Download - PEMBUATAN PARAXYLENE

BAB II Deskripsi Proses

Pra Rancangan Pabrik Paraxylene Proses Disproporsionasi Toluene

29

BAB II

DESKRIPSI PROSES

2.1. SPESIFIKASI BAHAN BAKU DAN PRODUK

2.1.1. Bahan Baku Toluene

Fasa : cair

Kenampakan : jernih

Kemurnian : min 99,0 % wt

Impuritas

- p-xylene : max 0,50 % wt

- m-xylene : max 0,30 % wt

- o-xylene : max 0,20 % wt

2.1.2. Bahan Baku Hidrogen

Fasa : gas

Kenampakan : tidak berwarna

Tekanan : 1 atm


Impuritas

CH4 : max 0,1 % wt



30

2.1.3. Bahan Pembantu Katalis Zeolite ZSM-5

Fasa : padat

Bentuk : pellet

Diameter : 2 mm

Ukuran pori –pori : 2 – 4,3 Ả

Bulk density : 1,79 g/cm3

Carrier : Alumina Silikat dengan ratio 8032

2 OAl

SiO

2.1.4. Produk Utama Paraxylene

Fasa : cair

Kenampakan : jernih

Kemurnian : min 99,5 %wt

Impuritas

- m-xylene : max 0,30 % wt

- o-xylene : max 0,15 % wt

- toluene : max 0,05 % wt

2.1.5 Produk Samping Benzene

Fasa : Cair

Kenampakan : jernih kekuningan


Impuritas

- Toluene : max 2,0 % wt



31

2.2 KONSEP PROSES

2.2.1. Latar Belakang Proses

Proses pembuatan p-xylene melalui reaksi disproporsionasi toluene

dengan katalis ZSM-5 pada prinsipnya adalah pemindahan gugus metyl dari

suatu molekul toluene ke molekul toluene lainnya. Dengan jalan 2 mol toluene

masuk berdifusi ke dalam permukaan katalis melalui pori-porinya, difusi dapat

berjalan dengan cepat. Senyawa toluene yang kehilangan gugus metilnya akan

menjadi benzene dan senyawa toluene yang lain akan menerima gugus metylnya

membentuk mixed xylenes (orto, meta dan para-xylene).

Orto dan metaxylene yang terbentuk kemudian akan berisomerisasi

dengan cepat dalam pori-pori katalis ZSM-5 membentuk p-xylene. Benzene yang

terbentuk dari reaksi disproporsionasi toluene dapat dengan cepat meninggalkan

permukaan katalis, kemudian diikuti dengan paraxylene yang terbentuk

sedangkan o-xylene dan m-xylene lebih lama waktu tinggalnya dalam katalis

(difusivitasnya lebih rendah daripada difusivitas p-xylene) dan lebih jauh akan

mengalami reaksi isomerisasi menjadi p-xylene sebelum keduanya meninggalkan

permukaan katalis dengan gerakan difusi yang lambat.

Jadi dalam reaksi dengan proses disproposionasi toluene ini, 2 mol toluene

akan pecah menjadi 1 mol benzene dan 1 mol xylene, reaksi yang terjadi

ditunjukan oleh skema berikut :



32

CH3

+

CH3

CH3

2

TOLUENE BENZENE XYLENE

Gambar 2.1. Reaksi Disproporsionasi Toluene

Proses disproposionasi toluene secara teoritis campuran yang terjadi

adalah equimolar : 50% benzene dan 50% xylene. Tetapi pada kenyataannya yang

diperoleh dari hasil reaksi adalah 37% benzene dan 55% xylene ( Mc Ketta,

hal 257 )

Xylene yang terjadi pada reaksi ini adalah merupakan campuran antara

isomer-isomer xylene ( mixed xylenes ). Paraselectivity adalah merupakan jumlah

proporsi paraxylene dalam total campuran xylene yang terbentuk dari reaksi.

Kenaikan paraselectivity-nya dalam katalis disebabkan karena adanya kontrol

difusi secara selective dari pori-pori katalis. Selain reaksi utama diatas, dalam

proses ini juga terjadi reaksi sekunder yaitu reaksi isomerisasi o-xylene dan

m-xylene dan akhirnya akan menjadi p-xylene yang diinginkan

CH3 CH3

CH3

o-xylenem-xylene

p-xylene

CH3

CH3

CH3

ACID ACID

Gambar 2.2. Reaksi Isomerisasi Xylene



33

2.2.2. Mekanisme Reaksi

Reaksi disproporsionasi adalah suatu reaksi kimia dimana suatu zat bisa

berfungsi baik sebagai oksidator maupun reduktor ( autoredoks ). Konsep

disproporsionasi ini dapat dilihat dari mekanisme reaksi yang secara molekuler

dapat dijelaskan sebagai berikut :

Si4+ + 2e- Si2+

H2 2H+ + 2e-

C6H5CH3 + H+ C6H6 + CH3+

C6H6CH3 + CH3+ C6H4(CH3)2 + H+

2H+ + Si2+ Si4+ + H2

2C6H5CH3 C6H6 + C6H4(CH3)2

Mekanisme yang dapat ditinjau dari pembentukan gugus radikal sebagai berikut :

1. Mula-mula gas hidrogen diubah menjadi gugus radikal hydrogenium oleh

katalis Si.

2. Radikal hydrogenium ini masuk pada ikatan gugus alkyl dengan

aromatisnya, sehingga ikatan menjadi lemah dan mudah lepas membentuk

benzene dan gugus alkyl radikal yang bebas.

3. Gugus alkyl radikal ini lalu menyerang senyawa aromatis yang lain

sehingga ikatannya menjadi lemah terhadap gugus hidrogen membentuk

xylene dan radikal hydrogenium.

4. Dua radikal hydrogenium kemudian tereduksi membentuk gas hidrogen

kembali oleh katalis Si, demikian seterusnya.



34

Reaksi dapat digambarkan sebagai berikut :

H2 H+ + H+

( Journal of catalyst, Januari 1986 )

Dari kedua mekanisme reaksi diatas terlihat bahwa proses pemindahan

gugus alkyl tersebut memerlukan bantuan gas hydrogen untuk membentuk radikal

hydrogenium yang aktif maupun sebagai sumber proton/electron untuk reaksi

redoksnya ( disproporsionasinya ).

Pada 1 molekul toluene, penyerangan radikal hydrogenium terhadap

molekul toluene menunjukkan bahwa dalam hal ini toluene berfungsi sebagai

reduktor (menerima proton) lalu senyawa ini melepaskan gugus alkil radikal

membentuk benzene. Dalam hal ini toluene berfungsi sebagai oksidator (melepas



35

proton). Pada molekul toluene lainnya, penyerangan gugus alkil radikal terhadap

molekul toluene menunjukkan bahwa toluene berfungsi sebagai reduktor lalu

senyawa ini melepaskan gugus radiakal hydrogenium membentuk xylene. Dalam

hal toluene berfungsi sebagai oksidator. Jadi disini toluene berfungsi baik sebagai

oksidator maupun reduktornya (autoredoks).

Mekanisme reaksi pada katalis dapat dibagi dalam tahap-tahap sebagai berikut :

1. Adsorbsi pada permukaan katalis

toluene toluene ( s )

methyl methyl ( s )

pada kondisi ini membutuhkan tekanan dan suhu yang tinggi.

2. Reaksi aktivasi

toluene ( s ) toluene

methyl ( s ) methyl

pada kondisi ini membutuhkan suhu yang tinggi.

3. Reaksi pada permukaan katalis

toluene + methyl xylene ( s )

pada reaksi ini memerlukan pada suhu tinggi.

4. Deaktivasi

xylene ( s ) xylene ( s )

kemudian kembali akan mengaktifkan katalis, pada reaksi ini tidak

memerlukan suhu tinggi.



36

5. Desorbsi

xylene ( s ) xylene + s

2.2.2. Penggunaan Katalis

Pada reaksi disproporsionasi toluene menggunakan katalis yang berpori

(zeolite ZSM-5) agar diperoleh konsentrasi paraxylene yang tinggi pada campuran

xylene (mixed xylenes). Hal ini dapat dijelaskan dengan gambar berikut ini :

Gambar 2.4. Mekanisme isomerisasi xylene dalam katalis zeolite ZSM-5

Pada gambar 2.4 tampak bahwa reaksi trans-alkilasi toluene akan

membentuk benzene, o-xylene, m-xylene dan p-xylene tetapi dalam hal ini

benzene dapat berdifusi dengan cepat keluar dari katalis dan xylene yang

terbentuk akan mengalami isomerasi dengan cepat dalam pori – pori katalis.

Paraxylene dapat berdifusi keluar lebih cepat dibandingkan dengan isomer lainnya

(meta dan ortoxylene). Hal ini disebabkan orto dan metaxylene sulit keluar dari



37

pori - pori katalis, oleh karena itu keduanya berisomerisasi membentuk

paraxylene agar dapat keluar dari pori pori katalis. Fenomena di atas disebabkan

oleh efek “steotrip hindrance” pada masing – masing struktur molekulnya

(penghalang berdasarkan bentuk molekulnya).

Paraxylene relatif lebih mudah keluar dari pori – pori katalis karena

struktur molekulnya lebih “ramping” dibandingkan orto dan metaxylene yang

mempunyai sisi penghalang pada bagian kiri atau kanannya, yaitu gugus

methylnya.

Alasan lain yang mendukung pendapat ini adalah bentuk pori – pori dari

katalis yang dapat digambarkan seperti pada gambar 2.5. Pada gambar ini tampak

bahwa bentuk pori –pori katalis yang sebenarnya adalah bentuk mikroskopis yang

tidak teratur, sehingga bagi senyawa yang mempunyai bentuk molekul dengan sisi

penghalang akan sukar sekali untuk berdifusi keluar dari katalis tersebut. Dengan

demikian meta dan ortoxylene seperti dipaksa untuk berisomerisasi terlebih

dahulu membentuk paraxylene agar dapat berdifusi keluar dari katalis.

Gambar 2.5. Pori –pori katalis tempat terjadinya difusi dan reaksi kimia

(Reff. R. Byrond Bird, Stewart, WE, hal 534)



38

2.2.4. Kondisi Operasi dan Reaktor

Reaksi disproporsionasi toluena ini berlangsung pada suhu 390-400 0C,

tekanan 30 atm, WHSV = 4-4,5 hr-1 dan 0,5 H2/HC, pada fase gas menggunakan

jenis reaktor Fixed Bed Multitube Catalytic, menggunakan katalis zeolite ZSM-5.

Dari keterangan di atas diketahui bahwa reaksi berlangsung pada suhu tinggi dan

tekanan tinggi. Hal ini disebabkan karena alasan-alasan sebagai berikut :

Suhu yang tinggi diperlukan untuk berlangsungnya reaksi aktivasi dan

reaksi permukaan pada katalis yang digambarkan pada mekanisme reaksi.

Suhu yang tinggi ini diperlukan untuk proses desorbsi dari pori-pori

katalis.

Tekanan yang tinggi diperlukan untuk berlangsungnya proses adsorbsi

toluene pada permukaan katalis, dan sekaligus juga untuk mendorong

masuknya molekul atau uap toluene pada pori-pori katalis.

Sedangkan dalam perancangan ini dipilih suhu reaktan masuk reaktor

adalah 390C dan keluar pada suhu 400 0C pada tekanan 30 atm. Karena operasi

reaktor pada suhu yang tinggi serta reaksi yang berlangsung sangat eksotermis

maka reaktor yang digunakan adalah fixed bed multi tube catalitic reactor agar

tercapai suhu keluar dari reaktor tidak lebih dari 400C. Bentuk reaktor yang

dipilih berupa bejana yang berbentuk silinder yang teridiri dari tube – tube tempat

mengalirkan pendingin reaktor dan terdapat bed yang diisi katalis (zeolite

ZSM – 5).



39

Alasan-alasan dipilihnya reactor fixed bed multi tube adalah :

1. Reaksi yang terjadi bersifat sangat eksotermis sehingga memerlukan

pendingin karena perbedaan suhu pada dasar reactor dan puncak reactor

tidak berbeda jauh (ΔT = 10 0C).

2. Dari segi konstruksi dan perawatan relatif lebih mudah karena bentuknya

sederhana.

Reaksi Disproporsionasi toluene merupakan reaksi searah dan bersifat

eksotermis. Untuk mendapatkan hasil yang optimum dapat ditinjau dari segi

kinetika reaksi dan thermodinamika.

