
11. Perbandingan jumlah tenaga asing : Indonesia = 5% : 95%
12. Harga bahan baku Toluene US$ 0,76 / kg
13. Harga bahan baku Hydrogen US$ 0,7960 / kg
14. Harga produk Benzene US$ 1,123 / kg
perpustakaan.uns.ac.id digilib.uns.ac.id
commit to user
114
15. Harga produk Diphenyl US$ 2,255 / kg
16. Kurs rupiah yang dipakai Rp. 9.060,00 (Kurs pada 28/01/2011,
www.bni.co.id)
6.2.1 Modal Tetap (Fixed Capital Investment)
Tabel 6.2 Modal Tetap
No Keterangan US $ Rp. Total Harga(Rp)
1 Harga pembelian peralatan 13.298.239 - 120.482.045.290
2 Instalasi alat - alat 1.232.043 6.294.800.700 17.457.106.519
3 Pemipaan 4.791.277 7.661.442.189 51.070.414.389
4 Instrumentasi 2.376.082 1.180.276.229 22.707.582.851
5 Isolasi 293.344 1.035.330.026 3.693.022.201
6 Listrik 977.812 1.035.330.026 9.894.303.944
7 Bangunan 2.933.435 - 26.576.921.755
8 Tanah dan perbaikan lahan 1.466.718 29.136.000.000 42.424.460.878
9 Utilitas 867.772 - 7.862.017.679
Physical Plant Cost 28.236.721 46.343.179.169 302.167.875.506
10.Engineering &
Construction5.647.344 9.268.635.834 60.433.575.101
Direct Plant Cost 33.884.066 55.611.815.033 362.601.450.607
11. Contractor’s fee 3.388.407 5.561.181.500 36.260.145.061
12. Contingency 8.471.016 13.902.953.751 90.650.362.652
Fixed Capital Invesment (FCI) 45.743.389 75.075.950.254 489.511.958.319
perpustakaan.uns.ac.id digilib.uns.ac.id
commit to user
115
6.2.2 Modal Kerja (Working Capital Investment)
Tabel 6.3 Modal Kerja
No. Jenis US $ Rp. Total Rp.
1. Persediaan bahan baku 30.116.339 - 272.854.035.105
2. Persediaan bahan dalam proses 66.959 11.356.329 618.001.164
3. Persediaan Produk 17.677.068 2.998.070.921 163.152.307.186
4. Extended Credit 33.318.224 - 301.863.112.461
5. Available Cash 17.677.068 2.998.070.921 163.152.307.186
Working Capital Investment (WCI) 98.855.658 6.007.498.171 901.639.763.101
Total Capital Investment (TCI)
= FCI + WCI
= Rp 1.391.151.721.420
perpustakaan.uns.ac.id digilib.uns.ac.id
commit to user
116
6.3 Biaya Produksi Total (Total Production Cost)
6.3.1 Manufacturing Cost
6.3.1.1 Direct Manufacturing Cost (DMC)
Tabel 6.4 Direct Manufacturing Cost
No. Jenis US $ Rp. Total Rp.
1. Harga Bahan Baku 30.116.339 - 272.854.035.105
2. Gaji Pegawai - 3.636.000.000 3.636.000.000
3. Supervisi - 1.584.000.000 1.584.000.000
4. Maintenance 3.202.044 5.255.316.518 34.265.837.082
5. Plant Supplies 480.307 788.297.478 5.139.875.562
6. Royalty & Patent 19.990.935 - 181.117.867.476
7. Utilitas - 10.590.163.521 10.590.163.521
Direct Manufacturing Cost (DMC) 53.789.625 21.853.777.517 509.187.778.747
6.3.1.2 Indirect Manufacturing Cost (IMC)
Tabel 6.5 Indirect Manufacturing Cost
No. Jenis US $ Rp. Total Rp.
1. Payroll Overhead - 727.200.000 727.200.000
2. Laboratory - 727.200.000 727.200.000
3. Plant Overhead - 2.908.800.000 2.908.800.000
4. Packaging 151.931.103 - 1.376.495.792.820
Indirect Manufacturing Cost (IMC) 151.931.103 4.363.200.0001.380.858.992.820
perpustakaan.uns.ac.id digilib.uns.ac.id
commit to user
117
6.3.1.3 Fixed Manufacturing Cost (FMC)
Tabel 6.6 Fixed Manufacturing Cost
No. Jenis US $ Rp. Total Rp.
1. Depresiasi 4.574.349 7.507.595.025 48.951.195.832
2. Property Tax 914.870 1.501.519.005 9.790.239.166
3. Asuransi 914.870 750.759.503 9.039.479.664
Fixed Manufacturing Cost (FMC) 6.404.088 9.759.873.533 67.780.914.662
Total Manufacturing Cost (TMC)
= DMC + IMC + FMC
=Rp (509.187.778.747+1.380.858.992.820+67.780.914.662)
= Rp 1.957.827.686.230
6.3.2 General Expense (GE)
Tabel 6.7 General Expense
No. Jenis US $ Rp. Total Rp.
1. Administrasi - 4.981.000.000 4.981.000.000
2. Sales 119.945.608 - 1.086.707.204.858
3. Research 11.194.923 - 101.426.005.787
4. Finance 8.557.762 2.327.461.119 79.860.781.191
General Expense (GE) 139.698.293 7.308.461.119 1.272.974.991.836
perpustakaan.uns.ac.id digilib.uns.ac.id
commit to user
118
Biaya Produksi Total (TPC) = TMC + GE
= Rp 1.957.827.686.230+ Rp 1.272.974.991.836
= Rp 3.230.802.678.065
6.4 Keuntungan Produksi
Penjualan selama 1 tahun :
Benzene = US $ 340.120.216
Diphenyl = US $ 59.698.476
Total penjualan = US$ 399.818.692
= Rp. 3.622.357.349.528
Biaya produksi total = Rp. 3.230.802.678.065
Keuntungan sebelum pajak = Rp 391.554.671.462
Pajak = 25 % dari keuntungan = Rp 97.888.667.866 (www.pajak.go.id
2010)
Keuntungan setelah pajak = Rp 293.666.003.597
6.5 Analiasa Kelayakan
1. % Profit on Sales (POS)
POS adalah persen keuntungan penjualan produk terhadap harga jual
produk itu sendiri. Besarnya POS pabrik benzene ini adalah :
POS sebelum pajak = 10,81 %
POS setelah pajak = 8,11 %
perpustakaan.uns.ac.id digilib.uns.ac.id
commit to user
119
2. % Return on Investment (ROI)
ROI adalah tingkat pengembalian modal dari pabrik ini, dimana untuk
pabrik yang tergolong high risk, mempunyai batasan ROI minimum
sebelum pajak sebesar 44 %
ROI sebelum pajak = 79,99 %
ROI setelah pajak = 59,99%
3. Pay Out Time POT
POT adalah jumlah tahun yang diperlukan untuk mengembalikan Fixed
Capital Investment berdasarkan profit yang diperoleh. Besarnya POT
untuk pabrik yang beresiko tinggi sebelum pajak adalah maksimal 2
tahun.
POT sebelum pajak = 1,1 tahun
POT setelah pajak = 1,4 tahun
4. Break Event Point (BEP)
BEP adalah titik impas, suatu keadaan dimana besarnya kapasitas
produksi dapat menutupi biaya keseluruhan.
Besarnya BEP untuk pabrik benzene ini adalah 46,19 %
5. Shut Down Point (SDP)
SDP adalah suatu titik dimana pabrik mengalami kerugian sebesar Fixed
Cost yang menyebabkan pabrik harus ditutup.
Besarnya SDP untuk pabrik benzene ini adalah 46,19 %
perpustakaan.uns.ac.id digilib.uns.ac.id
commit to user
120
6. Discounted Cash Flow (DCF)
DCF adalah perbandingan besarnya persentase keuntungan yang
diperoleh terhadap capital investment dibandingkan dengan tingkat
bunga yang berlaku di bank. Tingkat bunga simpanan di Bank Mandiri
adalah 6,5 % (www.bankmandiri.co.id, 2011), dari perhitungan nilai
DCF yang diperoleh adalah 29,52 %.
Tabel 6.8 Analisis kelayakan
No. Keterangan Perhitungan Batasan
1.
2.
3.
4.
5.
Return On Investment (% ROI)
ROI sebelum pajak
ROI setelah pajak
Pay Out Time (POT)
POT sebelum pajak
POT setelah pajak
Break Even Point (BEP)
Shut Down Point (SDP)
Discounted Cash Flow (DCF)
79,99 %
59,99 %
1,1 tahun
1,4 tahun
54,08 %
46,19 %
29,52 %
min 44 %
(resiko tinggi)
maks. 2 tahun
(resiko tinggi)
40 – 60 %
min. 6,5 % (Bunga
simpanan di Bank Mandiri)
Dari analisis ekonomi yang telah dilakukan, dapat diambil kesimpulan bahwa
pendirian pabrik Benzene dengan kapasitas 300.000 ton/tahun layak
dipertimbangkan untuk direalisasikan pembangunannya.