2.3. TINJUAN KINETIKA DAN THERMODINAMIKA

2.3.1. Tinjauan Kinetika

Tujuan tinjauan kinetika untuk mengetahui pengaruh suhu (T) terhadap

konstanta kecepatan reaksi (k) khususnya reaksi disproporsionasi toluene.

Reaksi disproporsionasi toluene merupakan reaksi orde dua, dengan

persamaan kecepatan reaksi sebagai berikut :

-rA = k PA2

dimana :

PA : tekanan reaktan

k : konstanta kecepatan reaksi

Menurut persamaan Arhenius :

k = A e-E/RT



40

Dalam hubungan ini :

k = Konstanta kecepatan reaksi

A = Faktor frekuensi tumbukan

E = Energi aktivasi

R = Konstanta gas universal

T = Temperatur mutlak

Dari persamaan Arhenius di atas, konstanta kecepatan reaksi ( k )

merupakan fungsi suhu ( T ), sehingga semakin tinggi temperature maka harga k

semakin besar. Oleh karena itu dari tinjauan kinetika reaksi dipilih pada suhu

yang tinggi, tetapi pemakaian suhu tinggi harus dibatasi tidak boleh terlalu, sebab

bila suhu reaksi tinggi ,maka akan terjadi reaksi samping yang merugikan yaitu

reaksi hydrodealkisasi toluene menjadi benzene dan metana, seperti yang

ditunjukan oleh reaksi di bawah ini

+ + CH4

CH3

H2

Toluene(g) Benzene(g) metana(g)

Gambar 2.6. Reaksi Hidrodealkilasi Toluene

Adanya reaksi diatas akan memperkecil konversi reaksi membentuk

p-xylene, dan terbentuknya gas CH4 dapat mengotori hasil reaksi sehingga

kemurnian produk yang ingin dicapai menjadi berkurang.



41

2.3.2. Tinjauan Thermodinamika

Tujuan tinjauan thermodinamika untuk mengetahui sifat reaksi yang

terjadi ditinjau dari panas pembentukan (∆Hf0) serta untuk mengetahui apakah

reaksi yang terjadi searah atau tidak ditinjau dari energi bebas Gibbs (∆Gf0).

Reaksi utama yang terjadi :

CH3

+

CH3

CH3

2

TOLUENE (g) BENZENE (g) XYLENE (g)

P = 30 atmT = 400 0C

ZSM-5

Proses Disproporsionasi Toluene dijalankan pada kondisi suhu 400 0C dan

tekanan 30 atm.

Ditinjau dari panas pembentukan ∆Hf0 (pada 298 0K) :

∆H0f = ∆Hf

0 produk - ∆Hf0 reaktan

= (∆Hf0 benzene + ∆Hf

0 p-xylene) – 2 (∆Hf0 toluene )

= (19,l82 + (-5,838)) – 2 (-11,95)

∆H0f = -9,918 kcal/mol

Dari perhitungan di atas tampak bahwa reaksi tersebut melepaskan panas

(reaksi eksotermis).

Ditinjau dari energi bebas Gibbs (∆Gf0) pada suhu 673 0K (400 0C) :

∆Gf0 = ∆Gf

0 produk - ∆Gf0 reaktan

= (∆Gf0 benzene + ∆Gf

0 p-xylene) – 2(∆Gf0 toluene )

= (30,898 + 28,952) – 2(29,228)

∆Gf0 = 1,394 kcal/gmol



42

ln K = -∆Gf0 / (RT)

= -1,394 / (1,987 x 673)

ln K = -0,001042

K = 0,999≈ 1

Harga konstanta kesetimbangan mendekati satu, berarti reaksi yang berlangsung

irreversible (searah). Dengan demikian reaksi Disproporsionasi Toluene adalah

reaksi yang bersifat eksotermis dan searah (irreversible)

Dari kedua tinjauan di atas disimpulkan tinjauan yang paling berpengaruh

untuk reaksi Disproporsionasi Toluene yaitu tinjauan kinetika sebab reaksi yang

berlangsung pada suhu yang tinggi dapat mempercepat kecepatan reaksi

membentuk produk, sedangkan dari tinjauan thermodinamika semakin tinggi suhu

maka kesetimbangan reaksi akan mengarah ke kiri sehingga dapat memperkecil

jumlah produk yang diinginkan sebab reaksi berlangsung secara eksotermis.



43

2.4 DIAGRAM ALIR PROSES

2.4.1 Langkah Proses

Proses pembuatan paraxylene pada perancangan ini melalui lima tahapan

langkah proses, yaitu tahap penyimpanan bahan baku, tahap penyiapan bahan

baku, tahap reaksi, tahap pemisahan dan pemurnian produk, tahap penyimpanan

produk.

A. Tahap Penyimpanan Bahan Baku

Tahap ini digunakan untuk menyimpan bahan baku sementara sebelum

digunakan untuk proses produksi. Bahan baku toluene disimpan dalam tanki fixed

roof T-01 karena dalam bentuk cair dan bersifat volatile pada suhu kamar

T = 30 0C dan P = 1 atm. Gas H2 dialirkan secara inline melalui pipa dari pabrik

tetangga dengan tekanan 1 atm.

B. Tahap Penyiapan Bahan Baku

Tahap ini ditujukan untuk menyiapkan bahan baku toluene dan H2 agar

siap diumpankan ke dalam reaktor sesuai dengan kondisi operasi yang telah

ditentukan. Tahap ini meliputi :

Pengubahan Fasa dan Menaikkan Tekanan Toluene

Fresh toluene dengan kemurnian min 99 %wt dipompa dari T-01 lalu

dicampur dengan toluene recycle yang berasal dari hasil atas kolom distilasi

D-02 dan filtrat xylene dari centrifuge (CF) di mixer M-01. Suhu

pencampuran ketiga aliran ini mencapai 86,6 oC. Kemudian dari M-01

campuran ini lalu dipompa ke vaporizer (V) untuk mengubah fasa dari cair



44

menjadi gas pada suhu 111,78 oC lalu tekanannya dinaikkan dari 1 atm

menjadi 8 atm dengan compressor sentrifugal C-01. Selanjutnya campuran

toluene ini dicampur dengan gas H2 (campuran H2 make-up dan recycle H2

dari separator gas-cair S-01) yang bertekanan 8 atm di mixer M-02. Karena

kondisi operasi reaktor pada suhu 390 0C dan tekanan 30 atm maka umpan

reaktor berupa gas ini dikompresi kembali ke dalam C-04 hingga 31 atm dan

dialirkan ke furnace (F) untuk menaikkan suhunya hingga mencapai 390 0C.

Toluene siap diumpankan ke dalam reaktor (R).

Menaikkan Tekanan Hidrogen

Gas hidrogen yang dibeli dari PT ALIndo Merak, Banten dialirkan secara

inline pada tekanan 1 atm lalu dikompresi hingga 8 atm dengan kompresor

C-03. Gas H2 make-up ini lalu dicampur dengan aliran gas H2 recycle yang

berasal dari separator gas-cair (S) setelah sebelumnya tekanannya dinaikkan

dari 1 menjadi 8 atm dengan kompresor C-02.

C. Tahap Reaksi

Reaksi yang terjadi di dalam reaktor adalah reaksi Disproporsionasi

Toluene membentuk paraxylene sebagai produk utama dan benzene sebagai

produk samping. Toluene sebagai bahan baku utama, hidrogen serta katalis padat

zeolite ZSM-5. Reaktor yang digunakan adalah reaktor fixed bed multi tube. Fasa

reaksi adalah gas-padat, dimana fasa gasnya adalah toluene dan hidrogen

sedangkan fasa padatnya adalah katalis zeolite ZSM-5. Proses berlangsung secara

non-isothermal non-adiabatis. Suhu reaksi antara 390 - 400 0C dan tekanan 30



45

atm. Reaksi yang terjadi adalah reaksi eksotermis sehingga perlu pendingin yang

mengalir melalui tube - tube. Pendingin yang digunakan dalam hal ini yaitu

Dowterm A.

D. Tahap Pemisahan dan Pemurnian Produk

Produk keluar dari reaktor berupa fasa gas pada suhu 400 0C dan tekanan

30 atm lalu tekananya diturunkan hingga 2 atm dengan ekspander EX dan

diembunkan di dalam kondensor CD-03 pada suhu 50 0C. Untuk proses

pemisahan antara fraksi gas hidrokarbon dengan fraksi cairan BTX (benzene,

toluene, xylene) maka produk ini dialirkan ke separator gas-cair (S). Gas H2

dikeluarkan dari atas pada T = 42,76 0C dan P = 1,1 atm untuk kemudian

direcycle ke M-02 dan sebagian purging agar tidak terjadi akumulasi bahan inert

(CH4) dalam siklus reaktor. Fraksi cairan berupa BTX dialirkan ke dalam kolom

distilasi D-01 pada T = 42,76 0C dan P = 1,1 atm untuk proses pemisahan benzene

dari campurannya. Hasil atas berupa destilat benzene dengan suhu 80,76 0C dan

tekanan 1 atm. Hasil bawah berupa campuran xylene dan toluene pada suhu

97,75 0C dan tekanan 1,2 atm

Hasil bawah D-01 lalu diumpankan ke dalam kolom distilasi D-02 untuk

memisahkan toluene dari campuran xylene. Diperoleh hasil atas berupa toluene

dalam pada suhu 110,78 0C dan tekanan 1 atm yang kemudian direcycle sebagai

umpan reaktor bergabung dengan fresh feed. Hasil bawah D-02 berupa cairan

mixed xylene pada suhu 154,97 0C dan tekanan 1,5 atm. Xylene ini didinginkan

secara bertahap dengan precooler yaitu HE-01 dan HE-02 sehingga suhu umpan



46

masuk ke kristalizer (CR) sebesar 50oC. Kristalizer digunakan untuk memisahkan

paraxylene dari campuran xylene berdasarkan perbedaan titik didih. Titik beku

paraxylene pada suhu 13,26 0C sedangkan orto dan metaxylene titik bekunya

dibawah -25 0C oleh karena itu kristalizer beroperasi pada suhu antara 0 – 10 0C

dengan pendingin amoniak (NH3). Hasilnya berupa slurry, campuran kristal di

dalam mother liquor yang kemudian dipisahkan di dalam centrifuge (CF). Filtrat

yang mengandung orto, meta dan sedikit paraxylene direcycle sebagai umpan

reaktor untuk diisomerisasi kembali membentuk paraxylene sedangkan kristal

paraxylene dilelehkan pada suhu 15 0C di dalam melter (ML) dengan pemanas

dari air (T = 30 0C) sehingga diperoleh paraxylene dalam fasa cair, dengan

kemurnian 99,5 %wt .

E. Tahap Penyimpanan Produk

Benzene yang diperoleh sebagai hasil atas D-02 dipompa menuju tanki

penyimpan berupa tanki fixed roof (T-02) pada kondisi T = 30 0C dan P = 1 atm

karena bersifat volatile.

Paraxylene dalam fasa cair dipompa dari ML menuju tanki penyimpan

berupa tanki fixed roof (T-03) pada kondisi T = 30 0C dan P = 1 atm karena

bersifat volatile juga. Kedua produk ini siap dipasarkan.

2.4.2. Diagram Alir Proses

Diaram alir proses dapat dilihat pada halaman berikutnya.



47

2.5 NERACA MASSA DAN NERACA PANAS

2.5.1 Neraca Massa

A. Neraca Massa di sekitar Reaktor

KOMPONENINPUT

(kg/jam)OUTPUT (kg/jam)

ARUS 5 ARUS 6Toluene 290705.41 201004.99Benzene 0.00 43559.35Paraxylene 5420.71 49128.36Metaxylene 4894.07 6876.52Ortoxylene 1643.46 2094.43H2 3283.90 3283.90CH4 3.03 3.03JUMLAH 305950.58 305950.58

B. Neraca massa di sekitar S-01

KOMPONEN INPUT (kg/jam) OUTPUT (kg/jam)ARUS 6 ARUS 7 ARUS 10

Toluene 201004.99 - 201004.99Benzene 43559.35 - 43559.35Paraxylene 49128.36 - 49128.36Metaxylene 6876.52 - 6876.52Ortoxylene 2094.43 - 2094.43H2 3283.90 3283.90 -CH4 3.03 3.03 -

JUMLAH 305950.583286.93 302663.65

305950.58

C. Neraca Massa Arus 7

KOMPONEN ARUS 7(kg/jam)

ARUS 9(kg/jam)

ARUS 8(kg/jam)

Toluene - - -Benzene - - -Paraxylene - - -Metaxylene - - -Ortoxylene - - -H2 3283.90 3120.46 163.44CH4 3.03 2.88 0.15

JUMLAH 3286.933123.34 163.59

3286.93



48

D. Neraca Massa disekitar D-01


Toluene 201004.99 979.72 200024.36Benzene 43559.35 43559.96 0.30Paraxylene 49128.36 - 49128.36Metaxylene 6876.52 - 6876.52Ortoxylene 2094.43 - 2094.43

JUMLAH 302663.6544539.68 258123.97

302663.65

E. Neraca Massa disekitar D-02


Toluene 200024.36 200003.17 21.19Benzene 0.30 0.03 0.00Paraxylene 49128.36 27.24 49101.12Metaxylene 6876.52 - 6876.52Ortoxylene 2094.43 - 2094.43

JUMLAH 258123.97200030.41 58093.26

258123.97

F. Neraca Massa Arus 13

Komponen Arus 13(kg/jam)

Arus 13b(kg/jam)

Arus 13a(kg/jam)

Toluene 200003.17 10375.31 189627.86Benzene - - -Paraxylene 27.24 1.51 24.21JUMLAH 200030.41 10376.82 189652.07

G. Neraca Massa Kristalizer (CR)

KOMPONENINPUT (kg/jam) OUTPUT (kg/jam)

ARUS 14 ARUS 15Cake Filtrat

Toluene 21.19 21.19 -Paraxylene 49101.12 44191.01 4910.11Metaxylene 6876.52 - 6876.52Ortoxylene 2094.43 - 2094.43JUMLAH

58093.2644212.20 13881.06

58093.26



49

H. Neraca Massa Centrifuge (C)


Toluene 21,19 - 21.19Paraxylene 49101.12 4884.99 44191.92Metaxylene 6876.52 4588.38 133.24Ortoxylene 2094.43 1440.68 66.62JUMLAH

58093.2613679.27 44413.99

58093.26

I. Neraca Massa Hidrogen

KOMPONEN INPUT (kg/jam) OUTPUT (kg/jam)

ARUS 2 ARUS 9 ARUS 4H2 163.44 3120.46 3283.90CH4 0.15 2.88 3.03

JUMLAH163.59 3123.34 3286.93

3286.93 3286.93

J. Neraca Massa di sekitar T-01


ARUS 1 ARUS 1 3a ARUS 16 ARUS 3Toluene 101071.50 189627.86 - 290705.41Benzene - - - -Paraxylene 511.50 24.21 4884.99 5420.71Metaxylene 305.69 - 4588.38 4894.07Ortoxylene 202.78 - 1440.68 1643.46

JUMLAH102097.53 189652.07 10914.05

302663.65302663.65



50

K. Neraca Massa Total di sekitar T-01


ARUS 3 ARUS 4 ARUS 5Toluene 290705.41 - 290705.41Benzene - - 0.00Paraxylene 5420.71 - 5420.71Metaxylene 4894.07 - 4894.07Ortoxylene 1643.46 - 1643.46H2 - 3283.90 3283.90CH4 - 3.03 3.03

JUMLAH302663.65 3286,93

305950.58305950.58

L. NERACA MASSA OVERALL


ARUS 1 ARUS 2 ARUS 8 ARUS 11 ARUS 13b ARUS 17Toluene 101071.50 - - 979.72 10375.31 22.21Benzene - - - 43559.96 - -Paraxylene 511.50 - - - 1.51 44191.92Metaxylene 305.69 - - - 133.24Ortoxylene 202.78 - - - - 66.62H2 - 163.44 163.44 - - -CH4 - 0.15 0.15 - - -

JUMLAH102097.53 163.59 163.59 44539.68 10376.82 44413.99

102261.12 102261.12



51

2.5.2. Neraca Panas

A. Neraca Panas di Mixer (M-01)

KOMPONEN INPUT OUTPUTQ1 (kJ/jam) Q25 (kJ/jam ) Q34 (kJ/jam ) Q2 (kJ/jam )

Toluene 865726.5076 29136443.4024 31629990.0430Paraxylene 4776.6901 3723.8935 1123986.1492 643954.6756Metaxylene 2635.3067 1416608.4311 534207.4607Ortoxylene 1792.2797 436428.5918 183971.1839

874930.7840 29140167.2959 2977023.1722TOTAL 32992123.3631 32992123.3631

B. Neraca Panas di Vaporizer

KOMPONEN INPUT OUTPUT

Q2 (Kj/jam) Q3 (kJ/jam)

Toluene 31629990.0430 151184652.3577Paraxylene 643954.6756 2748106.4634Metaxylene 534207.4607 2436566.3815Ortoxylene 183971.1839 835029.2537

32992123.3631Steam 124212231.0931TOTAL 157204354.4562 157204354.4562

C. Neraca Panas di Kompresor C-01

KOMPONENINPUT OUTPUT

Q3 (kJ/jam) Q4 (kJ/jam)Toluene 32870188.0350 50433455.8808Paraxylene 635538.1027 973579.7350Metaxylene 575196.9848 880927.8987Ortoxylene 200575.6760 305968.6754

34281498.7985Panas kompresi 18312433.3914TOTAL 52593932.1899 52593932.1899

D. Neraca Panas di Kompresor C-02


Q5A (kJ/jam) Q5B (kJ/jam)H2 23337.7779 425166.3998CH4 3.4148 68.1877




52

E. Neraca Panas di Kompresor C-03


Q5A (kJ/jam) Q5B (kJ/jam)H2 11664.2034 431033.1371CH4 1.7029 69.2307


F. Neraca Panas di Mixer (M-02)

KOMPONEN

INPUT OUTPUTQ4 (kJ/jam) Q5b (kJ/jam) Q6 (kJ/jam) Q7 (kJ/jam)

Toluene 50433455.8808 53458238.5267Paraxylene 973579.7350 1031741.5040Metaxylene 880927.8987 933519.6923Ortoxylene 305968.6754 324042.5506H2 425166.3998 8652003.9652 6209997.7000CH4 68.1877 1405.3048 972.9664

TOTAL

52593932.1899 425234.5875 8653409.270061672576.0475 61672576.0475

G. Neraca Panas di Kompresor C-04


Q7 (kJ/jam) Q8 (kJ/jam)

Toluene 53208111.91 90110480.01Paraxylene 1026932.466 1735786.075Metaxylene 929171.3086 1569947.871Ortoxylene 322548.7133 541831.3967H2 6184846.63 9659719.384CH4 968.7327662 1579.515125




53

H. Neraca Panas di Furnace (F)


Q8 (kJ/jam) Q9 (kJ/jam)Toluene 90110480.01 186973379.8621Paraxylene 1735786.075 3595273.0395Metaxylene 1569947.871 3249782.0758Ortoxylene 541831.3967 1112159.7191H2 9659719.384 17367274.8728CH4 1579.515125 3133.0428

103619344.2563Bahan bakar 108681658.3559TOTAL 212301002.6121 212301002.6121

I. Neraca Panas di Reaktor (R)

KOMPONEN

INPUT OUTPUT

Q9 (kJ/jam) Q10 (kJ/jam)Toluene 186973379.8621 133860454.6763Benzene - 27781212.2155Paraxylene 2456323.5356 33737292.4752Metaxylene 3245980.3097 4727612.5819Ortoxylene 1091297.6010 1466884.8589H2 117033142.5811 17846274.2012CH4 2013.6196 3238.9386

219422969.9476Panas reaksi 5355919.3998Pendingin 86023248.1616TOTAL 310802137.5091 310802137.5091

J. Neraca Panas di Expander (EX)


Q10 (kJ/jam) Q11 (kJ/jam)Toluene 118193484.7564 74895979.1622Benzene 22568597.7308 15492703.4703Paraxylene 31343377.5843 18899284.7754Metaxylene 4404791.7477 2649674.8965Ortoxylene 1467954.8100 827653.0622H2 30175399.8351 11234823.8354CH4 5205.5614 1874.3244

208158812.0257Panas dilepas 84156818.4993TOTAL 124001993.5264 124001993.5264



54

K. Neraca Panas di CD-03



124001993.5264Pendingin -113714522.3314TOTAL 10287471.1950 10287471.1950

L. Neraca Panas di Separator (S)


Q12 (kJ/jam) Q13 (kJ/jam) Q15 (kJ/jam)

Toluene 6055412.0267 6154448.3816Benzene 1233334.6261 1380123.8500Paraxylene 1539869.7614 1641542.6979Metaxylene 216159.4742 211804.6786Ortoxylene 68887.3807 66153.0463H2 1173634.0785 833276.0322CH4 173.8474 123.0146

833399.0468 9454072.6544

TOTAL 10287471.1950 10287471.1950

M. Neraca Panas di Kolom Distilasi (D-01)


Q15 (kJ/jam) Q18 (kJ/jam) Q21 (kJ/jam)Toluene 6154448.3816 96048.6108 25856919.6845Benzene 1380123.8500 4434536.4372 40.2808Paraxylene 1641542.6979 6930803.9111Metaxylene 211804.6786 890947.6739Ortoxylene 66153.0463 278258.6458

9454072.6544 4530585.0480 33956970.196138487555.2441

Panas reboiler 48653860.3585Panas condenser 19620377.7688TOTAL 58107933.0129 58107933.0129



55

N. Neraca Panas di Kolom Distilasi (D-02)



Toluene 25856919.6845 30739621.7733 5084.1189Benzene 40.2808 216.6880Paraxylene 6930803.9111 4326.3875 12788716.4447Metaxylene 890947.6739 1643201.0347Ortoxylene 278258.6458 14215017.7275

33956970.1961 30744164.8489 28652019.325859396184.1747

Panas reboiler 172474765.9412Panas condenser 147035551.9627TOTAL 206431736.1374 206431736.1374

O. Neraca Panas di HE-01

KOMPONEN

INPUT OUTPUT

Q27a (kJ/jam) Q32 (kJ/jam) Q27b+ Q33 (kJ/jam)

Toluene 5084.1189 0.0000 4573.2694Paraxylene 12788716.4447 -179739.5838 12665462.8646Metaxylene 1643201.0347 -156410.9819 2467876.6245Ortoxylene 14215017.7275 -50318.5078 13127637.9039

28652019.3258 -386469.0735TOTAL 28265550.6624 28265550.6624

P. Neraca Panas di HE-02


Q27b (kJ/jam) Q28 (kJ/jam) Toluene 4573.2694 916.9656Paraxylene 12665462.8646 2318893.1941Metaxylene 2467876.6245 299156.9587Ortoxylene 13127637.9039 2591829.2280

28265550.6624Panas diserap -23054754.3160TOTAL 5210796.3464 5210796.3464



56

Q. Neraca Panas di Kristalizer (CR)

KOMPONENINPUT OUTPUT (Q29)

Q28 (kJ/jam) CAKE (kJ/jam) FILTRAT (kJ/jam)Toluene 916.9656 -298,9561 0.0000Paraxylene 2318893.1941 -1285490,6005 -180663,8556Metaxylene 299156.9587 0.0000 -234410,2374Ortoxylene 93442.9380 0.0000 -73151,9784

2712410.0564 -1285789,5565 -488226,0714Pendingin -4486425.6843TOTAL -1774015,6279 -1774015,6279

R. Neraca Panas di Centrifuge (CF)

KOMPONEN

INPUT (Q29) OUTPUT

CAKE (kJ/jam) FILTRAT (kJ/jam)

Q30

(kJ/jam)Q32

(kJ/jam)

Toluene -298.9561 0.0000 -298.9561 0.0000Paraxylene -1285490.6005 -180663,8556 -1286221.3265 -179739.5838Metaxylene 0.0000 -234410,2374 -55243.6807 -156410.9819Ortoxylene 0.0000 -73151,9784 -19657.4836 -50318.5078

-1285789,5565 -488226,0714 -1361421.4469 -386469.0735

-1774015.627926125.1075

-1747890.5204

Panas yang diserap

TOTAL -1747890.5204 -1747890.5204

S. Neraca Panas di Melter (ML)

KOMPONEN

INPUT OUTPUT


Toluene -298.9561 -144.3640Paraxylene -1286221.3265 -648496.6291Metaxylene -55243.6807 -27642.9637Ortoxylene -19657.4836 -9926.8699

-1361421.4469Pemanas 675210.6202

TOTAL -686210.8268 -686210.8268



57

2.6. LAY OUT PABRIK DAN PERALATANNYA

Setelah proses flow diagram tersususun, sebelum design piping, struktural

dan listrik dimulai, maka lay out pabrik dan perencanaan harus direncanakan

terlebih dahulu.