perpustakaan.uns.ac.id digilib.uns.ac.id
commit to user
121
Keterangan gambar :
FC : Fixed manufacturing cost
Va : Variable cost
Ra : Regulated cost
Sa : Sales
SDP : Shut down point
BEP : Break even point
Gambar 6.2 Grafik Analisis Kelayakan
perpustakaan.uns.ac.id digilib.uns.ac.id
commit to user xiii
DAFTAR PUSTAKA
Air Liquide, 2011, Hydrogen (H2), www.uk.airliquide.com
Aries, R.S., and Newton, R.D., 1955, Chemical Engineering Cost Estimation,
McGraw Hill Book Company, New York
Badan Pusat Statistik, 2010, Statistics Indonesia, www.bps.go.id
Bank BNI, 2011, Info Kurs, www.bni.co.id
Bank Mandiri, 2011, Suku Bunga Deposito Mandiri, www.bankmandiri.co.id
Branan, C.R., 1994, Rules of Thumb for Chemical Engineers, Gulf Publishing
Company, Houston
Brown, G.G, 1978, Unit Operation, 3rd ed., McGraw Hill International Book
Company, Tokyo
Brownell, L.E., and Young, E.H., 1959, Process Equipment Design : Vessel
Design, John Wiley and Sons Inc., New York
Coulson, J.M., and Richadson, J.F., 1983, Chemical Engineering, Pergamon
Press, Oxford
Departemen Keuangan, 2010, Keputusan Dirjen Pajak, www.pajak.net
Dirjen Pajak, 2010, Tarif dan PTKP, www.pajak.go.id
Fessenden, R.J. & Fessenden, J.S., 1986, Kimia Organik, Edisi Ketiga Jilid 1,
Erlangga, Jakarta
Geankoplis, C.J., 1983, Transport Processes and Unit Operations, 2nd ed., Allyn
and Bacon Inc., Boston
perpustakaan.uns.ac.id digilib.uns.ac.id
commit to user xiv
Kern, D.Q., 1950, Process Heat Transfer, McGraw Hill International Book
Company, Singapore
Kirk, R.E. and Othmer, D.F., 1997, Encyclopedia of Chemical Tecnology, 4th
ed., The Interscience Encyclopedia Inc, New York
Lewin, D.R., 2004, Simulation Laboratory, www.engr.uky.edu
Masud, M., 1989, Manajemen Personalia, Erlangga, Jakarta
Merck, 2010, Biphenyl Untuk Sintesis, www.merck-chemicals.co.id
Mc Ketta, J.J., 1990, Encyclopedia of Chemical Processing and Design, vol 4,
Marcel Dekker Inc., New York
Perry, R.H., and Green, D.W., 1994, Perry’s Chemical Engineers’ Handbook, 6th
ed., McGraw Hill Companies Inc., USA
Perry, R.H., and Green, D.W, 1997, Perry’s Chemical Engineers’ Handbook, 7th
ed., McGraw Hill Companies Inc., USA
Pertamina, 2011, Our Product, www.pertamina.com
Peters, M.S., Timmerhaus, K.D., and West, R.E., 2003, Plant Design and
Economics for Chemical Engineers, 5th ed., Mc-Graw Hill, New York
Powell, S.T., 1954, Water Conditioning for Industry, 1st ed., McGraw-Hill Book
Company, Inc., New York
Smith, J.M. and Van Ness, H.H., 1975, Introduction to Chemical Engineering
Thermodynamics, 3rd ed., McGraw Hill International Book Company,
Tokyo
Ulrich, G.D., 1984, A Guide to Chemical Engineering Process Design and
Economics, John Wiley and Sons, New York
perpustakaan.uns.ac.id digilib.uns.ac.id
commit to user xv
Vilbrandt , F.C. and Dryden, C.E., 1959, Chemical Engineering Plant Design, 4th
ed., McGraw Hill Kogakusha Company Limited, Tokyo
Walas, S.M., 1988, Chemical Process Equipment, 3rd ed., Butterworths Series in
Chemical Engineering, USA
Widjaja, G., dan Yani, A., 2003, Perseroan Terbatas, Raja Grafindo Persada,
Jakarta
Yaws, C.L., 1999, Chemical Properties Handbook, McGraw Hill Companies Inc.,
USA
Zamani, 1998, Manajemen, Badan Penerbit IPWI, Jakarta
perpustakaan.uns.ac.id digilib.uns.ac.id
commit to user
perpustakaan.uns.ac.id digilib.uns.ac.id
commit to user
LAMPIRAN A
DATA-DATA SIFAT FISIS
Data – data untuk menghitung sifat – sifat fisis cairan diperoleh dari “Chemical
Engineering Properties”, Yaws, 1999.
1. Critical Properties
Komponen BM (g/mol) Tc (K) Pc (bar)
H2 2 33,19 13,13CH4 16 190,6 45,99C6H6 78 562,2 48,98C7H8 2 591,8 41,06
C12H10 154 789,26 38,47
2. Kapasitas Panas Cairan
Cp = A + BT + CT2 + DT3
Dengan :
Cp : kapasitas panas cairan, J/mol . K
T : suhu, K
A,B,C,D : konstanta
Komponen A B C D
H250,607 -6,1136 3,0930E-01 -4,1480E-07
CH4-0,018 1,1982 -9,8722E-03 3,1670E-05
C6H6-3,662 1,3043 -3,6078E-03 3,8243E-06
C7H883,703 0,5167 -1,4910E-03 1,9725E-06
C12H1027,519 1,5432 -3,1647E-03 2,5801E-06
perpustakaan.uns.ac.id digilib.uns.ac.id
commit to user
3. Kapasitas Panas Gas
Cp = A + BT + CT2 + DT3 + ET4
Dengan :
Cp : kapasitas panas cairan, J/mol . K
T : suhu, K
A,B,C,D,E: konstanta
Komponen A B C D E
H234,942 -0,03996 1,9184E-04 -1,5303E-07 3,9321E-11
CH4-31,368 0,47460 -3,1137E-04 8,5237E-08 -5,0524E-12
C6H6-24,097 0,52187 -2,9827E-04 6,1220E-08 1,2576E-12
C7H8-29,153 0,76716 -3,4341E-04 -3,7724E-08 4,6179E-11
C12H1025,399 0,02018 -3,8549E-05 3,1880E-08 -8,7585E-12
4. Entalpi Penguapan (Hvap)
Hvap = A ( 1 – (T/Tc))n
Dengan : Hvap : enthalpi penguapan, kJ/mol
Tc : Temperatur kritis, K
T : suhu operasi, K
A,n : konstanta
Komponen A Tc n
H20,659 33,18 0,38
CH410,312 190,58 0,265
C6H649,388 562,16 0,489
C7H850,139 591,79 0,383
C12H1077,536 789,26 0,114
perpustakaan.uns.ac.id digilib.uns.ac.id
commit to user
nTc
TBA
)1(.
5. Tekanan uap murni (PO)
Log Po = A + B / T + C log (T) + D T + E T2
Dengan : Po : tekanan uap murni, mmHg
T : suhu operasi, K
A,B,C,D,E : konstanta
Komponen A B C D E
H23,4132 -41,318 1,0947 -6,6898E-10 1,4589E-04
CH412,1167 -570,97 -3,3373 2,1999E-09 1,3096E-05
C6H631,7718 -2725,4 -8,4443 -5,3534E-09 2,7187E-06
C7H834,0775 -3037,9 -9,1635 1,0289E-11 2,7035E-06
C12H1052,0479 -5350,9 -14,955 2,1039E-09 2,4345E-06
6. Densitas Cairan
Persamaan Rackett :
Dengan : = densitas cairan, g/ml
T = suhu , K
Tc = temperatur kritis, K
A,B,n = konstanta
perpustakaan.uns.ac.id digilib.uns.ac.id
commit to user
Komponen A B n Tc
H20,03125 0,3473 0,2756 33,18
CH40,15998 0,2881 0,277 190,6
C6H60,3009 0,2677 0,2818 562,16
C7H80,29999 0,27108 0,29889 591,79
C12H100,30766 0,25375 0,27892 789,26
7. Viskositas Cairan
log = A + B/T + CT + DT2
Dengan : : viskositas cairan, cP
T : suhu, K
A,B,C,D : konstanta
Komponen A B C D
H2-7,0154 4,0791E+01 2,3714E-01 -4,0830E-03
CH4-7,3801 8,1925E+02 4,7934E-02 -1,4120E-04
C6H6-7,4005 1,1815E+03 1,4888E-02 -1,3713E-05
C7H8-5,1649 8,1068E+02 1,0454E-02 -1,0488E-05
C12H10-9,9122 2,0514E+03 1,5545E-02 -9,9043E-06
8. Viskositas Gas
log = A + B/T + CT + DT2
Dengan : : viskositas cairan, cP
T : suhu, K
A,B,C,D : konstanta
perpustakaan.uns.ac.id digilib.uns.ac.id
commit to user
Komponen A B C
H227,758 0,21200 -3,2800E-05
CH43,844 0,40112 -1,4300E-04
C6H6-0,151 0,25706 -8,9797E-06
C7H81,787 0,23566 -9,3508E-06
C12H1013,498 0,24098 -2,9320E-05
9. Konduktivitas Panas Cairan
72
1)log(
C
TBAK
Dengan:
k : konduktivitas panas cairan, W/m.K
T : suhu,K
A,B,C : konstanta
Komponen A B C
H2-0,1433 2,3627E-02 -5,1480E-04
CH4-1,0976 0,5387 190,58
C6H6-1,685 1,052 562,16
C7H8-1,674 0,977 591,79
C12H10-1,429 0,665 789,26
perpustakaan.uns.ac.id digilib.uns.ac.id
commit to user
10. Konduktivitas Panas Gas
K = A + BT + CT2
Dengan:
k : konduktivitas panas cairan, W/m.K
T : suhu,K
A,B,C : konstanta
Komponen A B C
H2-0.01060 7.8123E-05 -5.0028E-10
CH4-0.00935 1.4028E-04 3.3180E-08
C6H6-0.00565 3.4493E-05 6.9298E-08
C7H8-0.00776 4.4905E-06 6.4514E-08
C12H10-0.00788 4.2910E-05 3.4569E-08
perpustakaan.uns.ac.id digilib.uns.ac.id
commit to user
LAMPIRAN B
PERHITUNGAN NERACA MASSA
1. Spesifikasi Bahan Baku
Toluene
komposisi (%berat) : C7H8 = 99,99%
: H2 = 0,01%
Hidrogen
komposisi (%berat) : H2 = 99,99%
: CH4 = 0,01%
3. Spesifikasi Produk
Benzene : min 99,9% berat
Diphenyl : min 98,5% berat
4. Kapasitas Pabrik
Kapasitas pabrik tiap tahun : 300.000 ton/tahun
Kapasitas pabrik tiap jam :
300.000 × × × = 37878.788 kg/jam
5. Berat Molekul
Hidrogen : 2 kg/kgmol
Metana : 16 kg/kgmol
Benzene : 78 kg/kgmol
Toluene : 154 kg/kgmol
perpustakaan.uns.ac.id digilib.uns.ac.id
commit to user
6. Perhitungan
Neraca Massa Basis
Perhitungan Neraca Massa Reaktor
Basis perhitungan umpan masuk reaktor =
Toluene = 1 kmol/jam
Hidrogen = 5 kmol/jam
Konversi (x1) = 85%
Selektivitas = 93%
Trial : Benzene (C6H6) = 0,05 kmol/jam
Diphenyl (C12H10) = 0.0001097 kmol/jam
Maksimum CH4 di reaktor 5%
Maksimum H2 masuk reaktor 95%
Metana (CH4) = = 5= 0.112474438
Reaksi I C7H8 + H2 → C6H6 + CH4
Mula-mula : a b 0,05 0.112474438
Reaksi : x1.a x1.a x1.a x1.a
Sisa : a-(x1.a) b-(x1.a) 0,05+(x1.a) 0.112474438+(x1.a)
Misal : x1.a = c
0,05+(x1.a) = d
b-(x1.a) = e
x2.d = f
perpustakaan.uns.ac.id digilib.uns.ac.id
commit to user
Reaksi II 2 C6H6 → C12H10 + H2
Mula-mula : d 0.0001097 e
Reaksi : f ½.f ½. f
Sisa : d-f 0.0001097+½.f e+½.f
Menentukan nilai c
Toluene reaksi 1 = Toluene mula-mula x konversi
= ( 1 x 0,85 ) kmol
= 0,85 kmol
Menentukan nilai f
Selektivitas =
0,93 = .