2.6.1 Lay Out Pabrik

Lay out pabrik adalah tempat kedudukan dan bagian-bagian pabrik yang

meliputi tempat bekerjanya karyawan, tempat penyimpanan bahan, baik bahan

baku dan produk, tempat peralatan, ditinjau dari hubungan satu dengan yang

lainnya. Tata letak pabrik harus dirancang sedemikian rupa sehingga

penggunaaan area pabrik effisien dan kelancaran proses produksi dapat terjamin.

Jadi dalam penentuan tata letak pabrik harus dipikirkan penempatan alat-alat

produksi sehingga keamanan, keselamatan dan kenyamanan bagi karyawan dapat

terpenuhi. Selain peralatan tercatum di dalam flow sheet process, beberapa

bangunan lain seperti kantor, bengkel, poliklinik, laboratorium, kantin, pengendali

kebakaran ( fire safety ), pos keamanan dan sebagainya hendaknya dapat

ditempatkan pada bagian yang tidak mengganggu, ditinjau dari segi lalu lintasnya

barang, kontrol dan keamanan.

Hal-hal yang harus diperhatikan dalam perancangan tata letak pabrik adalah :

1. Daerah Proses

Daerah proses digunakan untuk menempatkan alat-alat yang berhubungan

dengan proses produksi, dimana pada daerah proses ini diletakkan pada

daerah terpisah dari bagian lain untuk mempermudah dalam pengontrolan,

transportasi bahan baku dan produk.



58

2. Keamanan

Keamanan terhadap kemungkinan adanya kebakaran, ledakan, asap, atau gas

beracun benar-benar diperhatikan di dalam penentuan tata letak pabrik. Untuk

itu harus dilakukan penempatan alat-alat pengaman seperti hydrant,

penampung air yang cukup, penahan ledakan. Tangki penyimpanan bahan

baku ataupun produk berbahaya, harus diletakan pada tempat yang khusus

serta perlu adanya jarak antara bangunan yang satu dengan bangunan yang

lainnya guna memberikan pertolongan dan menyediakan jalan bagi karyawan

untuk menyelamatkan diri.

3. Luas Area Yang Tersedia

Harga tanah menjadi hal yang membatasi kemampuan penyediaan area.

Pemakaian tempat sesuai dengan area yang tersedia. Jika harga tanah mahal,

maka diperlukan effisiensi dalam pemakaian ruang sehingga peralatan tertentu

dapat diletakkan di atas peralatan lain, atau lantai ruangan diatur sedemikian

rupa untuk menghemat tempat.

4. Instalasi dan Utilitas

Pemasangan dan distribusi yang baik dari gas, udara, steam, dan listrik akan

membantu kemudahan kerja dan perawatannya. Penempatan pesawat proses

sedemikian rupa sehingga petugas dapat dengan mudah mencapai dan

menjamin kelancaran operasi serta memudahkankan perawatannya.

5. Kemungkinan Perluasan Pabrik

Penyediaan luas area tertentu dilakukan untuk kemungkinan perluasan pabrik

dimasa mendatang.



59

Secara garis besar, lay out pabrik ini dapat dibagi ke dalam beberapa daerah

utama, yaitu :

1. Daerah Administrasi atau Perkantoran, Laboratorium dan Ruang Kontrol

Daerah administrasi merupakan puasat kegitan administrasi pabrik yang

mengatur kelancaran operasi. Laboratorium dan ruang kontrol sebagai pusat

pengendali proses, kualitas dan kuantitas bahan yang akan diproses serta

produk yang akan dijual.

2. Daerah Proses

Merupakan daerah tempat alat-alat proses diletakan dan proses berlangsung

3. Daerah Pergudangan Umum, Bengkel dan Garasi

4. Daerah Utilitas

Merupakan daerah dimana kegiatan penyedian air dan listrik dipusatkan.

Lay out pra perancangan paraxylene dapat dilihat pada gambar 2.7



60



61

Keterangan Gambar :

1. Pos Keamanan

2. Taman

3. Area Parkir

4. Kantor dan Aula

5. Kantin

6. Poliklinik

7. Mushola

8. perpustakaan

9. Tempat Penyimpanan reaktan

10. Tempat penyimpanan produk

11. Area proses

12. Daerah perluasan proses

13. Control room

14. Laboratorium

15. Gudang

16. Bengkel

17. Daerah pembangkit listrik

18. Pemadam kebakaran

19. Daerah utilitas

20. Daerah pengolahan limbah

21. Daerah penyediaan bahan bakar



62

2.6.2 Lay Out Peralatan

Dalam perancangan lay out peralatan proses, ada beberapa hal – hal yang

perlu diperhatikan, antara lain :

1. Aliran Bahan Baku dan Produk

Aliran bahan baku dan produk yang tepat akan memberikan keuntungan nilai

ekonomis yang tinggi, semakin dekat penempatan bahan baku dan produk

dengan jalur transportsi maka semakin efisien dana yang dikeluarkan.

2. Aliran Udara

Aliran udara di dalam dan sekitar area proses harus diperhatikan. Hal ini

bertujuan untuk menghindari stagnasi udara pada suatu tempat yang dapat

menyebabkan akumulasi bahan kimia yang berbahaya, sehingga dapat

membahayakan keselamatan kerja. Di samping itu perlu diperhatikan arah

hembusan angin.

3. Cahaya

Penerangan seluruh pabrik harus memadai pada tempat-tempat proses yang

berbahaya dan beresiko.

4. Tata Letak Alat Proses

Penempatan alat-alat proses yang tepat akan mempercepat jalannya proses

sehingga menjamian kelancaran proses produksi.

5. Kelancaran Lalu Lintas

Kelancaran lalu lintas barang dan manusia juga berpengaruh terhadap

jalannya proses produksi.



63

6. Tata Letak Area Proses

Dalam menempatkan alat-alat proses pada pabrik diusahakan agar dapat

menekan biaya operasi dan menjamin kelancaran dan keamanan produksi

pabrik sehingga dapat menguntungkan dari segi ekonomi.

Tata letak proses harus dirancang sedemikian rupa sehingga :

Kelancaran proses produksi dapat terjamin

Dapat mengefektifkan penggunaan luas tanah

Biaya material handling menjadi rendah dan mengakibatkan

menurunnya pengeluaran untuk kapital yang tidak penting.

Karyawan mendapat kepuasan kerja.

7. Jarak Antar Alat Proses

Untuk alat-alat produksi yang mudah meledak atau terbakar letaknya

dijauhkan dari peralatan lain, sehingga apabila terjadi ledakan atau

kebakaran tidak membahayakn peralatan yang lain :

Lay out peralatan pada pra perancangan pabrik paraxylene ini dapat dilihat pada

gambar 2.8



64



65

Keterangan Gambar :

T : Tangki

P : Pompa

HE : Heat Exchanger

C : Kompresor

M : Mixer

EX : Expander

RB : Reboiler

F : Furnace

CD : Kondensor

ACC : Akumulator

B - 1

LAMPIRAN B

PERHITUNGAN NERACA PANAS

Dalam neraca panas ini :

- Perhitungan berdasarkan basis 1 jam operasi

- T referensi 298 K

Data yang dibutuhkan :

1. Kapasitas panas cairan

Cp = A + BT + CT2 + DT3

Ket :

Cp = kapasitas panas (Joule / mol.K)

A,B,C,D = konstanta

T = suhu (K)

Komponen A B C DToluene 83.703 0.51666 -1.4910E-03 1.9725E-06Benzene -31.662 1.3043 -3.6078E-03 3.8243E-06Paraxylene -11.035 1.5158 -3.9039E-03 3.9193E-06Metaxylene 70.916 0.8045 -2.1885E-03 2.5061E-06Ortoxylene 54.46 0.94926 -2.4902E-03 2.6838E-06H2 50.607 -6.1136 3.0930E-01 -4.1480E-03CH4 -0.018 1.1982 -9.8722E-03 3.1670E-05

(Reff : Carl L.Yaws,”Chemical Properties Handbook”)

B - 2

2. Kapasitas panas gas

Cp = A + BT + CT2 + DT3 + ET4

Ket :

Cp = kapasitas panas (Joule/mol.K)

A,B,C,D,E = konstanta

T = suhu (K)

Komponen A B C D EToluene -24.097 5.2187E-01 -2.9827E-04 6.1220E-08 1.258E-12Benzene -31.368 4.7460E-01 -3.1137E-04 8.5237E-08 -5.052E-12Paraxylene -17.36 5.6470E-01 -2.6293E-04 1.1217E-08 1.654E-11Metaxylene -16.725 5.6424E-01 -2.6465E-04 1.3381E-08 1.587E-11Ortoxylene 0.182 5.1344E-01 -2.0212E-04 -2.1615E-08 2.321E-11H2 25.399 2.0178E-02 -3.8549E-05 3.1880E-08 -8.759E-12CH4 34.942 -3.9957E-02 1.9184E-04 -1.5303E-07 3.932E-11


4. Kapasitas panas padat

Cp = A + BT + CT2

Ket :

Cp = kapasitas panas (Joule/mol.K)

A,B,C = konstanta

T = suhu (K)

Komponen A B CToluene -1.33 0.90564 -2.3442E-03Benzene 9.359 0.37714 1.4772E-04Paraxylene 0.872 0.80786 -9.5350E-04Metaxylene 3.913 0.84357 -1.4305E-03Ortoxylene 0.302 0.78782 -8.1442E-04


B - 3

5. Tekanan Uap Jenuh

Persamaan Antoine yang digunakan :

10 log Psat = A + B/T + C ( 10 log T ) + DT +ET2

Ket :

Psat = tekanan uap jenuh(mmHg)

A,B,C, D, E = konstanta

T = suhu (K)

Komponen A B C D EToluene 34.0775 -3037.9 -9.1635 1.0289E-11 2.7035E-06Benzene 31.7718 -2725.4 -8.4443 -5.3534E-09 2.7187E-06Paraxylene 60.0531 -4015.9 -19.441 0.0082881 -2.3647E-12Metaxylene 34.6803 -3298.1 -9.257 -4.3563E-10 2.4103E-06Ortoxylene 37.2413 -3457.3 -10.126 9.0676E-11 2.6123E-06


6. Panas Penguapan

Pada P = 1atm, T = titik didih

Komponen Hvap(kJ/kmol)Toluene 33590Benzene 30750Paraxylene 35820

Metaxylene 36330

Ortoxylene 37000H2 460

CH4 8160


B - 4

Untuk P 1 atm, maka persamaan Watson digunakan untuk menghitung panas

penguapan, sebagai fungsi dari suhu.

n

vap Tc

T1ΔH

A

Dengan ∆Hvap = Panas penguapan (kjoule/mol)

A,Tc,n = koefisien regresi persamaan Watson

T = suhu (K)

Komponen A Tc nToluene 50.139 591.79 0.383Benzene 49.888 562.16 0.489Paraxylene 52.91 616.26 0.354Metaxylene 60.216 617.05 0.458Ortoxylene 55.606 630.37 0.375H2 0.659 33.18 0.38CH4 10.312 190.58 0.265


7. Densitas cairan

n

Tc

T1

A.BDensity

Ket :

Density = densitas cairan , g/mL

A,B,n = koefisien regresi untuk senyawa kimia

T, Tc = suhu, suhu kritis, K

Komponen A B n Tc(K)Toluene 0.29999 2.7108E-01 2.9889E-01 591.790Benzene 0.3009 2.6770E-01 2.8180E-01 562.160Paraxylene 0.27984 2.6003E-01 2.7900E-01 616.260Metaxylene 0.27866 2.5925E-01 2.7242E-01 617.050Ortoxylene 0.38381 2.6083E-01 2.7410E-01 630.370H2 0.03125 3.4730E-01 2.7560E-01 33.180


B - 5

Perhitungan neraca panas di masing-masing alat :

1. Mixer (M-01)

Fungsi : Mencampur aliran recycle toluene dari alat destilasi 2 (D-02),

recycle xylene dari centrifuge dan fresh feed toluene dari tangki

T-01

Tujuan : Menghitung suhu campuran keluar mixer (T2)

Diagram alir :

Q1

Q25 Q2 = ?Q34 T2 = ?