0,93 = ( , .) ( ( , .))
. 0,93 =
, . , . ..
Dengan nilai x1.a = 0,85 kmol/jam, maka
x2 = 0,12 kmol/jam
perpustakaan.uns.ac.id digilib.uns.ac.id
commit to user
Neraca Massa Reaktor
input outputKomponen arus (6) arus (7)
kmol/jam kg/jam kmol/jam kg/jamH2 5.000 10.000 4.205 8.410CH4 0.112 1.800 0.962 15.400C6H6 0.050 3.900 0.791 61.659C7H8 1.000 92.000 0.150 13.800C12H10 0.000 0.017 0.055 8.448Jumlah 6.163 107.716 6.163 107.716
Perhitungan Neraca Massa Flash Drum 1
Kondisi operasi flash drum 1 = 15 atm
Untuk distribusi komponen di fase uap dan di fase cair ditentukan dengan
flash
Calculation
Persamaan-persamaan yang digunakan :
xi = ( ) ; yi = ki .Zi1+(ki−1)V
F …………………………(1)
yi = ki.xi ………………………………………………………………….(2)
Σyi – Σxi = 0 …………………………………………………………………………....(3)
Algoritma perhitungan : Fi,Zi,P
Tebak V/F,T
Not ok ki = (T,P)
Σyi – Σxi = 0
Ok
perpustakaan.uns.ac.id digilib.uns.ac.id
commit to user
Diperoleh hasil sebagai berikut :
V/F = 0,7111
T = 12,787 °C
Komponen Zi Log P Po ki = Po/P xi yiH2 0.6823 17.8727 7.46E+17 6.54E+13 0.0000 0.9595CH4 0.1562 2.9919 981.4530 0.0861 0.4461 0.0384C6H6 0.1283 1.7178 52.2174 0.0046 0.4391 0.0020C7H8 0.0243 1.1624 14.5351 0.0013 0.0840 0.0001C12H10 0.0089 -3.2068 0.0006 0.0000 0.0308 0.0000
1.00 1.00 1.00Σyi - Σxi = 0
Dengan F = 6.162584138 kmol/jam , maka :
V = 0,7111 x 6.162584138 kmol/jam
= 4.38221358 kmol/jam
L = 6.162584138 - 4.38221358
= 1.780370557 kmol/jam
Neraca Massa Flash drum 1
Input outputKomponen arus F (8) arus L (14) arus V (9)
kmol/jam kg/jam kmol/jam kg/jam kmol/jam kg/jamH2 4.205 8.410 0.0000 0.000 4.205 8.409CH4 0.962 15.400 0.7942 12.707 0.168 2.693C6H6 0.791 61.659 0.7817 60.972 0.009 0.687C7H8 0.150 13.800 0.1495 13.757 0.000 0.043C12H10 0.055 8.448 0.0549 8.448 0.000 0.000Jumlah 107.716 95.884 11.833
107.716 107.716
Perhitungan Neraca Massa Flash Drum 2
Kondisi operasi flash drum 2 = 1 atm
perpustakaan.uns.ac.id digilib.uns.ac.id
commit to user
Untuk distribusi komponen di fase uap dan di fase cair ditentukan dengan
flash Calculation.
Persamaan-persamaan yang digunakan :
xi = ( ) ; yi = ki .Zi1+(ki−1)V
F ……………………(1)
yi = ki.xi ………………………………………………………………….(2)
Σyi – Σxi = 0 ……………………………………………………………………………(3)
Algoritma perhitungan :
Diperoleh hasil sebagai berikut :
V/F = 0.4722
T = 12,55 °C
Komponen Zi Log P Po ki = Po/P xi yiH2 1.46E-14 17.8524 7.11E+17 9.36E+14 3.31E-29 3.10E-14CH4 0.4461 10.7726 5.92E+10 7.79E+07 1.21E-08 0.9446C6H6 0.4391 1.7126 5.15E+01 6.78E-02 0.7843 0.0532C7H8 0.0840 1.1565 1.43E+01 1.88E-02 0.1565 0.0030
C12H10 0.0308 -4.2172 6.06E-05 7.97E-08 0.0584 4.65E-09Jumlah 1.00 1.00 1.00
Σyi - Σxi = 0
Fi,Zi,P
Tebak V/F,T
Not ok ki = (T,P)
Σyi – Σxi = 0
Ok
perpustakaan.uns.ac.id digilib.uns.ac.id
commit to user
Dengan F = 1.780371 kmol/jam , maka :
V = 0,4722 x 1.780371 kmol/jam
= 0.840739502 kmol/jam
L = 1.780371 - 0.840739502
= 0,93963 kmol/jam
Neraca Massa Flash drum 2
input outputKomponen arus F (14) arus L (17) arus V (15)
kmol/jam kg/jam kmol/jam kg/jam kmol/jam kg/jamH2 0.000 0.000 0.000 0.000 0.000 0.000CH4 0.794 12.707 0.000 0.000 0.794 12.707C6H6 0.782 60.972 0.737 57.480 0.045 3.491C7H8 0.150 13.757 0.147 13.528 0.002 0.228C12H10 0.055 8.448 0.055 8.448 0.000 0.000Jumlah 95.884 79.457 16.427
95.884 95.884
Perhitungan Neraca Massa Menara Destilasi 1
Komponen kmol/jamC6H6 0.7369C7H8 0.1470C12H10 0.0549
Asumsi : 1. LK = C6H6
2. HK = C7H8
3. 99,9 % C6H6 diinginkan sebagai hasil atas
99,9 % C6H6 terikut sebagai hasil atas = 99,9 % x 0,7369 kmol/jam
= 0,7361 kmol/jam
perpustakaan.uns.ac.id digilib.uns.ac.id
commit to user
C6H6 yang terikut sebagai hasil bawah = C6H6 feed - C6H6 hasil atas
= 0,7369 – 0,7361
= 0,0007 kmol/jam
99,7 % C7H8 terikut sebagai hasil bawah = 99,7 % x 0,1470 kmol/jam
= 0,1466 kmol/jam
C7H8 yang terikut sebagai hasil atas = C7H8 feed - C7H8 hasil bawah
= 0,1470 – 0,1466
= 0,0004 kmol/jam
Komponen input arus (17) output (Distilat) arus (18) output (Bottom) arus (19)kmol/jam kg/jam kmol/jam kg/jam kmol/jam kg/jam
C6H6 0.7369 57.480 0.7362 57.4228 0.0007 0.0575C7H8 0.1470 13.528 0.0004 0.0406 0.1466 13.4879C12H10 0.0549 8.448 0 0 0.0549 8.4484
0.737 57.463 0.202 21.994
Total 0.939 79.457 0.939 79.457
Perhitungan Neraca Massa Menara Destilasi 2
Komponen kmol/jamC6H6 0.0007C7H8 0.1466C12H10 0.0549
Asumsi : 1. LK = C7H8
2. HK = C12H10
3. 99,5 % C7H8 diinginkan sebagai hasil atas
perpustakaan.uns.ac.id digilib.uns.ac.id
commit to user
99,5 % C7H8 terikut sebagai hasil atas = 99,5 % x 0,1466 kmol/jam
= 0,1459 kmol/jam
C7H8 yang terikut sebagai hasil bawah = C7H8 feed – C7H8 hasil atas
= 0,1466 – 0,1459
= 0,0007 kmol/jam
99,8 % C12H10 terikut sebagai hasil bawah = 99,8 % x 0,0549 kmol/jam
= 0,0548 kmol/jam
C12H10 yang terikut sebagai hasil atas = C12H10 feed - C12H10 hasil bawah
= 0,0549 – 0,0547
= 0,0001 kmol/jam
Komponen input arus (19) output (Distilat) arus (21) output (Bottom) arus (20)kmol/jam kg/jam kmol/jam kg/jam kmol/jam kg/jam
C6H6 0.0007 0.057 0.0007 0.0575 0.0000 0.0000C7H8 0.1466 13.488 0.1459 13.4204 0.0007 0.0674C12H10 0.0549 8.448 0.0001097 0.0169 0.0547 8.4315
0.147 13.495 0.055 8.499
Total 0.202 21.994 0.202 21.994
Cek Trial Diphenyl
Diphenyl hasil atas dari Menara Destilasi 2 = 0,0001097 kmol/jam
Diphenyl trial = 0.0001097 kmol/jam
Neraca Massa Dengan Kapasitas
Kapastitas pabrik tiap tahun : 300.000 ton/tahun
Kapasitas pabrik tiap jam :
300.000 × × × = 37878.788 kg/jam
perpustakaan.uns.ac.id digilib.uns.ac.id
commit to user
Benzene murni dalam produk = 99,9 % x 37878.788 kg/jam
= 37852.0348 kg/jam
Dari perhitungan basis didapat :
Umpan : Toluene (C7H8) = 1 kmol/jam
Hidrogen = 5 kmol/jam
Produk : Benzene (C6H6) = 57.4228 kg/jam
Untuk memperoleh produk benzene 37852.0348 kg/jam, maka umpan yang harus
disiapkan :
Umpan Toluene (C7H8) = 1 x .
. = 646 kg/jam
Umpan Toluene : Umpan H2 = 1 : 5
Umpan Hidrogen (H2) = 5 x 646 kg/jam = 3230 kg/jam
Neraca Massa Reaktor
input outputKomponen arus (6) arus (7)
kmol/jam kg/jam kmol/jam kg/jamH2 3230 6460 2702.118 5404.237CH4 72.658 1162.535 621.758 9948.135C6H6 4 312 510.663 39831.714C7H8 646 59432 96.900 8914.800C12H10 0.042 6.547 21.261 3274.196Jumlah 3952.701 67373.083 3952.701 67373.083
perpustakaan.uns.ac.id digilib.uns.ac.id
commit to user
Neraca Massa Flash Drum 1
input outputKomponen arus F (8) arus L (14) arus V (9)
kmol/jam kg/jam kmol/jam kg/jam kmol/jam kg/jamH2 2702.119 5404.237 0.0000 0.000 2702.118 5404.237CH4 621.758 9948.136 518.0431 8288.689 103.715 1659.446C6H6 510.663 39831.714 505.6807 39443.096 4.982 388.618C7H8 96.900 8914.800 96.6393 8890.819 0.261 23.981C12H10 21.261 3274.197 21.2610 3274.197 0.000 0.000Jumlah 3952.701 67373.084 1141.935 59896.801 2810.766 7476.283
3952.701 67373.084 3952.701 67373.084
Kondisi : P = 15 atm ; V/F = 0,7111
T = 10,165 °C
Neraca Massa Flash Drum 2
input outputKomponen arus F (14) arus L (17) arus V (15)
kmol/jam kg/jam kmol/jam kg/jam kmol/jam kg/jamH2 0.000 0.000 0.000 0.000 0.000 0.000CH4 518.043 8288.689 0.000 0.000 518.043 8288.689C6H6 505.681 39443.096 485.845 37895.889 19.836 1547.207C7H8 96.639 8890.819 95.606 8795.780 1.033 95.039C12H10 21.261 3274.197 21.261 3274.196 0.000 0.000Jumlah 1141.624 59896.801 602.682 49965.866 539.253 9930.935
1141.624 59896.801 1141.935 59896.801
Kondisi : P = 1 atm ; V/F = 0,4722
T = 5 °C
perpustakaan.uns.ac.id digilib.uns.ac.id
commit to user
Neraca Massa Menara Destilasi 1
Komponen input arus (17) output (Distilat) arus (18) output (Bottom) arus (19)kmol/jam kg/jam kmol/jam kg/jam kmol/jam kg/jam
C6H6 485.845 37895.889 485.359 37857.993 0.486 37.896C7H8 95.606 8795.780 0.287 26.387 95.319 8769.393C12H10 21.261 3274.196 0.000 0.000 21.261 3274.196
485.646 37884.380 117.066 12081.485
Total 602.712 49965.865 602.712 49965.865
Neraca Massa Menara Destilasi 1
Komponen input arus (19) output (Distilat) arus (21) output (Bottom) arus (20)kmol/jam kg/jam kmol/jam kg/jam kmol/jam kg/jam
C6H6 0.4858 37.896 0.486 37.896 0.000 0.000C7H8 95.3195 8769.393 94.843 8725.546 0.477 43.847C12H10 21.2610 3274.196 0.043 6.548 21.218 3267.649
95.371 8769.989 21.695 3311.496
Total 117.066 12081.485 117.066 12081.485
perpustakaan.uns.ac.id digilib.uns.ac.id
commit to user
Neraca Massa Total
komponen INPUT (kg/jam) OUTPUT (kg/jam)
arus 1 arus 12 total arus 16 arus 18 arus 20 total
H2 0.000 2739.183 2739.183 1683.420 0.000 0.000 1683.420
CH4 0.000 20.007 20.007 8805.607 0.000 0.000 8805.607
C6H6 6.541 0.000 6.541 1668.262 37857.993 0.000 39526.255
C7H8 50689.943 0.000 50689.943 102.509 26.387 43.847 172.743
C12H10 0.000 0.000 0.000 0.000 0.000 3267.649 3267.649
jumlah 53455.674 53455.674
perpustakaan.uns.ac.id digilib.uns.ac.id
commit to user
LAMPIRAN C
PERHITUNGAN NERACA PANAS
Satuan : kJoule
T.reff : 25 0C = 298,15 K
Basis : 1 jam operasi
1. Tee 1
Panas masuk
Dari Kondensor MD-02 (CD-03)
T masuk = 80 0C
Komponen kmol ∫ Cp dT Q(kJoule)
C6H6 0,084 147,439 12,364
C7H8 550,978 167,086 92.060,923
Jumlah 551,061 167,084 92.073,287
Q1 = 92.073,287 kJoule
Dari Recycle Vaporizer (VP-01)
T masuk = 110,78 0C
Komponen Kmol ∫ Cp dT Q(kJoule)
C6H6 0,009 153,688 1,378
C7H8 137,742 173,875 23.949,836
Jumlah 137,751 173,873 23.951,213
Q3 = 23.951,213 kJoule
80oC 110,78oC
86,64 oC
perpustakaan.uns.ac.id digilib.uns.ac.id
commit to user
Q masuk = Q1 + Q3
= 115.983,631 kJoule
Panas Keluar
T keluar = 86,64 0C
Komponen Kmol ∫ Cp dT Q(kJoule)
C6H6 0,093 148.639 13,796
C7H8 688,719 168.385 115.969,835
Jumlah 688,812 115.983,631
Q keluar = Q2 = 115.983,631 kJoule
2. Tee 2
Panas masuk
Dari Vaporizer (VP-01)
T masuk = 110,78 0C
Komponen Kmol ∫ Cp dT Q(kJoule)
C6H6 0,084 108,467 9,096
C7H8 550,977 135,739 74.789,360
C12H10 0.000 213,552 0.000
Jumlah 551,061 74.798,456
Q4 = 74.798,456 kJoule
110,78oC 112,07 oC
110,83oC
perpustakaan.uns.ac.id digilib.uns.ac.id
commit to user
Dari Recycle Menara Distilasi 2 (MD-01)
T masuk = 112,07 0C
Komponen kmol ∫ Cp dT Q(kJoule)
C6H6 0,486 108,858 52,888
C7H8 94,843 136,204 12.917,999
C12H10 0,042 214,274 9,110
Jumlah 95,371 12.979,992
Q21 = 12.979,992 kJoule
Q masuk = Q4 + Q21
= 87.778,609 kJoule
Panas Keluar
T keluar = 110,83 0C
Komponen kmol ∫ Cp dT Q(kJoule)
C6H6 0,0570 108,525 61,827
C7H8 645,820 135,808 87.707,697
C12H10 0,042 213,659 9,084
Jumlah 646,432 87.778,609
Q keluar = Q5 = 87.778,609 kJoule
3. Tee 3
189.49 oC 44.4 oC
119.51oC
perpustakaan.uns.ac.id digilib.uns.ac.id
commit to user
Panas masuk
Dari Kompresor 1 (C-01)
T masuk = 189.490C
Komponen kmol ∫ Cp dT Q(kJoule)
C6H6 0,570 128,379 73,137
C7H8 645,820 159,622 103.086,958
C12H10 0,042 250,646 10,657
Jumlah 646,432 103.170,752
Q5 = 103.170,752 kJoule
Dari Tee 4
T masuk = 44,4 0C
Komponen kmol ∫ Cp dT Q(kJoule)
H2 3.230,000 28,941 93.479,059
CH4 72,658 36,647 2.662,695
C6H6 3,430 88,558 303,780
C7H8 0,179 112,049 20,109
C12H10 0.000 173,469 0,000
Jumlah 3.306,268 96.141,754
Q13 = 96.141,754 kJoule
Q masuk = Q5 + Q13
= 186.096,502 kJoule
perpustakaan.uns.ac.id digilib.uns.ac.id
commit to user
Panas Keluar
T keluar = 119,51 0C
Komponen kmol ∫ Cp dT Q(kJoule)
H2 3.230,000 29,119 94.055,201
CH4 72,658 40,877 2970,070
C6H6 4,000 110,121 440,483
C7H8 646,000 137,185 88.621,513
C12H10 0,042 217,184 9,234
Jumlah 3.952,701 186.096,502
Q keluar = Q6 = 186.096,502 kJoule
4. Furnace (F-01)
Panas masuk
Dari Tee3
T masuk = 119,510C
Komponen kmol ∫ Cp dT Q(kJoule)
H2 3.230,000 3627,659 11.717.338,999
CH4 72,658 9339,131 678.567,119
C6H6 4,000 11634,774 46.539,096
C7H8 646,000 18331,270 11.842.000,707
C12H10 0,042 2740,280 116,514
Jumlah 3.952,701 24.284.562,435
Q masuk = Q6 = 24.284.562,435 kJoule
perpustakaan.uns.ac.id digilib.uns.ac.id
commit to user
Panas Keluar
T keluar = 647 0C
Komponen kmol ∫ Cp dT Q(kJoule)
H2 3.230,000 32.759,504 105.813.197,905
CH4 72,658 96.627,398 7.020.800,530
C6H6 4,000 118.915,198 475.660,792
C7H8 646,000 185.741,892 119.989.262,429
C12H10 0,042 18.272,134 776,909
Jumlah 3.952,701 233.299.698,565
Q keluar = Q6 = 233.299.698,565 kJoule
Q furnace = Qkeluar – Qmasuk
= 233.299.698,565 kJoule - 24.284.562,435 kJoule
= 209.015.136,129 kJoule
5. Reaktor
Panas Masuk
Menentukan ΔH1
T masuk = 647 oC
Komponen kmol ∫ Cp dT Q(kJoule)
H2 3.230,000 32.759,504 105.813.197,905
CH4 72,658 96.627,398 7.020.800,530
C6H6 4,000 118.915,198 475.660,792
C7H8 646,000 185.741,892 119.989.262,429
C12H10 0,042 18.272,134 776,909
Jumlah 3.952,701 233.299.698,565
ΔH1 = Q6 = 233.299.698,565 kJ/jam
perpustakaan.uns.ac.id digilib.uns.ac.id
commit to user
Menentukan ΔHR0
Reaksi 1 : C6H5CH3 (g) + H2 (g) → C6H6 (g) + CH4 (g)
∆HR1o = ( ∆Hf
o C6H6 + ∆Hfo CH4 ) – (∆Hf
o C6H5CH3 + ∆Hfo H2)
= (82,930 + (-74,520) ) – (50,170 + 0)
= - 41,760 kJ/mol
Reaksi 2 : 2 C6H6 (g) C12H10 (g) + H2 (g)
∆HR2o = ( ∆Hf
o C12H10 + ∆Hfo H2 ) – ( 2. ∆Hfo C6H6 )
= ( 182,090 + 0 ) – ( 2 x 82,930)
= 16,230 kJ/mol
ΔHR0 = (-41,760) + (16,230)
= - 25,53 kJ/mol toluene bereaksi
= - 25,53 x 549.100 mol toluene bereaksi/jam
= - 14.018.523 kJ/jam
Total Panas Masuk = 233.299.698,565 + 14.018.523
= 247.318.221,523 kJoule
Panas Keluar
Menentukan ΔH2
Tkeluar = 638,7 oC
Komponen kmol ∫ Cp dT Q(kJoule)
H2 2702,118 32.192,07 86.986.776,636
CH4 621,759 94.958,25 59.041.094,721
C6H6 510,663 11.6857,1 59.674.621,010
C7H8 96,900 18.2560,5 17.690.111,503
C12H10 21,261 18.027,77 383.288,817
Jumlah 3.952,701 223.775.892,687