Dengan Q1 = panas dari tanki penyimpanan (T-01)

Q25 = panas recycle toluene dari D-02

Q34 = panas recycle dari centrifuge

Q2 = panas campuran cairan keluar dari mixer (M-01)

Perhitungan :

Neraca panas total :

Qinput = Qoutput

Q1 + Q25 + Q34 = Q2


Q25 = ∑ n ∫ Cp dT, dimana Tref=298 = 383.79 K

Q1 = ∑ n ∫ Cp dT, dimana Tref = 298 = 303 K

Q34 = ∑ n ∫ Cp dT, dimana Tref = 298 = 413.27 K

303

298

1 Cp.dTnQ 383,79

298

25 Cp.dTnQ

M-01

B - 6

413,27

298

34 Cp.dTnQ T

298

2 Cp.dTnQ

])(T[5

E)](T[

4

D)]T([

3

C)]T([

2

BΔTACp.dT 5432

a. Menghitung Q1

Tin = 303 K Tref = 298 K

Komponen n (kmol) ∫CpL. dT n Cp dT (kJ)Toluene 1096.9221 789.2324 865726.5076Paraxylene 4.8179 991.4503 4776.6901Metaxylene 2.8793 915.2494 2635.3067

Ortoxylene 1.9100 938.3616 1792.2797

1106.5293 874930.7840

b. Menghitung Q25

Tin = 383,79 K Tref = 298 K

Komponen n (kmol) ∫CpL. dT Q=n ∫CpL.dT (kJ)Toluene 2058.0183 14157.5243 29136443.4024

Paraxylene 0.2280 16330.2188 3723.8935

2058.2463 29140167.2959

c. Menghitung Q34

Tin = 413,27 K Tref = 298 K

Komponen kmol ∫CpL. dT n Cp dT(kJ)Paraxylene 46.24035717 24307.4712 1123986.1492Metaxylene 63.5164 22303.0196 1416608.4311Ortoxylene 19.1006 22848.9850 436428.5918

128.8574 2977023.1722

Maka Panas yang masuk mixer Q2 = Q1 + Q25 + Q34 = 32992121,2521 kJ

B - 7

d. Menghitung suhu keluar mixer

Dilakukan trial suhu keluar mixer (T2) sampai

Q2 = Q1 + Q25 + Q34 = 32992121,2521 kJ

Q2 = ∑ n. CpL (T2 – Tref)

T2 trial benar pada = 359,64 K

Tref = 298 K

Komponen n (kmol) ∫CpL. dT ∑n CpL dT(kJ)Toluene 3155.0060 10025.3343 31629990.0430Paraxylene 51.0583 12612.1368 643954.6756Metaxylene 46.0978 11588.5558 534207.4607

Ortoxylene 15.4800 11884.4807 183971.1839

3267.6422 32992123.3631

KESIMPULAN :

KOMPONEN INPUT OUTPUTQ1 (kJ/jam) Q25 (kJ/jam ) Q34 (kJ/jam ) Q2 (kJ/jam )

Toluene 865726.5076 29136443.4024 31629990.0430Paraxylene 4776.6901 3723.8935 1123986.1492 643954.6756Metaxylene 2635.3067 1416608.4311 534207.4607Ortoxylene 1792.2797 436428.5918 183971.1839

874930.7840 29140167.2959 2977023.1722TOTAL 32992123.3631 32992123.3631

Jadi suhu keluar mixer M-01 pada T2 = 359,64 K

B - 8

2. Vaporizer (V)

Fungsi : Menguapkan umpan campuran dari mixer sebelum masuk

kompresor (C-01).

Tujuan : - Menentukan suhu uap jenuh campuran umpan (T3)

- Menghitung kebutuhan steam

Diagram alir :

Uap jenuh Q3 , T3 Steam

Cair T2 = 359,64 K, Q2 Kondensat

Perhitungan :

Neraca Panas Total

Q2 + Qs = Qc + Q3

Q2 + ms Hs = mc Hc + Q3

Karena ms = mc dan m1 = m2, maka

λ

totalQms

.dTCpm(Hv)m)ms(λ

.dTCpm.dTCpm)H-(Hm Hc)-(Hsms

383,78

303

L11

303

298

L1

383,78

298

L1121

V

B - 9

a. Menentukan suhu uap jenuh keluar vaporizer

Komponen n (kmol) Xi Tb (K) Xi.Tb (K)Toluene 3155.0060 0.9655 383.78 370.55Paraxylene 51.0583 0.0156 411.51 6.43Metaxylene 46.0978 0.0141 412.27 5.82Ortoxylene 15.4800 0.0047 417.58 1.98

3267.6422 1 384.78

Suhu keluar uap jenuh pada T3 = 384,78 K

b. Menghitung kebutuhan steam

Tin = 359,64 K

Tout = 384,78 K

41

42

31

32

21

2212 TT

4

DTT

3

CTT

2

B)TA(TCpL.dT

Komponen n (kmol)Hvap

(kJ/kmol)∫CpL. dT (kJ/kmol) Qtot (kJ)

Toluene 3155.0060 33590 4303.6400 119554662.3146Paraxylene 51.0583 35820 5390.7423 2104151.7878Metaxylene 46.0978 36330 4937.8485 1902358.9209Ortoxylene 15.4800 37000 5058.1469 651058.0698

3267.6422 124212231.0931

Sebagai pemanas digunakan steam saturated (P = 792,02 kPa), suhu 443,15 K

dari steam tabel (Smith V.N, ed 5) diketahui = 2047,9 kJ /kg, sehingga

kg4651,536062047,9

0931124212231,

λ

QtotalsteamKebutuhan

KESIMPULAN :

KOMPONEN INPUT OUTPUT

Q2 (Kj/jam) Q3 (kJ/jam)

Toluene 31629990.0430 151184652.3577Paraxylene 643954.6756 2748106.4634Metaxylene 534207.4607 2436566.3815Ortoxylene 183971.1839 835029.2537

32992123.3631Steam 124212231.0931TOTAL 157204354.4562 157204354.4562

B - 10

Jadi suhu uap jenuh yang keluar dari vaporizer (V-01) pada T3 = 384,78 K dan

steam yang diperlukan sebanyak 60653,4651 kg/jam

3. Kompresor (C - 01)

Fungsi : menaikkan tekanan gas dari 1 atm menjadi 8 atm

Tujuan : - Menentukan jumlah stage

- Menghitung suhu keluar kompresor (T2)

- Menghitung panas dibawa fluida keluar kompresor (Q4)

Diagram Alir :

P = 1 atmT = 383,78 K

Perhitungan :

1) Menentukan Jumlah Stage

Harga Rc untuk kompresor sentrifugal multi stage disyaratkan Rc < 4

n

1

i

o

P

PRc

Dengan : Po = tekanan keluar kompresor

Pi = tekanan masuk kompresor

n = jumlah stage

Q4

P4 = 8 atmT4 = ?

Q3

21

B - 11

8284,21

8Rc

2

1

Di-trial jumlah stage sampai harga Rc memenuhi syarat dan jumlah stage paling

sedikit sehingga biaya investasi alat minimal, didapat harga n = 2,83

2) Menghitung suhu keluar kompresor

Kompresor Stage 1

T1 = 383,78 K

P1 = 1 atm

METODE PITZER

BPc/RTc = B°+wB'

Z = 1 + ((B° + wB') x Pr/Tr)

V= Z n RT / P

R = 82.06E-6 (m3 atm) / (mol K)

Tr = T/Tc B° = 0.083-(0.422/ Tr ^ 1.6)

Pr = P/Pc B' = 0.139 - (0.172/ Tr ^ 4.2)

komponen Tc (K) Pc (atm) Tr Pr w B° B'Toluene 591.79000 40.55628 0.64851 0.02466 0.26400 -0.76082 -0.92144Paraxylene 616.26000 34.65088 0.62276 0.02886 0.32600 -0.81733 -1.11816Metaxylene 617.05000 34.94695 0.62196 0.02861 0.32600 -0.81918 -1.12494Ortoxylene 630.37000 36.85171 0.60882 0.02714 0.31300 -0.85054 -1.24356

komponen kmol Pr/Tr BPc / RTc Z V (m3)Toluene 3155.3827 0.03802 -1.00408 0.96182 95.57875Paraxylene 51.0583 0.04634 -1.18185 0.94523 1.51991Metaxylene 46.0978 0.04601 -1.18591 0.94544 1.37255Ortoxylene 15.4800 0.04457 -1.23978 0.94474 0.46057

98.93178

Basis dalam 1 jam operasi maka debit = 0.02748105 m3/det

Dari fig 3.6 Coulson diperoleh Ep = 0.65

B - 12

Komponen kmol Yi CpG mean Yi CpG

Toluene 3155.3827 0.9655 135.7427 131.0642Paraxylene 51.0583 0.0156 161.6273 2.5252Metaxylene 46.0978 0.0141 161.9401 2.2843Ortoxylene 15.4800 0.0047 166.7421 0.7898

3268.0188 1.0000 ∑ = 136.6635

0648,1314,86635,136

6635,136

RCp

Cp

0936,065,00648,1

106481,1

Ep).(

1),(γm

x

P2 = P1 x Rc = 1 x 2,828= 2,83 atm

K2341

2.83443,45

P

PTT

0936,0m

1

212

Menghitung Panas Kompresi Stage 1

Panas masuk kompresor

Tin = 383,78 K Tref = 298 K

Komponen n (kmol) ∫CpG. dT Qin=n ∫CpG dT(kJ)Toluene 3155.3827 10417.1795 32870188.0350Paraxylene 51.0583 12447.2945 635538.1027Metaxylene 46.0978 12477.7411 575196.9848Ortoxylene 15.4800 12957.1257 200575.6760

34281498.7985

Panas keluar kompresor stage 1

Tout = 423 K Tref = 298 K

Komponen n (kmol) ∫CpG. dT Qout=n ∫CpG dT(kJ)Toluene 3155.3827 15983.3086 50433455.8808Paraxylene 51.0583 19067.9892 973579.7350Metaxylene 46.0978 19109.9580 880927.8987Ortoxylene 15.4800 19765.4804 305968.6754

52593932.1899

Panas kompresi stage 1 = 18.312.433,3914 kJ

B - 13

Neraca massa di intercooler stage 1

Tin = 423 K

Tout = 383,78 K

Qin Qout Qp2 Qp1

Neraca panas total

Qin + Qp1 = Qout + Qp2

Qin = 52593932,1899 kJ

Qout = 34281498,7985 kJ

Beban panas masuk intercooler 1=Qp2-Qp1 = Qin – Qout = 18312433,3914 kJ

Sebagai pendingin dipakai cooling water dengan Tin = 303 K dan Tout = 318 K

dengan harga Cp = 1 kcal/kg K= 4,1840 kJ/kg K

Kebutuhan pendingin air = Q/ (Cp.dT) = 291.785,4303 kg

Kompresor Stage 2

T2 = 383,78 K

P2 = 2,83 atm

METODE PITZER

BPc/RTc = B°+wB'

Z = 1 + ((B° + wB') x Pr/Tr)

V = Z n RT / P

R = 82.06E-6 (m3 atm) / (mol K)

Tr = T/Tc B° = 0.083-(0.422/ Tr ^ 1.6)

Pr = P/Pc B' = 0.139 - (0.172/ Tr ^ 4.2)

komponen Tc (K) Pc (atm) Tr Pr w B° B'Toluene 591.79000 40.55628 0.64851 0.06974 0.26400 -0.76082 -0.92144Paraxylene 616.26000 34.65088 0.62276 0.08163 0.32600 -0.81733 -1.11816Metaxylene 617.05000 34.94695 0.62196 0.08093 0.32600 -0.81918 -1.12494ortoxylene 630.37000 36.85171 0.60882 0.07675 0.31300 -0.85054 -1.24356

I - C01

B - 14

komponen n (kmol) Pr/Tr BPc / RTc Z V (m3)Toluene 3155.3827 0.10754 -1.00408 0.89202 31.33978Paraxylene 51.0583 0.13107 -1.18185 0.84509 0.48044Metaxylene 46.0978 0.13013 -1.18591 0.84568 0.43407ortoxylene 15.4800 0.12607 -1.23978 0.84371 0.14542