perpustakaan.uns.ac.id digilib.uns.ac.id
commit to user
ΔH2 = Q7 = 223.775.892,687 kJ/jam Panas yang diserap pendingin = total panas masuk – Q4
= 247.318.221,523 – 223.775.892,687
= 23.542.328,836 kJoule
6. Flash Drum 1 (FD-01)
Panas masuk:
Arus 8 (dari Reaktor ) :
T masuk = 25 0C
Entalpi fase cair :Komponen kmol ∫ Cp dT Q(kJoule)
H2 2702.118 - 92,862 - 250.923,944
CH4 621.759 - 1,152 - 716,382
C6H6 510.663 - 0,498 - 254,270
C7H8 96.900 - 0,569 - 55,115
C12H10 21.261 - 0,997 - 21,207
Jumlah 3.952,701 - 251.970,918
Q masuk = Q8 = - 251.970,918 kJoule
Panas Keluar
Entalpi penguapan :Komponen kmol λ Q(kJoule)
H2 2.702,118 1.419 3.836.750,799
CH4 103,997 8.520 886.059,696
C6H6 5,021 35.266 177.064,394
C7H8 0,263 39.067 10.272,707
C12H10 0,000 73.703 0,000
Jumlah 2.811,399 4.910.147,759
Qpenguapan = 4.910.147,759 kJoule
perpustakaan.uns.ac.id digilib.uns.ac.id
commit to user
Arus 9 (hasil atas flash drum)
T keluar = 10,16 0C
Komponen kmol ∫ Cp dT Q(kJoule)
H2 2.702,118 - 534,956 - 1.445.515,887
CH4 103,997 - 1.221,587 - 127.041,125
C6H6 5,021 - 1.541,650 - 7.740,432
C7H8 0,263 - 2.436,596 - 640,711
C12H10 0,000 - 426,151 0,000
Jumlah 2.811,399 - 1.580.938,156
Q5 = - 1.580.938,156 kJoule
Arus 14 (hasil bawah flash drum)
T keluar = 10,16 0C
Komponen kmol ∫ Cp dT Q(kJoule)
H2 0,000 - 362.139,279 0,000
CH4 517,762 - 4.338,718 -2.246.421,865
C6H6 505,642 - 2.025,823 -1.024.341,522
C7H8 96,637 - 2.319,516 -224.151,175
C12H10 21,261 - 4.057,471 -86.265,960
Jumlah 1.141,302 -3.581.180,522
Q14 = -3.581.180,522 kJoule
Q keluar = Qpenguapan + Q9 + Q14
= - 251.970,918 kJoule
perpustakaan.uns.ac.id digilib.uns.ac.id
commit to user
7. Flash Drum 2 (FD-01)
Panas masuk:
Arus 14 (dari FD-01 ) :
T masuk = 10,16 0C
Entalpi fase cair :
Komponen kmol ∫ Cp dT Q(kJoule)
H2 0,000 -362.138,894 0,000
CH4 517,762 2.090,308 1.082.869,634
C6H6 505,642 -2.025,821 - 1.024.418,573
C7H8 96,637 -2.319,513 - 224.156,226
C12H10 21,261 -4.057,466 - 86.265,864
Jumlah 1.141,302 - 251.971,030
Q14 = - 251.971,030 kJoule
Panas Keluar
Entalpi penguapan :
Komponen kmol λ Q(kJoule)
H2 0,000 1,409 0,000
CH4 518,043 8,392 4.347.228,439
C6H6 19,986 35,584 711.163,821
C7H8 1,042 39,316 40.970,891
C12H10 0,000 73,789 0,000
Jumlah 539,071 5.099.363,202
Qpenguapan = 5.099.363,202 kJoule
perpustakaan.uns.ac.id digilib.uns.ac.id
commit to user
Arus 15 (hasil atas flash drum)
T keluar = 5 0C
Komponen kmol ∫ Cp dT Q(kJoule)
H2 0,000 - 719,388 0,000
CH4 518,043 - 6.892,424 - 3.570.572,377
C6H6 19,986 - 2.059,591 - 41.162,389
C7H8 1,042 - 3.255,894 - 3.392,946
C12H10 0,000 - 574,288 0,000
Jumlah 539,071 - 3.615.127,713
Q15 = - 3.615.127,713 kJoule
Arus 17 (hasil bawah flash drum)
T keluar = 5 0C
Komponen kmol ∫ Cp dT Q(kJoule)
H2 0,000 - 479.413,134 0,000
CH4 0,000 - 5.676,909 0,000
C6H6 485,695 - 2.722,041 - 1.322.081,537
C7H8 95,597 - 3.119,597 - 298.224,852
C12H10 21,261 - 5.451,295 - 115.900,079
Jumlah 602,553 - 1.736.206,519
Q17 = - 1.736.206,519 kJoule
Q keluar = Qpenguapan + Q15 + Q17
= - 251.971,030 kJoule
perpustakaan.uns.ac.id digilib.uns.ac.id
commit to user
8. Menara Distilasi 1 (MD-01)
Panas yang dibawa umpan (hF) (Arus 17)
T umpan = 85,05 oC
Umpan dalam keadaan cair jenuh.
Komponen kmol ∫ Cp dT Q(kJoule)
C6H6 485,844 8.567.423 4.162.437,281
C7H8 95,606 9.735.275 930.753,672
C12H10 21,261 17.018.867 361.838,424
Jumlah 602,712 5.455.029,377
Q masuk = 5.455.029,377 kJoule
Panas yang dibawa hasil atas (hD) (Arus 18)
T atas = 80,24 oC
Komponen kmol ∫ Cp dT Q
C6H6 485,359 7.877,331 3.823.332,724
C7H8 0,287 8.953,343 2.567,988
C12H10 0,000 15.655,933 0,000
Jumlah 485,646 3.825.900,712
Panas yang dibawa hasil atas = 3.825.900,712 kJ
Panas yang dibawa hasil bawah (hB) (Arus 19)
T bawah = 117,6 oC
Komponen kmol ∫ Cp dT Q
C6H6 0,486 13.528,461 6.572,731C7H8 95,319 15.350,770 1.463.227,507
C12H10 21,261 26.733,080 568.372,464Jumlah
117,066 2.038.172,702
Panas yang dibawa hasil bawah = 2.038.172,702 kJ
perpustakaan.uns.ac.id digilib.uns.ac.id
commit to user
Panas vapor (HV)
T atas = 107,52 oC
Komponen kmol λ Q
C6H6 1.087,051 30,4264 33.075.058,974
C7H8 0,642 35,3948 22.737,033
C12H10 0,000 72,4613 0,000
Jumlah 1.087,694 30,4264 33.097.796,007
Panas vapor = 33.097.796,007 kJ
Menghitung beban kondensor (QC)
Vi.Hv - Qc = D.hD + Lo.hD
Vi.Hv - Qc = Vi.hD
Qc = Vi (Hv-hD)
Qc = 24.528.980,000 kJ
Menghitung beban reboiler (QR)
F . hF – QC + QR = D . hD + B . hB
QR = D . hD + B . hB - F . hF + QC
= 24.938.024,037 kJ
9. Menara Distilasi II (MD-02)
Panas yang dibawa umpan (hF) (Arus 19)
T umpan = 117,6 oC
Umpan dalam keadaan cair jenuh.
perpustakaan.uns.ac.id digilib.uns.ac.id
commit to user
Komponen kmol ∫ Cp dT Q
C6H6 0,486 13.512,6566 6.565,053
C7H8 95,319 15.332,8981 1.461.523,969
C12H10 21,261 26.702,4213 567.720,635
Jumlah 117,066 13.512,6566 2.035.809,658
Q masuk = 2.035.809,658 kJoule
Panas yang dibawa hasil atas (hD) (Arus 21)
T atas = 112,07 oC
Komponen kmol ∫ Cp dT Q
C6H6 0,486 8.411,736 4.086,798
C7H8 94,843 10.597,284 1.005.077,000
C12H10 0,042 16.699,185 710,012
Jumlah 95,371 1.009.873,810
Panas yang dibawa hasil atas = 1.009.873,810 kJ
Panas yang dibawa hasil atas (hO) (Arus 21)
T atas = 112,07 oC
Komponen kmol ∫ Cp dT Q
C6H6 0,008 12.672,9725 96,365
C7H8 3,470 14.383,1766 49.911,780
C12H10 0,156 25.070,5168 3.920,842
Jumlah 3,635 53.928,987
Panas yang dibawa hasil atas = 53.928,987 kJ
perpustakaan.uns.ac.id digilib.uns.ac.id
commit to user
Panas yang dibawa hasil bawah (hB) (Arus 11)
T bawah = 245,07 oC
Komponenkmol ∫ Cp dT Q
C6H6 0,000 36.103,088 0,000
C7H8 0,477 40.505,345 19.304,743
C12H10 21,218 67.253,353 1.427.015,214
Jumlah 21,695 1.446.319,957
Panas yang dibawa hasil bawah = 1.446.319,957 kJ
Panas vapor (HV)
T atas = 116.60 oC
Komponen kmol ∫ Cp dT λ Q
C6H6 0,504 13.373,306 27,709 20.720,196
C7H8 98,458 15.175,309 33,221 4.765.017,646
C12H10 0,044 26.432,003 71,745 4.333,394
Jumlah 99,006 4.790.071,236
Panas vapor = 4.790.071,236 kJ
Menghitung beban kondensor (QC)
Vi.Hv - Qc = D.hD + Lo.hO
Qc = Vi.Hv – D.hD – Lo.HO
Qc = 3.726.268,439 kJoule
Menghitung beban reboiler (QR)
F . hF – QC + QR = D . hD + B . hB
QR = D . hD + B . hB - F . hF + QC
= 4.146.652,548 kJoule
perpustakaan.uns.ac.id digilib.uns.ac.id
commit to user
LAMPIRAN D
PERANCANGAN REAKTOR
Fungsi :Tempat berlangsungnya reaksi antara gas H2 dengan uap toluene
membentuk benzene dan diphenyl
Jenis : Reaktor Alir Pipa (RAP) Multitube
Fase :Gas
Kondisi operasi : T = 920 K
P = 25 atm
non isothermal dan non adiabatic
Tujuan :
1. menentukan jenis reaktor
2. menentukan media pendingin
3. menentukan persamaan kecepatan reaksi
4. menyusun neraca massa dan neraca panas pada elemen tube
5. menentukan UD
6. menentukan jenis, ukuran dan susunan tube
7. menentukan dimensi shell
8. menghitung tebal dan panjang head
9. menghitung pressure drop sisi tube dan shell
10. menentukan waktu tinggal
11. menghitung panjang dan volume reaktor
12. menghitung diameter pipa pemasukan dan pengeluaran reaktor
1. Menentukan Jenis Reaktor
Tipe reaktor yang digunakan adalah Reaktor Alir Pipa (RAP) multitube non
isothermal non adiabatic. Tipe ini dipilih karena baik untuk reaksi yang
berjalan cepat dan eksotermis. Multitube dipilih karena baik untuk transfer
panas, karena reaksi termasuk highly exothermic.
perpustakaan.uns.ac.id digilib.uns.ac.id
commit to user
2. Menentukan Jenis Pendingin
Pendingin yang digunakan adalah Molten Salt jenis Hi Tech karena
mempunyai range suhu mendinginkan dari 300-1000oF.