32.39970



Komponen n (kmol) Yi CpG mean Yi.CpG mean

Toluene 3155.3827 0.9655 135.7427 131.0642

Paraxylene 51.0583 0.0156 161.6273 2.5252

Metaxylene 46.0978 0.0141 161.9401 2.2843

ortoxylene 15.4800 0.0047 166.7421 0.7898

3268.0188 1.0000 ∑ = 136.6635

0648,1314,86635,136

6635,136

RCp

Cp

0936,065,00648,1

106481,1

Ep).(

1),(γm

x

P3 = P2 x Rc = 2,83 x 2,8284 = 8 atm

K4232,83

878,383

P

PTT

0936,0m

2

323



Tin = 383,78 K Tref = 298 K

Komponen n (kmol) ∫CpG. dT Qin=n ∫CpG dT(kJ)Toluene 3155.3827 10417.1795 32870188.0350Paraxylene 51.0583 12447.2945 635538.1027Metaxylene 46.0978 12477.7411 575196.9848ortoxylene 15.4800 12957.1257 200575.6760

34281498.7985

B - 15



Komponen n (kmol) ∫CpG. dT Qout=n ∫CpG dT(kJ)Toluene 3155.3827 15983.3086 50433455.8808Paraxylene 51.0583 19067.9892 973579.7350Metaxylene 46.0978 19109.9580 880927.8987Ortoxylene 15.4800 19765.4804 305968.6754

52593932.1899

Panas kompresi stage 2 = 18.312.433,3914 kJ

KESIMPULAN :


Q3 (kJ/jam) Q4 (kJ/jam)Toluene 32870188.0350 50433455.8808Paraxylene 635538.1027 973579.7350Metaxylene 575196.9848 880927.8987Ortoxylene 200575.6760 305968.6754


Jumlah stage yang diperlukan sebanyak 2 stage

Suhu yang keluar dari kompresor (C-01) yaitu pada T4 = 423 K

B - 16

4. Kompresor (C- 02)

Fungsi : menaikkan tekanan gas H2 recycle dari separator gas-cair (S-01) dari 1

atm menjadi 8 atm




Diagram Alir :

P14 = 1,1 atmT14 = 315,76 K

Perhitungan :


Harga Rc untuk kompresor sentrifugal multistage disyaratkan Rc < 4

n

1

i

o

P

PRc



n = jumlah stage

Q6

P6 = 8 atmT6 = ?

Q14

21

B - 17

6968,21,1

8Rc

2

1

Ditrial jumlah stage sampai harga Rc memenuhi syarat dan jumlah stage paling

sedikit sehingga biaya investasi alat minimal, didapat harga Rc = 2,6968


Kompresor Stage 1

T14 = 313 K

P14 = 1,1 atm

METODE PITZER

BPc/RTc = B°+wB'

Z = 1 + ((B° + wB') x Pr/Tr)

V= Z n RT / P

R = 82.06E-6 (m3 atm) / (mol K)

Tr = T/Tc B° = 0.083-(0.422/ Tr ^ 1.6)

Pr = P/Pc B' = 0.139 - (0.172/ Tr ^ 4.2)

Komponen Tc (K) Pc (atm) Tr Pr w B° B'H2 33.1800 12.9583 9.5166 0.0849 -0.2200 0.0715 0.1390CH4 190.5800 45.43795 1.6568 0.0242 0.0110 -0.1051 0.1184

Komponen kmol Pr/Tr BPc / RTc Z V (m3/jam)H2 1547.8472 0.0089 0.0409 1.0004 36.4739CH4 0.1795 0.0146 -0.1038 0.9985 0.0042

36.47812




H2 1547.8472 0.9999 28.8435 28.8402CH4 0.1795 0.0001 37.0255 0.0043

1548.0267 1.0000 28.8444

B - 18

4050,1314,88747,28

8747,28

RCp

Cp

4434,065,04044,1

14044,1

Ep).(

1),(γm

x

P2 = P1 x Rc = 1,1 x 2,6968= 2,97 atm

K24,4901,1

2,9776,315

P

PTT

4434,0m

1

212

Menghitung panas kompresi Stage 1


Tin = 315,76 K Tref = 298 K

Komponen kmol ∫CpG. dT Qin = n ∫CpG. dT (kJ)H2 1547.8472 511.5517 791803.8087CH4 0.1795 651.3279 116.9248

791920.7335


Tout = 490,24 K Tref = 298 K

Komponen kmol ∫CpG. dT Qout= n ∫CpG. dT (kJ)H2 1547.8472 5589.7015 8652003.9652CH4 0.1795 7828.2308 1405.3048

8653409.2700

Panas kompresi stage 1 = 7861488,5365 kJ

B - 19


Tin = 490,24 K

Tout = 315,76 K

Qin Qout Qp2 Qp1

Neraca panas total

Q1 + Qp1 = Q2 + Qp2

Q1 = 8653409.2700 kJ

Q2 = 791920.7335 kJ

Beban panas masuk intercooler 1=Qp2-Qp1= 7861488.5365 kJ


dengan harga Cp = 1 kcal/kg K= 4,1840 kJ/kg K

Kebutuhan pendingin air = Q/ (Cp.dT) = 125262.8619 kg

Kompresor Stage 2

T2 = 315,76 K

P2 = 2,97 atm

METODE PITZER

BPc/RTc = B°+wB'

Z = 1 + ((B° + wB') x Pr/Tr)

V = Z n RT / P

R = 82.06E-6 (m3 atm) / (mol K)

Tr = T/Tc B° = 0.083-(0.422/ Tr ^ 1.6)

Pr = P/Pc B' = 0.139 - (0.172/ Tr ^ 4.2)

I - C02

B - 20

Komponen Tc (K) Pc (atm) Tr Pr w B° B'H2 33.18000 12.95830 9.51657 0.22893 -0.22000 0.07153 0.13899CH4 190.58000 45.43795 1.65684 0.06529 0.01100 -0.10513 0.11837

komponen kmol Pr/Tr BPc / RTc Z V (m3/jam)H2 1547.8472 0.02406 0.04095 1.00099 13.53326CH4 0.1795 0.03940 -0.10383 0.99591 0.00156

13.53482




H2 1547.8472 0.9999 28.8435 28.8402CH4 0.1795 0.0001 37.0255 0.0043

1548.0267 1.0000 28.8444

4050,1314,88747,28

8747,28

RCp

Cp

4434,065,04044,1

14044,1

Ep).(

1),(γm

x

P2 = P1 x Rc = 2,97 x 2,6968= 8 atm

K24,4902,97

876,315

P

PTT

4434,0m

1

212



Tin = 315,76 K Tref = 298 K

Komponen kmol ∫Cpg. dT Qin = n ∫Cp dT(kJ)

H2 1547.8472 511.5517 791803.8087CH4 0.1795 651.3279 116.9248

791920.7335

B - 21


Tout = 490,24 K Tref = 298 K

Komponen kmol Cpg . dT Qout=n ∫Cp.dT (kJ)

H2 1547.8472 5589.7015 8652003.9652

CH4 0.1795 7828.2308 1405.3048

8653409.2700


KESIMPULAN :


Q14 (kJ/jam) Q6 (kJ/jam)H2 791803.8087 8652003.9652CH4 116.9248 1405.3048

8653409.2700Panas kompresi -7861488.5365TOTAL 791920.7335 791920.7335


Suhu yang keluar dari kompresor (C-02) yaitu pada T6 = 490,24 K

B - 22


Fungsi : menaikkan tekanan gas H2 make - up dari 1 atm menjadi 8 atm


- Menghitung suhu keluar kompresor (T5b)

- Menghitung panas dibawa fluida keluar kompresor (Q5b)

Diagram Alir :

P = 1,1 atmT = 308 K

Perhitungan :



n

1

i

o

P

PRc



n = jumlah stage

Q5 b

P5b = 8 atmT5b = ?

Q5a

21

B - 23

6968,21,1

8Rc

2

1




Kompresor Stage 1

T5a = 308 K

P5b = 1,1 atm

METODE PITZER

BPc/RTc = B°+wB'

Z = 1 + ((B° + wB') x Pr/Tr)

V= Z n RT / P

R = 82.06E-6 (m3 atm) / (mol K)

Tr = T/Tc B° = 0.083-(0.422/ Tr ^ 1.6)

Pr = P/Pc B' = 0.139 - (0.172/ Tr ^ 4.2)

komponen Tc (K) Pc (atm) Tr Pr w B° B'H2 33.18 12.9583 9.2827 0.0772 -0.2200 0.0711 0.1390CH4 190.58 45.43795 1.6161 0.0220 0.0110 -0.1128 0.1161


2.04996



B - 24


H2 81.0714 0.9999 28.8096 28.8062CH4 0.0093 0.0001 36.7166 0.0042

81.0808 1.0000 28.8105

4056,1314,88105,28

8105,28

RCp

Cp

4440,065,04056,1

14056,1

Ep).(

1),(γm

x

P2 = P1 x Rc = 1 x 2,6968= 2,7 atm

K44,4781,1

2.7083

P

PTT

444,0m

1

212



Tin = 308 K Tref = 298 K

Komponen kmol ∫Cpg. dT Qin = n ∫Cp dT(kJ)H2 81.0714 287.8669 23337.7779CH4 0.0093 365.2271 3.4148

23341.1927


Tout = 478,44 K Tref = 298 K

Komponen kmol ∫Cpg. dT Qout=n ∫Cp dT(kJ)H2 81.0714 5244.3433 425166.3998CH4 0.0093 7292.9002 68.1877

425234.5875


B - 25


Tin = 478,44 K

Tout = 308 K

Qin Qout Qp2 Qp1

Neraca panas total

Q5a + Qp1 = Q5b + Qp2

Q5a = 425234.5875

Q5b = 23341.1927

Beban panas masuk intercooler 1= Qp2-Qp1= 401893.3948 kJ


dengan harga Cp = 1 kcal/kg K= 4.1840 kJ/kg K

Kebutuhan pendingin air = Q/ (Cp.dT) = 6403.662182 kg

Kompresor Stage 2

T2 = 308 K

P2 = 2,7 atm

METODE PITZER

BPc/RTc = B°+wB'

Z = 1 + ((B° + wB') x Pr/Tr)

V = Z n RT / P

R = 82.06E-6 (m3 atm) / (mol K)

Tr = T/Tc B° = 0.083-(0.422/ Tr ^ 1.6)

Pr = P/Pc B' = 0.139 - (0.172/ Tr ^ 4.2)

I - C03

B - 26

komponen Tc (K) Pc (atm) Tr Pr w B° B'H2 33.18 12.95830 9.28270 0.20811 -0.22000 0.07106 0.13899CH4 190.58 45.43795 1.61612 0.05935 0.01100 -0.11277 0.11609


0.76058




H2 81.0714 0.9999 28.8096 28.8062CH4 0.0093 0.0001 36.7166 0.0042

81.0808 1.0000 28.8105

4056,1314,88105,28

8105,28

RCp

Cp

4440,065,04056,1

14056,1

Ep).(

1),(γm

x

P2 = P1 x Rc = 1,1 x 2,6968= 8 atm

K44,4782,7

8083

P

PTT

444,0m

1

212



Tin = 308 K Tref = 298 K

Komponen kmol ∫Cpg. dT Qin = n ∫Cp dT(kJ)

H2 81.0714 287.8669 23337.7779CH4 0.0093 365.2271 3.4148

23341.1927

B - 27


Tout = 478,44 K Tref = 298 K

Komponen kmol Cpg . dT Qout=n ∫Cp.dT (kJ)

H2 81.0714 5244.3433 425166.3998

CH4 0.0093 7292.9002 68.1877

425234.5875


KESIMPULAN :


Q5a (kJ/jam) Q5b (kJ/jam)H2 23337.7779 425166.3998CH4 3.4148 68.1877



Suhu yang keluar dari kompresor (C-03) yaitu pada T5b = 478,44 K

B - 28

6. Mixer (M - 02)

Fungsi : Mencampur aliran H2 make-up, H2 recycle dan reaktan dari

kompresor C-01.

Tujuan : - Menghitung panas yang keluar dari mixer (Q7)

- Menghitung suhu campuran keluar dari mixer M-02 (T7)

Diagram alir :

Q4

Q5b Q7

Q6 T7 = ?

Dengan Q4 = panas dari reaktan dari kompresor C-01

Q5b = panas dari H2 make-up

Q6 = panas recycle H2 dari separator gas-cair

Q7 = panas campuran keluar dari mixer (M-02)

Perhitungan :

Neraca panas total :

Q input = Qoutput

Q4 + Q5b + Q6 = Q7


Q4 = ∑ n ∫ Cp dT, dimana To=298 K, T4 = 423.00 K

Q6 = ∑ n ∫ Cp dT, dimana To = 298 K, T6 = 490.24 K

Q5b = ∑ n ∫ Cp dT, dimana To = 298 K, T5b = 478.44 K

423

298

4 Cp.dTnQ 480,92

298

5b Cp.dTnQ

M-02

B - 29

496,43

298

6 Cp.dTnQ T

298

7 Cp.dTnQ

])(T[5

E)](T[

4

D)]T([

3

C)]T([

2

BΔTACp.dT 5432

a. Menghitung Q4

Tin = 423 K Tref = 298 K

Komponen kmol ∫CpG. dT Qout=n ∫CpG dT(kJ)Toluene 3155.3827 15983.3086 50433455.8808Paraxylene 51.0583 19067.9892 973579.7350Metaxylene 46.0978 19109.9580 880927.8987Ortoxylene 15.4800 19765.4804 305968.6754

∑ Q4 = 52593932.1899

b. Menghitung Q5b

Tin = 478,44 K Tref = 298 K

Komponen kmol Cpg . dT Qout=n ∫Cp.dT (kJ)H2 81.0714 5244.3433 425166.3998CH4 0.0093 7292.9002 68.1877

∑ Q5 = 425234.5875

c. Menghitung Q6

Tin = 490,24 K Tref = 298 K

Komponen kmol Cpg . dT Qout=n ∫Cp.dT (kJ)H2 1547.8472 5589.7015 8652003.9652CH4 0.1795 7828.2308 1405.3048

∑ Q6 = 8653409.2700

Maka panas yang masuk mixer Q7 = Q4 + Q5b + Q6 = 61672576,0475 kJ

B - 30

d. Menghitung suhu keluar mixer

Dilakukan trial suhu keluar mixer sampai Q7 = Q4 + Q5b + Q6

Q7 = ∑ n . CpG (T7 – Tref)

T7 trial benar pada = 428,91 K

Tref = 298 K

Komponen kmol ∫CpG. dT Q=n ∫CpG.dT (kJ)Toluene 3155.3827 16862.6492 53208111.9126Paraxylene 51.0583 20112.9260 1026932.4657Metaxylene 46.0978 20156.5017 929171.3086ortoxylene 15.4800 20836.5456 322548.7133H2 1628.9633 3796.7993 6184846.6304CH4 0.1889 5129.1682 968.7328

∑ Q7 = 61672579.7634

KESIMPULAN :

KOMPONEN

INPUT OUTPUTQ4 (kJ/jam) Q5b (kJ/jam) Q6 (kJ/jam) Q7 (kJ/jam)

Toluene 50433455.8808 53458238.5267Paraxylene 973579.7350 1031741.5040Metaxylene 880927.8987 933519.6923Ortoxylene 305968.6754 324042.5506H2 425166.3998 8652003.9652 6209997.7000CH4 68.1877 1405.3048 972.9664

52593932.1899 425234.5875 8653409.2700TOTAL 61672576.0475 61672576.0475

Jadi suhu campuran yang keluar dari mixer (M-02) yaitu pada T7 = 428,91 K

B - 31


Fungsi : Menaikkan tekanan produk keluaran mixer (M-02) dari 8 atm menjadi

31 atm




Diagram Alir :

P7 = 1 atmT7 = 429,44 K

Perhitungan :



n

1

i

o

P

PRc



n = jumlah stage

Q8

P8 = 31 atmT8 = ?

Q7

1

B - 32

875,38

31Rc

1

1




Kompresor Stage 1

T1 = 428,91 K

P1 = 8 atm

METODE PITZER

BPc/RTc = B°+wB'

Z = 1 + ((B° + wB') x Pr/Tr)

V= Z n RT / P

R = 82.06E-6 (m3 atm) / (mol K)

Tr = T/Tc B° = 0.083-(0.422/ Tr ^ 1.6)

Pr = P/Pc B' = 0.139 - (0.172/ Tr ^ 4.2)

Komponen Tc (K) Pc (atm) Tr Pr w B° B'Toluene 591.79 40.5563 0.7248 0.1973 0.264 -0.62331 -0.52580Paraxylene 616.26 34.6509 0.6960 0.2309 0.326 -0.67061 -0.64913Metaxylene 617.05 34.9470 0.6951 0.2289 0.326 -0.67216 -0.653380rtoxylene 630.37 36.8517 0.6804 0.2171 0.313 -0.69841 -0.72774H2 33.18 12.9583 12.9268 0.6174 -0.22 0.0760 0.1390CH4 190.58 45.4380 2.2506 0.1761 0.011 -0.0323 0.1333

Komponen kmol Pr/Tr BPc / RTc Z V (m3/jam)Toluene 3155.3827 0.27217 -0.76212 0.79258 11.00279Paraxylene 51.0583 0.33172 -0.88223 0.70735 0.15889Metaxylene 46.0978 0.32933 -0.88516 0.70849 0.14369Ortoxylene 15.4800 0.31905 -0.92619 0.70450 0.04798H2 1628.9633 0.04776 0.04539 1.0022 7.18225CH4 0.1889 0.07823 -0.03079 0.9976 0.00083

18.53643

B - 33




Toluene 3155.3827 0.6443 149.7407 96.4821Paraxylene 51.0583 0.0104 177.9212 1.8550Metaxylene 46.0978 0.0094 178.1903 1.6773ortoxylene 15.4800 0.0032 182.2991 0.5762H2 1628.9633 0.3326 29.1810 9.7066CH4 0.1889 0.0000 42.3518 0.0016

4897.1710 1.0000 110.2989

0815,1314,82989,110

2989,110

RCp

Cp

1160,065,00815,1

10815,1

Ep).(

1),(γm

x

P2 = P1 x Rc = 8 x 3,875= 31 atm

K86,5018

31428,91

P

PTT

1159,0m

1

212



Tin = 428,91 K Tref = 298 K

Komponen kmol ∫Cpg. dT Qin = n ∫Cp dT(kJ)Toluene 3155.3827 16862.6492 53208111.91Paraxylene 51.0583 20112.9260 1026932.466Metaxylene 46.0978 20156.5017 929171.3086Ortoxylene 15.4800 20836.5456 322548.7133H2 1628.9633 3796.7993 6184846.63CH4 0.1889 5129.1682 968.7327662

61672579.7634

B - 34


Tout = 501,86 K Tref = 298 K

Komponen kmol ∫Cpg. dT Qout=n ∫Cp dT(kJ)Toluene 3155.3827 28557.7022 90110480.01Paraxylene 51.0583 33996.1371 1735786.075Metaxylene 46.0978 34056.8598 1569947.871Ortoxylene 15.4800 35002.1381 541831.3967H2 1628.9633 5929.9798 9659719.384CH4 0.1889 8363.0895 1579.515125

103619344.2563


KESIMPULAN :



Toluene 53208111.91 90110480.01Paraxylene 1026932.466 1735786.075Metaxylene 929171.3086 1569947.871Ortoxylene 322548.7133 541831.3967H2 6184846.63 9659719.384CH4 968.7327662 1579.515125

61672579.7634

Panas kompresi 41946764.4929

TOTAL 103619344.2563 103619344.2563


Suhu yang keluar dari kompresor (C-04) yaitu pada T8 = 501,86 K

B - 35

8. FURNACE (F)

Fungsi : Menaikkan suhu umpan reaktor dari C-03 agar sesuai dengan kondisi

operasi reaktor.

Tujuan : Menghitung kebutuhan bahan bakar

Gambar :

Kondisi :

Tin = 501,86 K

Tout = 663 K

1. Menghitung panas masuk furnace (Q8)

Tin = 501,86 K Tref = 298 K

Komponen kmol ∫Cpg. dT Q=n ∫Cpg.dT (kJ)Toluene 3155.3827 28557.7022 90110480.01Paraxylene 51.0583 33996.1371 1735786.075Metaxylene 46.0978 34056.8598 1569947.871Ortoxylene 15.4800 35002.1381 541831.3967H2 1628.9633 5929.9798 9659719.384CH4 0.1889 8363.0895 1579.515125

∑ Q8 = 103619344.2563

B - 36

2. Menghitung panas keluar dari furnace (Q9)


Komponen kmol ∫Cpg. dT Q=n ∫Cpg.dT (kJ)Toluene 3155.3827 59255.3729 186973379.8621Paraxylene 51.0583 70415.0107 3595273.0395Metaxylene 46.0978 70497.4824 3249782.0758Ortoxylene 15.4800 71845.1687 1112159.7191H2 1628.9633 10661.5508 17367274.8728CH4 0.1889 16588.5827 3133.0428

∑ Q9 = 212301002.6121

Beban panas di furnace = Q8 – Q7 = 108681658,3559 kJ

3. Menghitung kebutuhan bahan bakar

Bahan bakar yang digunakan untuk furnace adalah fuel oil no.2 (solar/diesel oil)

Data fuel oil no.2 :

Nilai bakar (Eb = 139.600 Btu/gal = 557506,1412 kJ/dm3

(Reff : Perry’s Chem. Eng. Handbook, hal 9-18)

Efisiensi thermal furnace (Eff) = 75%

(Reff : Kern, “Process Heat Transfer”, hal 678)

Jadi kebutuhan bahan bakar = 378 9234,259.

dmEbEff

QQ

KESIMPULAN :


Q8 (kJ/jam) Q9 (kJ/jam)Toluene 90110480.01 186973379.8621Paraxylene 1735786.075 3595273.0395Metaxylene 1569947.871 3249782.0758Ortoxylene 541831.3967 1112159.7191H2 9659719.384 17367274.8728CH4 1579.515125 3133.0428

103619344.2563Bahan bakar 108681658.3559TOTAL 212301002.6121 212301002.6121

B - 37

Jadi bahan bakar solar yang diperlukan untuk memanaskan umpan reaktor dari

501,86 K sampai 663 K sebanyak 259,9234 dm3/jam

9. Reaktor (R)

Fungsi : Tempat berlangsungnya reaksi transalkilasi membentuk

paraxylene sebagai produk utama dan benzene sebagai produk

samping.

Tujuan : - Menghitung panas pada masing – masing arus (Q9, Q10)

- Menghitung kebutuhan pendingin di reaktor

Diagram Alir :

Kondisi Operasi Reaktor :

P = 30 atm

Tin = 390 0C = 663 K

Tout= 400 0C = 673 K

Q10

Q9

R

B - 38

Perhitungan :

Neraca Panas Total

Operasi berlangsung secara non-isotermal non-adiabatic, sehingga :

∑ Qtot = -∑ QR + Q°rx + ∑ QP

∑ Qtot = -∑ Q9 + Q°rx + ∑ Q10

Dalam hubungan ini

Q9 = panas yang dibawa umpan berupa gas masuk reaktor

663

298

9 Cp.dTnQ

Q10 = panas yang dibawa produk berupa gas keluar reaktor

673

298

10 Cp.dTnQ

Qorx = panas reaksi pada 298 K

Q0rx = n ∆Hf 298 produk - n ∆Hf 298 reaktan

])(T[5

E)](T[

4

D)]T([

3

C)]T([

2

BΔTACp.dT 5432

a. Menghitung panas reaktan masuk reaktor (QR)

T = 663 K Tref =298 K

Komponen kmol ∫CpG. dT Q=n ∫CpG.dT (kJ)Toluene 3155.3827 59255.3729 186973379.8621Paraxylene 51.0583 48108.1815 2456323.5356Metaxylene 46.0978 70415.0107 3245980.3097Ortoxylene 15.4800 70497.4824 1091297.6010H2 1628.9633 71845.1687 117033142.5811CH4 0.1889 10661.5508 2013.6196

∑ Q9 = 310802137.5091

B - 39

b. Menghitung panas reaksi pada keadaan standar (Q0rx)

Q0rx = (n∑ ∆Hf 298 produk - n∑ ∆Hf 298 reaktan)

1. Menghitung enthalpy reaktan

Komponen kmol ΔHf 298 n.ΔHf (kJ)Toluene 3155.3827 50000.00 157769136.0035Paraxylene 51.0583 17950.00 916497.0707Metaxylene 46.0978 17240.00 794726.8624Ortoxylene 15.4800 19000.00 294119.0765H2 1628.9633 0.00 0.0000CH4 0.1889 -74850.00 -14136.7263

159760342.2868

2. Menghitung enthalpy produk

Komponen kmol ΔHf 298 n.ΔHf (kJ)Toluene 2181.7539 50000.00 109087696.7329Benzene 557.6382 82930.00 46244935.5493Paraxylene 462.7461 17950.00 8306291.6160Metaxylene 64.7708 17240.00 1116648.3446Ortoxylene 19.7277 19000.00 374826.1701H2 1628.9187 0.00 0.0000CH4 0.1889 -74850.00 -14136.7263

165116261.6866

Panas reaksi standar (Q°rx) = 5355919.3998 kJ

c. Menghitung panas produk keluar dari reaktor (QP)


Komponen kmol ∫CpG. dT Q=n ∫CpG.dT (kJ)Toluene 2181.7539 61354.5151 133860454.6763Benzene 557.6382 49819.4213 27781212.2155Paraxylene 462.7461 72906.7107 33737292.4752Metaxylene 64.7708 72989.8910 4727612.5819Ortoxylene 19.7277 74356.6339 1466884.8589H2 1628.9187 10955.9027 17846274.2012CH4 0.1889 17149.2714 3238.9386

∑ Q10 = 219422969.9476

B - 40

d. Menghitung panas total di reaktor

∑ Qtot = Q°rx + ∑ QP - ∑ QR

∑ Qtot = -86023248.1616 kJ (eksoterm)

e. Menghitung kebutuhan pendingin reaktor

Pendingin digunakan agar suhu keluaran reaktor tidak lebih dari 400 0C.