3. Menentukan Persamaan Kecepatan Reaksi
Data kinetika reaksi Hidrodealkilasi Toluene.
Reaksi 1 : C7H8 + H2 → C6H6 + CH4
Reaksi 2 and 3 : 2 C6H6 C12H10 + H2
Hidrogen dan toluene bereaksi membentuk benzene dan metana pada reaksi 1,
dan diphenyl terbentuk pada reaksi kedua. Reaksi kedua merupakan reaksi
reversible, sehingga reaksi yang membentuk diphenyl disebut reaksi 2 dan
reaksi kebalikannya disebut reaksi 3.
Persamaan kecepatan reaksi dikalkulasi dan didapatkan nilai sebagai berikut:
r = 3.6858. 10 . exp −2.5616. 10T PP .
r = 0.62717. exp −1.5362. 10T Pr = 0.08124. exp −1.2237. 10T PPDimana r1. r2 dan r3 dalam lbmol/(min.ft3), T dalam K, dan Pj dalam psia
(www.engr.uky.edu)
4. Menyusun Neraca Massa Dan Neraca Panas Pada Elemen Volume
Reaksi yang terjadi :
C7H8 + H2 → C6H6 + CH4
2 C6H6 ↔ C12H10 + H2
Misal :
A = C7H8
B = H2
C = C6H6
D = CH4
E = C12H10
perpustakaan.uns.ac.id digilib.uns.ac.id
commit to user
Ditinjau suatu elemen volume dalam reaktor:
A. Neraca Massa Toluen Pada Elemen Volume Pada Keadaan Steady
Untuk sebuah tube:
Rate of input – Rate of output – Rate of reaction = Rate of accumulation
FA |z – FA |z+Z – A . z . (-r1) = 0
FA |z+Z – FA |z = – A . z . (-r1)
lim z 0
= – A . (-r1)
Karena FA = FA0 ( 1 – x1)
( .( )) = – A . (-r1)
− F = – A . (-r1)
dxdz = A . (−r )FUntuk Nt buah tube:
dxdz = A . (−r )F . Nt
B. Neraca Massa Benzene Pada Elemen Volume Pada Keadaan Steady
Untuk sebuah tube:
Rate of input – Rate of output – Rate of reaction = Rate of accumulation
FC |z – FC |z+Z – A . z . {(-r2) – (r3)} = 0
FC |z+Z – FC |z = – A . z . {(-r2) – (r3)}
lim z 0
= – A . {(-r2) – (r3)}
Karena FC = FC1 ( 1 – x2)
Z
FA |z FA |z+Z
Z Z
perpustakaan.uns.ac.id digilib.uns.ac.id
commit to user
( .( )) = – A . {(-r2) – (r3)}
− F = – A . {(-r2) – (r3)}
= .{( ) – ( )} Untuk Nt buah tube:
dxdz = A . {(−r2) – (r3)}F . NtC. Neraca Panas Pada Elemen Volume
Input – output + panas reaksi – panas yang diserap pendingin = akumulasi
∑Fi. Cpi (T − Tref)| − ∑Fi. Cpi (T − Tref)| ∆ + [F (dx (−∆Hr ) +F (dx (−∆Hr )] – Ud..ODt.z.(T-Tp).Nt = 0
lim∆ → ∑ . ( )| ∆ ∑ . ( )|∆ =
[F ( (−∆Hr ) + F ( (−∆Hr )]
– Ud. ..ODt.(T-Tp).Nt
(∑ Fi. Cpi + F . ∑ ∆Cp . x) = F ( (−∆Hr ) + F ( (−∆Hr )]
– Ud. ..ODt.(T-Tp).Nt
Dimana:
dxdz = A . (−r )F . Ntdxdz = A . {(−r2) – (r3)}F . Nt
Z
T |z
FA |z
T|z+Z
FA |z+Z
Z Z
Tp |z
Fp |z
Tp|z+Z
Fp |z+Z
perpustakaan.uns.ac.id digilib.uns.ac.id
commit to user
(∑ Fi. Cpi + F . ∑ ∆Cp . x) =[A. (−r ). (−∆Hr ) + A. {(−r ) − (r )}. (−∆Hr ) −Ud..ODt.(T-Tp)].Nt
dTdz = [A. (−r ). (−∆Hr ) + A. {(−r ) − (r )}. (−∆Hr ) − Ud. π. ODt. (T − Tp)]. Nt(∑ Fi. Cpi + F . ∑ ∆Cp . x)
D. Neraca Panas Pendingin Pada Elemen Volume
Input – output + panas yang diserap pendingin = akumulasi
F . Cp T − Tref | − F . Cp T − Tref | ∆ + Ud..ODt.z.(T-Tp).Nt =
0
lim∆ → . . |∆ . . |∆ = Ud..ODt.(T-Tp).Nt
F . Cp . = Ud..ODt.(T-Tp).Nt
= .π. .( )..
Dimana:
Fp = Laju alir pendingin, mol/menit
Cpp = Kapasitas panas pendingin, J/mol.K
5. Perhitungan UD
Karena digunakan multitube plug flow reactor maka perhitungan perpindahan
panas didekati dengan shell and tube heat exchanger.
Nilai UD dicari dengan cara berikut:
- Sisi tube
o Luas penampang total
a = Nt. a′t144. no Flow rate
G = Wa
perpustakaan.uns.ac.id digilib.uns.ac.id
commit to user
o Koefisien transfer panas pada lapisan film di dalam tube
h = 0,33. ID . Gμ
, cp . μk
, kIDo Koefisien film dalam tube yang disetarakan dengan luar tube
h = h IDODDimana:
a’t = luas area per tube, in2
n = jumlah pass
Wt = laju alir reaktan, lb/hr
IDt = diameter dalam tube, ft
t = viskositas fluida dalam tube, lb/ft.hr
cpt = kapasitas panas fluida dalam tube, Btu/lb.oF
kt = konduktivitas panas fluida dalam tube, Btu/(hr.ft2.(oF.ft))
- Sisi shell
o Clearence
C’ = PT - ODt
o Luas penampang aliran dalam shell
As = .’..
o Flow rate per luas area
G = Wao Diameter ekuivalen
de = 4(P . 0,5. (0,86 − 1).3,14. ODt4 )0,5.3,14. ODt
De = de12o Koefisien transfer panas pada lapisan film di luar tube
h = 0,36. ID . Gμ
, cp . μk
, kID
perpustakaan.uns.ac.id digilib.uns.ac.id
commit to user
o Koefisien transfer panas bersih (Btu/(hr.ft2.oF)
U = hio. ho(hio + ho)o Koefisien transfer panas kotor (Btu/(hr.ft2.oF)
U = Uc(1 + Rd. Uc)Dimana:
PT = jarak antar pusat tube (pitch), in
IDs= diameter dalam shell, in
B = jarak antar baffle, in
Wp= laju alir pendingin
S = viskositas fluida dalam shell, lb/(hr.ft)
cpS = kapasitas panas fluida dalam shell, Btu/lboF
kS = konduktivitas panas fluida dalam shell, Btu/(hr.ft2.(oF/ft))
Rd = dirt factor, hr.ft2.oF/Btu
Dari Tabel 10.10 Ludwig diperoleh nilai Rd untuk molten salt adalah
0.0005 hr.ft2.oF/Btu. Dalam perancangan digunakan Rd=0.0005
hr.ft2.oF/Btu.
6. Persamaan Data-Data Sifat Fisis Yang Digunakan
a. Kapasitas panas gas
cpi = Ai + Bi.T + Ci.T2 + Di.T
3 + Ei.T4
cpavg = (xi.cpi)
dimana :
xi = fraksi mol komponen i
T = suhu, K
cp = kapasitas panas gas, J/mol.K
Untuk mengubah satuan cp ke dalam Btu/lboF dibagi dengan 4.1868 . BM
perpustakaan.uns.ac.id digilib.uns.ac.id
commit to user
b. Viskositas gas
�i = (Ai + Bi.T + Ci.T2) x 10-4
= 1∑
Dimana :
wi = fraksi massa komponen i
T = suhu, K
viskositas, centipoises
Untuk mengubah satuan ke dalam lb/hr.ft dikali dengan 2,4191.
c. Konduktivitas panas gas
k = Ai + Bi.T + Ci.T2
kcamp = (ki.wi)
dimana:
wi = fraksi massa komponen i
T = suhu, K
k = konduktivitas panas, W/(m.K)
Untuk mengubah satuan k ke dalam Btu/(hr.ft.oF) dibagi dengan 1,73073
7. Menentukan Jenis, Ukuran Dan Susunan Tube
Spesifikasi tube (Tabel 10 Kern):
- Diameter luar tube (ODt) = 1,5 in
- No. BWG = 10
- Diameter dalam tube (IDt) = 1,25 in
- Flow area per tube (a_t) = 1,19 in2
- Tebal tube = 0,25
- Pitch (Pt) = 15/8
- Susunan tube = triangular
perpustakaan.uns.ac.id digilib.uns.ac.id
commit to user
Susunan tube yang dipilih adalah triangular pitch , dengan alasan:
a. Turbulensi yang terjadi pada susunan tube segitiga sama sisi lebih
besar dibandingkan dengan susunan bujur sangkar, karena fluida
yang mengalir di antara pipa yang letaknya berdekatan akan
langsung menumbuk pipa yang terletak pada deretan berikutnya.
b. Koefisien perpindahan panas konveksi (h) pada susunan segitiga
25% lebih tinggi dibandingkan dengan fluida yang mengalir dalam
shell pada susunan tube segi empat.
c. Jumlah tube yang dapat ditempatkan di dalam ukuran shell yang
sama dengan susunan bujur sangkar dapat lebih banyak.
- Jumlah tube (Nt) = 307
- Panjang tube (z) = 6 m (dari program matlab)
- UD = 31.196 Btu/(hr.ft2.oF)
8. Menentukan Dimensi Shell
- Diameter dalam shell (IDs) = 39 in (Tabel 9 Kern)
- Menghitung tebal minimum shell
Bahan yang digunakan shell terbuat dari Sarbon Steel SA 213 TP-304 (18
Crom - 8 Nickel) dengan spesifikasi:
f= 4500 psi
E= 0.85 %
Tebal shell dihitung dengan persamaan :
= .. − 0,6. +(persamaan 13.1 Brownell)
C Pt
perpustakaan.uns.ac.id digilib.uns.ac.id
commit to user
Di mana:
ts = tebal shell minimum yang diperlukan, in
P = design pressure, lb/in2
R = jari-jari dalam shell (0.5 IDs)
F = max allowable stress, psi
E = efisiensi pengelasan
C = corossion allowable, in
Faktor keamanan 20 %
P = 367,5 psi x 1,2
= 441 psi
r = 0.5.IDs
= 19.5 in
Tebal shell minimum yang diperlukan adalah :
= 441 . 19,54500.0.85 − 0,6 . 441 + 0,125 = 2,5403 in
Tebal shell (ts) = 2,625 in
Diameter luar shell (ODs) = 44,25 in
9. Data-data
Data umpan reaktor :
- Suhu umpan masuk (Tin) = 920 K
- Tekanan = 25 atm
- Laju alir umpan = 67.373,0839 kg/jam
Data Operasional :
- Diameter luar tube (ODt) = 1,5 in
- Diameter dalam tube (IDt) = 1,25 in
- Flow area per tube (a't) = 1,19 in2
- Suhu referensi (Tref) = 25 oC
- Jumlah tube = 307
perpustakaan.uns.ac.id digilib.uns.ac.id
commit to user
- Jumlah tube pass = 1
- Jumlah shell pass = 1
- Pitch (Pt) = 15/8
- Diameter shell (IDs) = 39 in
- Baffle spacing (B) = 10 in
- Panjang reaktor (m) = 6 m
Data pendingin:
- Suhu masuk pendingin = 421 K
- Tekanan = 1 atm
- Laju alir pendingin = 31.746,0317 kg/jam
10. Menghitung Pangjang dan Tebal Head
Bahan yang digunakan untuk head sama dengan shell dari Carbon Steel SA
213 TP-304 (18 Crom - 8 Nickel) dengan elliptical dished head.
Berdasarkan tabel 5.11 Brownell, didapatkan:
dish = IDs / 4 = 9,75 in
sf = 3 in
a = IDs / 2 = 19,5 in
b = sf + dish = 12,75 in
ke = a / b = 1,529
karena ke ≠ 2 maka tebal head dihitung dengan persamaan :
v = 16 (2 + ke )th = P . d . v2. f. E − 0,2. P + C
(persamaan 7.56 dan 7.57 ,
Brownell)
Dimana : th = tebal shell minimum yang diperlukan, in
d = diameter dalam spherical, in
v = 16 (2 + 1,529 ) = 0,723
perpustakaan.uns.ac.id digilib.uns.ac.id
commit to user
th = 441 . 39 . 0,7232. 4500 .0,85 − 0,2 .441 + 0,125 th = 1,7699 in diambil tebal 1,875 in
Panjang head dihitung dengan cara berikut :
OA (panjang head) = th + b
= 14,625 in
11. Menghitung Panjang Reaktor dan Volume Reaktor
- Panjang reaktor = 6 m (dari program matlab)
- Volume reaktor diperoleh dari volume shell ditambah 2 kali volume head.
Volume head = 0,000076.IDs3 (persamaan 5.14 Brownell)
= 0,000076. 393
= 4,508 ft3
Volume shell = /4.IDs2.z
= 3,14/4.(39/12)2.19,685
= 163,219 ft3
Volume reaktor = 2.volume head + volume shell
= 172,235 ft3
= 4,874 m3
dish = ID/4
t
sf
ID
perpustakaan.uns.ac.id digilib.uns.ac.id
commit to user
perpustakaan.uns.ac.id digilib.uns.ac.id
commit to user
PROGRAM MENGHITUNG PANJANG REAKTOR
%sub routine
function dydz=RAPpar(z,y)
global P Wo wm ODt IDt IDs a_t Nt n PT Rd Tref R Ud dhr Ud_hit BM BMm
BMm_avg To wo De Gs vismt xms Vt
%x1=y(1); %conversion first reaction
%x2=y(2); %conversion second reaction
%T=y(3); %reactant's temperature
%Tm=y(4); %molten salt's temperature
%REACTAN SIDE
%[H2 CH4 C6H6 C7H8 C12H10]
%molar flowrate
Fo=(wo.*1000/60)./6;%mol/min
%ractant's mol fraction
F(1)=(Fo(1)-Fo(4)*y(1))+(0.5*y(2)*(Fo(3)+Fo(4)*y(1)));
F(2)=Fo(2)+Fo(4)*y(1);
F(3)=(Fo(3)+Fo(4)*y(1))*(1-y(2));
F(4)=Fo(4)-Fo(4)*y(1);
F(5)=Fo(5)+(0.5*y(2)*(Fo(3)+Fo(4)*y(1)));
F=[F(1) F(2) F(3) F(4) F(5)];
perpustakaan.uns.ac.id digilib.uns.ac.id
commit to user
FT=sum(F);
xi=F./FT;
%reactan's mass fraction
W=F.*BM; %gram/min
Wt=sum(W);
Wi=W./Wt;
%physical properties of reaction side
%Heat capacity(yaws)
CpA=[25.399 34.942 -31.368 -24.097 -29.153];
CpB=[2.0178E-02 -3.9957E-02 4.7460E-01 5.2187E-01 7.6716E-01];
CpC=[-3.8549E-05 1.9184E-04 -3.1137E-04 -2.9827E-04 -3.4341E-04];
CpD=[3.1880E-08 -1.5303E-07 8.5237E-08 6.1220E-08 -3.7724E-08];
CpE=[-8.7585E-12 3.9321E-11 -5.0524E-12 1.2576E-12 4.6179E-11];
Cpmol=CpA+CpB.*y(3)+CpC.*y(3)^2+CpD.*y(3)^3+CpE.*y(3)^4; %J/molK
Cpmol_avg=sum(xi.*Cpmol); %J/mol.K
BM_avg=sum(BM.*xi); %g/mol
Cpgram_avg=Cpmol_avg/BM_avg;%J/g.K
Cpt=Cpgram_avg*453.5924*274/(1054.4*33.8);%Btu/lb.F
perpustakaan.uns.ac.id digilib.uns.ac.id
commit to user
%viscosity
visA=[27.758 3.844 -0.151 1.787 13.498];
visB=[2.1200E-01 4.0112E-01 2.5706E-01 2.3566E-01 2.4098E-01];
visC=[-3.2800E-05 -1.4303E-04 -8.9797E-06 -9.3508E-06 -2.9320E-05];
Vis=(visA+visB.*y(3)+visC.*y(3)^2)*10^-4; %cP
vis=Vis.*2.4191; %lb/ft.hr
vis_t=1/sum(Wi./vis);
%Thermal Conductivity
kA=[-0.01060 -0.00935 -0.00565 -0.00776 -0.00788];
kB=[7.8123E-05 1.4028E-04 3.4493E-05 4.4905E-05 4.2910E-05];
kC=[-5.0028E-10 3.3180E-08 6.9298E-08 6.4514E-08 3.4569E-08];
ko=kA+kB.*y(3)+kC.*y(3)^2; %W/m.K
k=ko.*(3600*0.3048*274/(1054.4*33.8)); %Btu/hr.ft.F
kt=sum(k.*Wi);
%Density
rho=P.*BM./(R*y(3));
rho_camp=1/sum(Wi./rho); %gram/cm3
%Volume rate of reactant
Vt=Wt/rho_camp; %cm3/min
%reactan concentration
C=F./Vt;%mol/cm3
perpustakaan.uns.ac.id digilib.uns.ac.id
commit to user
Ckonv=C./(453.59*28316.85); %lbmol/ft^3
%Reactant pressure
wtot=sum(wo);
ya=wo./wtot;
Pa=ya.*P;%atm
Pat=Pa./14.7;%psia
%MOLTENSALT SIDE
%we use moltensalt as reactor's cooler
%moltensalt=[NaNO2 NaNO3 KNO3]
Fmi=wm.*1000/60; %mol/min
Fm=sum(Fmi);
%PHYSICAL PROPERTIES OF MOLTENSALT SIDE
%Heat Capacity
Cpmt=0.373; %Btu/lb.F
cpmt=Cpmt*4184*BMm_avg*274/(33.8*1000) %J/mol.K
%Viscosity
Vismt=-0.00000000000110577*y(4)^5+0.00000000404735*y(4)^4-
0.00000584054*y(4)^3+0.004167102*y(4)^2-1.48199155*y(4)+215.1416667;
%cP
vismt=Vismt*2.4191; %lb/ft.hr
perpustakaan.uns.ac.id digilib.uns.ac.id
commit to user
%thermal conductivity
kmt=0.000000000547541*y(4)^3-
0.00000112012*y(4)^2+0.000553551*y(4)+0.174569041; %Btu/hr.ft.F
%density
rhomt=(-0.025*y(4))+130.5; %lb/ft^3
%Ud
Wtube=Wt*60/453.59; %lb/hr
IDtube=IDt/12;%ft
Wshell=Fm*BMm_avg*60/453.59;%lb/hr
%tube side
at=Nt*a_t/(144*n);%ft2
Gt=Wtube/at;%lb/hr.ft2
hi=0.027*((IDtube*Gt/vis_t)^0.8)*((Cpt*vis_t/kt)^(1/3))*(kt/IDtube);%Btu/hr.ft2
.F
hio=hi*IDt/ODt;%Btu/hr.ft2.F
%shell side
Clearance=PT-ODt;%in
B=IDs;%in
as=IDs*Clearance*B/(144*PT);%ft2
Gs=Wshell/as;%lb/hr.ft2
de=(4*((0.5*(PT^2)*0.86)-((0.5*3.14*(ODt^2))/4)))/(0.5*3.14*ODt);%in
De=de/12;%ft
perpustakaan.uns.ac.id digilib.uns.ac.id
commit to user
vis_s=vismt;%lb/ft.hr
Cps=Cpmt;%Btu/lb.F
ks=kmt;%Btu/hr.ft.F
ho=0.36*((De*Gs/vis_s)^0.55)*((Cps*vis_s/ks)^(1/3))*(ks/De);%Btu/hr.ft2.F
Uc=hio*ho/(hio+ho);%Btu/hr.ft2.F
Ud_hit=Uc/(1+Rd*Uc);%Btu/hr.ft2.F
Ud=Ud_hit*1054.4*33.8/(60*929.0304*274);%J/min.cm2.K
%Heat of reaction
dhf298=[0 -74520 82930 50170 182090];%J/mol
dhr298(1)=dhf298(3)+dhf298(2)-dhf298(1)-dhf298(4);
dhr298(2)=dhf298(5)+dhf298(1)-2*dhf298(3);
dcpa(1)=CpA(3)+CpA(2)-CpA(1)-CpA(4);
dcpa(2)=CpA(5)+CpA(1)-2.*CpA(3);
dcpb(1)=CpB(3)+CpB(2)-CpB(1)-CpB(4);
dcpb(2)=CpB(5)+CpB(1)-2.*CpB(3);
dcpc(1)=CpC(3)+CpC(2)-CpC(1)-CpC(4);
dcpc(2)=CpC(5)+CpC(1)-2.*CpC(3);
dcpd(1)=CpD(3)+CpD(2)-CpD(1)-CpD(4);
dcpd(2)=CpD(5)+CpD(1)-2.*CpD(3);
dcpe(1)=CpE(3)+CpE(2)-CpE(1)-CpE(4);
dcpe(2)=CpE(5)+CpE(1)-2.*CpE(3);
perpustakaan.uns.ac.id digilib.uns.ac.id
commit to user
dcp=dcpa+dcpb.*y(3)+(dcpc.*(y(3)^2))+(dcpd.*(y(3)^3))+(dcpe.*(y(3)^4));%J/m
ol.K
int_cp=(dcpa.*(y(3)-Tref))+(dcpb./2*((y(3)^2)-Tref^2))+(dcpc./3*((y(3)^3)-
Tref^3))+(dcpd./4*((y(3)^4)-Tref^4))+(dcpe./5*((y(3)^5)-Tref^5));
dhr=dhr298+int_cp;%J/mol
%reaction kinetics
ra(1)=3.6858E06*exp(-
2.5616E04/y(3))*Ckonv(4)*(Ckonv(1)^0.5)*(3.57458*y(3))^(3/2);%lbmol/min.ft
3 dengan ketetapan R=3.57458btu/lbmol.K
ra(2)=0.62717*exp(-
1.5362E04/y(3))*(Ckonv(3)^2)*((3.57458*y(3))^2);%lbmol/min.ft3
ra(3)=-0.08124*exp(-
1.2237E04/y(3))*Ckonv(5)*Ckonv(1)*((3.57458*y(3))^2);%lbmol/min.ft3
r=ra.*1.601846E-02;%mol/min.cm3
%Partial differential Equation
A=3.14/4*(IDt*2.54)^2;%cm2
Ar=A.*r;
Fc1=Fo(3)+(Fo(4)*y(1));
dx1dz=(Ar(1)*Nt/Fo(4));
dx2dz=((Ar(2)-Ar(3))*Nt/Fc1)*10^11;
dTdz=((Fo(4)*(dx1dz)*(-dhr(1)))+(Fc1*(dx2dz)*(-dhr(2)))-
(Ud*3.14*(ODt*2.54)*(y(3)-
y(4)))*Nt)/((sum(F.*Cpmol))+(Fo(4)*(sum(dcp.*y(1)))));
dTmdz=((Ud*3.14*(ODt*2.54)*(y(3)-y(4))*Nt)/(Fm.*cpmt));
perpustakaan.uns.ac.id digilib.uns.ac.id
commit to user
dydz=[dx1dz; dx2dz; dTdz; dTmdz];
%Program Utama
clear all, clc, close all
global P Wo wm ODt IDt IDs a_t Nt n PT Rd Tref R Ud dhr Ud_hit BM BMm
BMm_avg To wo De Gs vismt xms Vt
%x1=y(1); %conversion first reaction
%x2=y(2); %conversion second reaction
%T=y(3); %reactant's temperature
%Tm=y(4); %molten salt's temperature
%REACTAN SIDE
%[H2 CH4 C6H6 C7H8 C12H10]
To=920 %K
P=25 %atm
Pm=1 %atm
wo=[3230 72.6584867 4 646 0.04251995];%kmol/jam
BM=[2 16 78 92 154];
Wo=wo.*BM;%kg/jam
G=sum(Wo)
perpustakaan.uns.ac.id digilib.uns.ac.id
commit to user
%Molten Salt
%[NaNO2 NaNO3 KNO3]
wm=(14.4).*[4.995004995 0.874125874 6.618381618];%kmol/jam
BMm=[62 78 94];
Wm=wm.*BMm;%kg/jam
sum(Wm);
Tmo=421%K
xms=wm./sum(wm);
BMm_avg=sum(BMm.*xms);
disp 'tube dimension'
%SA 213 18 Cr - 8 Ni
ODt=1.5%tube outside diameter, in
IDt=1.23%tube inside diameter, in
IDs=39%shell inside diameter, in
a_t=1.19%flow area per tube, in2
PT=15/8%pitch
Nt=307%number of tube
n=1%number of passes
Tref=298;%reference temperature
R=82.0;%cm3.atm/mol.K
Rd=0.0005%dirt factor hr.ft2.F/Btu
perpustakaan.uns.ac.id digilib.uns.ac.id
commit to user
BWG=10
disp 'shell dimension'
%SA 213 18 Cr - 8 Ni
%max operation 1200F
%IDs=39 inch
f=4500;%psi (tensile strength)
E=0.85%welding efficiency
Pd=1.2*P*14.7%psi design pressure
Rs=0.5*IDs%jari2, in
c=1/8;
ts_min=(Pd*Rs/(f*E-0.6*Pd))+c%tebal shell min, in
ts=21/8%in
ODs=IDs+2*ts%outer diameter of shell, in
disp 'head dimension'
disp 'elliptical head'
disp 'from table 5.11 Brownell'
dish=IDs/4%in
sf=3%in
a=IDs/2%jari2 head, in
b=sf+dish%tinggi head, in
ke=a/b%knuckle radius
perpustakaan.uns.ac.id digilib.uns.ac.id
commit to user
disp 'because ke =/= 2 so'
ve=1/6*(2+ke^2)
th_min=(Pd*IDs*ve/(2*E*f-0.2*Pd))+c%head thickness, in
th=15/8%in
vh=0.000076*(IDs^3)%volume head, ft3
disp 'head length'
disp 'from table 5.11 Brownell for th=0.625 in'
head_length=b+th%in
%Solve the differential eqution
yo=[0 0 To Tmo];%initial condition
zs=linspace(0,600,50);%reactor length,cm
[z,y]=ode45(@RAPpar,zs,yo);
%show the result as table
disp ' z x1 x2 T Tm'
disp '----------------------------------------------------------------------'
disp([z,y]);
x1=y(end,1)
x2=y(end,2)
zR=z(end)
t=((zR*(a_t*2.54^2)*Nt)/Vt)*60
perpustakaan.uns.ac.id digilib.uns.ac.id
commit to user
%Show the result as graphic
figure(1)
plot(z,y(:,1),'r',z,y(:,2),'b')
legend('x1','x2')
figure(2)
plot(z,y(:,3),z,y(:,4))
legend('reaction temperature','molten salt temperature')
RUN PROGRAM REAKTOR
To = 920
P = 25
Pm = 1
G = 6.7373e+004
Tmo = 421
tube dimension
ODt = 1.5000
IDt = 1.2300
IDs = 39
a_t = 1.1900
PT = 1.8750
Nt = 307
n = 1
perpustakaan.uns.ac.id digilib.uns.ac.id
commit to user
Rd = 5.0000e-004
BWG = 10
shell dimension
E = 0.8500
Pd = 441
Rs = 19.5000
ts_min = 2.5403
ts = 2.6250
ODs = 44.2500
head dimension
elliptical head
from table 5.11 Brownell
dish = 9.7500
sf = 3
a = 19.5000
b = 12.7500
ke = 1.5294
because ke =/= 2 so
ve = 0.7232
th_min = 1.7699
th = 1.8750
perpustakaan.uns.ac.id digilib.uns.ac.id
commit to user
vh = 4.5082
head length
from table 5.11 Brownell for th=0.625 in
head_length = 14.6250
z x1 x2 T Tm
--------------------------------------------------------------------------------------------------
0 0 0 920.0000 421.0000
12.2449 0.0280 0.0003 921.2137 421.5252
24.4898 0.0561 0.0004 922.4406 422.0516
36.7347 0.0844 0.0006 923.6782 422.5790
48.9796 0.1127 0.0008 924.9232 423.1076
61.2245 0.1412 0.0010 926.1718 423.6372
73.4694 0.1696 0.0013 927.4197 424.1680
85.7143 0.1981 0.0016 928.6621 424.6998
97.9592 0.2265 0.0020 929.8934 425.2328
110.2041 0.2548 0.0024 931.1075 425.7668
122.4490 0.2830 0.0029 932.2978 426.3019
134.6939 0.3109 0.0035 933.4568 426.8381
146.9388 0.3386 0.0041 934.5768 427.3752
159.1837 0.3659 0.0048 935.6495 427.9132
perpustakaan.uns.ac.id digilib.uns.ac.id
commit to user
171.4286 0.3929 0.0056 936.6663 428.4522
183.6735 0.4193 0.0064 937.6184 428.9919
195.9184 0.4452 0.0073 938.4970 429.5324
208.1633 0.4705 0.0084 939.2933 430.0735
220.4082 0.4950 0.0095 939.9990 430.6152
232.6531 0.5188 0.0107 940.6065 431.1573
244.8980 0.5418 0.0119 941.1085 431.6997
257.1429 0.5639 0.0133 941.4988 432.2424
269.3878 0.5851 0.0148 941.7725 432.7851
281.6327 0.6054 0.0163 941.9256 433.3278
293.8776 0.6246 0.0180 941.9555 433.8703
306.1224 0.6429 0.0197 941.8608 434.4125
318.3673 0.6602 0.0215 941.6414 434.9542
330.6122 0.6765 0.0234 941.2984 435.4953
342.8571 0.6917 0.0254 940.8339 436.0357
355.1020 0.7061 0.0274 940.2512 436.5752
367.3469 0.7195 0.0295 939.5542 437.1137
379.5918 0.7320 0.0316 938.7477 437.6510
391.8367 0.7436 0.0339 937.8370 438.1871
404.0816 0.7545 0.0361 936.8276 438.7218
416.3265 0.7645 0.0384 935.7254 439.2551
perpustakaan.uns.ac.id digilib.uns.ac.id
commit to user
428.5714 0.7738 0.0408 934.5364 439.7867
440.8163 0.7825 0.0432 933.2666 440.3167
453.0612 0.7904 0.0456 931.9221 440.8450
465.3061 0.7978 0.0481 930.5085 441.3714
477.5510 0.8047 0.0506 929.0316 441.8958
489.7959 0.8110 0.0531 927.4966 442.4183
502.0408 0.8168 0.0556 925.9088 442.9388
514.2857 0.8222 0.0581 924.2730 443.4571
526.5306 0.8272 0.0607 922.5937 443.9732
538.7755 0.8318 0.0632 920.8752 444.4872
551.0204 0.8360 0.0657 919.1214 444.9989
563.2653 0.8399 0.0683 917.3361 445.5083
575.5102 0.8436 0.0708 915.5226 446.0154
587.7551 0.8469 0.0733 913.6842 446.5201
600.0000 0.8500 0.0758 911.8237 447.0225
x1 = 0.8500
x2 = 0.0758
zR = 600
t = 2.5839
perpustakaan.uns.ac.id digilib.uns.ac.id
commit to user
Gambar Konversi vs Panjang Reaktor
perpustakaan.uns.ac.id digilib.uns.ac.id
commit to user
Gambar Temperatur vs Panjang Reaktor