Pendingin yang dgunakan adalah Dowterm A

Harga panas jenis (Cp) = 0.526 kcal/(kg.C) = 2,2008 kJ/(kg oC)

Dowterm A yang digunakan pada fase cair dimana Tin = 35 0C dan Tout = 65 0C sehingga

range suhu (ΔT) = 30 0C ..................................................(Kirk &Othmer, vol 12, hal 175)

Q = m Cp ΔT

Pendingin yang dibutuhkan = Q / (Cp.ΔT) = 86023248,1616/(2,2008 x 30)

= 1.302.908,763 kg

KESIMPULAN :

KOMPONEN

INPUT OUTPUT

Q9 (kJ/jam) Q10 (kJ/jam)Toluene 186973379.8621 133860454.6763Benzene - 27781212.2155Paraxylene 2456323.5356 33737292.4752Metaxylene 3245980.3097 4727612.5819Ortoxylene 1091297.6010 1466884.8589H2 117033142.5811 17846274.2012CH4 2013.6196 3238.9386

219422969.9476Panas reaksi 5355919.3998Pendingin 86023248.1616TOTAL 310802137.5091 310802137.5091

Jadi pemanas Dowterm A yang diperlukan sebagai pendingin di reaktor

sebanyak 1.302.908,763 kg/jam

B - 41

10. Expander (EX)

Fungsi : Menurunkan tekanan produk reaktor agar sesuai dengan kondisi

Separator dari 30 atm menjadi 2 atm

Tujuan : Menentukan suhu keluar dari expander (T11)

Diagram Alir :

Kondisi Operasi Expander :

Tin = 673 K

Pin = 30 atm

Pout = 2 atm

1. Menghitung suhu keluar expander

Komponen kmol yi CpG mean yi.CpG

Toluene 2181.7539 0.4438 210.9455 93.62391654Benzene 557.6382 0.1134 171.9549 19.50642673Paraxylene 462.7461 0.0941 250.4076 23.57224268Metaxylene 64.7708 0.0132 250.4751 3.300308014Ortoxylene 19.7277 0.0040 252.3542 1.012739151H2 1628.9187 0.3314 29.4398 9.755389287CH4 0.1889 0.0000 56.3605 0.002165424

4915.7442 1.0000 150.7731878

R = 8,314 kJ/(kmol.K) ; Ep = 0,65 (Sumber : Coulson,fig 3.6)

1,05848,314150,7732

150,7732

RCp

Cpγ

P = 30 atmT = 673 K

Q11

P11 = 2 atmT11= ?

Q10

B - 42

0,08480,65 x 1,0584

0,65 x 11,0584

Ep.γ

Ep1γm

K86,34530

2736

P

PTT

0,0848m

1

212

2. Menghitung panas yang dilepas expander

a. Panas masuk expander

Tin = 673 K Tref = 298 K


∑ Q10 = 208158812.0257

b. Panas keluar expander

Tout = 534,86 K Tref = 298 K


∑ Q11 = 124001993.5264

Panas yang dilepaskan = ∑ Q11 - ∑ Q10 = 84.156.818,4993 kJ

B - 43

KESIMPULAN :



208158812.0257

Panas dilepas 84156818,4993TOTAL 124001993,5264 124001993,5264

Produk reaktor yang keluar dari expander pada suhu T11 = 534,86 K

11. Kondensor (CD-03)

Fungsi : Menurunkan suhu produk keluaran dari reaktor agar sesuai dengan

kondisi Separator gas - cair

Tujuan : Menghitung kebutuhan air pendingin

Diagram Alir :

Perhitungan :

Neraca Panas Total :

Q11 + QCW = Q12 + QHW

Q11 Q12

QCW

QHW

CD-03

B - 44

Dalam hubungan ini

Q11 : panas campuran gas masuk kondensor

534,86

298

8 Cp.dTnQ

Q12 : panas campuran gas keluar kondensor

313

298

9 Cp.dTnQ

QCW : panas yang dibawa oleh air pendingin masuk kondensor

303

298

10 Cp.dTnQ

QHW : panas yang dibawa oleh air pendingin keluar kondensor

318

298

HW Cp.dTnQ

])(T[5

E)](T[

4

D)]T([

3

C)]T([

2

BΔTACp.dT 5432

1. Menghitung beban panas CD-03

a. Panas yang dibawa umpan masuk CD-03

Tin = 534,86 K Tref = 298 K


∑ Q11 = 124001993.5264

B - 45

b. Panas yang dibawa umpan keluar CD-03



∑ Q12 = 10287471.1950

Beban panas CD-03 = ∑ Q11 - ∑ Q12 = 113.714.522,3314 kJ

2. Menghitung kebutuhan air pendingin

Pendingin yang digunakan adalah air .

Air masuk pada suhu (Tin) = 30 0C = 303 K dan keluar pada suhu (Tout) =

45 0C = 318 K dengan harga Cp = 4,184 kJ/kg.

Kebutuhan air pendingin = 875,181189415184,4

3314,522.714.113

.

xTCp

Qkg

KESIMPULAN :



124001993.5264Pendingin -113714522.3314TOTAL 10287471.1950 10287471.1950

Jadi pendingin air yang dibutuhkan untuk mendinginkan produk reaktor dari

534,86 K sampai 323 K sebanyak 1.811.894,875 kg/jam

B - 46

12. Separator Gas-Cair (S-01)

Fungsi : Memisahkan produk keluaran reaktor berupa gas H2 dan CH4 dari

campurannya berupa cairan untuk direcycle kembali

Tujuan : Trial suhu yang keluar dari Separator gas-cair (T13 = T15)

Diagram alir :

Kondisi Operasi Separator :

P = 1,1 atm

T = 323 K

Neraca Panas Total : Qtot = Q13 + Q15

a. Menghitung suhu yang keluar dari separator gas-cair

Suhu yang keluar dari Separator ditrial hingga diperoleh Q12= Q13 + Q15

Panas yang dibawa gas

T trial = 315,76 K Tref = 298 K

Komponen kmol ∫CpG. dT Q=n ∫CpG.dT (kJ)H2 1628.9187 511.5517 833276.0322CH4 0.1889 651.3279 123.0146

1629.1075 ∑Q13 = 833399.0468

HL = Q15

Hv =Q13

Q12 S

B - 47

Panas yang dibawa cairan

T trial = 315,76 K Tref = 298 K

Komponen kmol ∫CpL. dT Q=n ∫CpL.dT (kJ)Toluene 2181.4935 2821.2087 6154448.3816Benzene 557.6382 2474.9450 1380123.8500Paraxylene 462.7461 3547.3943 1641542.6979Metaxylene 64.7708 3270.0650 211804.6786Ortoxylene 19.7277 3353.3088 66153.0463

3286.3762 ∑Q15 = 9454072.6544

Panas yang dibawa keluar = Q13 + Q15 = 10287471,1950 kJ

KESIMPULAN :



Toluene 6055412.0267 6154448.3816Benzene 1233334.6261 1380123.8500Paraxylene 1539869.7614 1641542.6979Metaxylene 216159.4742 211804.6786Ortoxylene 68887.3807 66153.0463H2 1173634.0785 833276.0322CH4 173.8474 123.0146

833399.0468 9454072.6544

TOTAL 10287471.1950 10287471.1950

Jadi suhu yang keluar dari Separator gas-cair yaitu pada suhu 319,73 K

B - 48

13. Kolom Destilasi (D-01)

Fungsi : Memisahkan benzene dari campurannya.

Tujuan : - Menghitung panas yang dilepas pada kondensor (QC)

- Menghitung kebutuhan pendingin di kondensor

- Menghitung panas yang dibutuhkan reboiler (QR)

- Menghitung kebutuhan pemanas pada reboiler

Diagram Alir :

Perhitungan :

a. Menentukan kondisi puncak kolom

P puncak kolom = 760 mmHg = 1 atm

T trial = 353,76 K

Komponen kmol Yi Pi sat Ki = Pi sat / Pt Xi = Yi / KiToluene 10.6328 0.0187 297.3070 0.3912 0.0073Benzene 557.6460 0.9813 768.7975 1.0116 0.9926

568.2788 1.0000 1.0000

QR

QC

Q21

Q20

Q18Q17

Q19

Q16

Q15

D-01

B - 49

b. Menentukan kondisi dasar kolom

P dasar kolom = 912 mmHg = 1,2 atm

T trial = 370,754 K

Komponen kmol Xi Pi sat Ki = Pi sat / Pt Yi = Xi / KiToluene 2170.8508 0.7987 516.9615 0.5668 0.4527Benzene 0.0038 0.0000 1260.1117 1.3817 0.0000Paraxylene 462.7461 0.1702 223.1709 0.2447 0.0417Metaxylene 64.7708 0.0238 215.7409 0.2366 0.0056Ortoxylene 19.7277 0.0073 182.2924 0.1999 0.5000

2718.0991 1.0000 1.0000

c. Menentukan konstanta Underwood ()

Umpan masuk dalam kondisi cair jenuh, sehingga harga q = 1

θαi

Fαi.Xi1q

HK

LK

K

Ki

T feed = 315,76 K

P feed = 836 mmHg = 1,1 atm

Komponen kunci ringan = benzene

Komponen kunci berat = toluene

Komponen kmol Xi Pi satKi =

Pi sat / Pt αi αi . Xi 1 - qToluene 2181.4935 0.6638 66.5687 0.0796 1.0000 0.6638 1.0841Benzene 557.6382 0.1697 202.4409 0.2422 3.0411 0.5160 0.1945Paraxylene 462.7461 0.1408 23.0111 0.0275 0.3457 0.0487 -1.1577Metaxylene 64.7708 0.0197 21.8325 0.0261 0.3280 0.0065 -0.1082Ortoxylene 19.7277 0.0060 17.5437 0.0210 0.2635 0.0016 -0.0127

3286.3762 1.0000 1.2365 0.0000

Dengan trial diperoleh = 0,387717

B - 50

d. Menghitung Rmin

θαi

Dαi.Xi1Rmin

Kondisi dew point pada puncak kolom

T = 353,76 K P = 760 mmHg

Komponen Xi Pi sat Ki = Pi sat / Pt αi αi . Xi Rmin + 1Toluene 0.0187 297.3070 0.3912 1.0000 0.0187 0.030541433Benzene 0.9813 768.7975 1.0116 2.5859 2.5375 1.154384613

1.0000 1.1849

Rmin +1 = 1,1849

Rmin = 0,1849

Direncanakan sebagai pendingin digunakan air pendingin dengan R/Rmin =

1,2 -1,3.

Dipilih (R/Rmin) =1,25

Jadi R = 1,25 x 0,1849 = 0,2312

Dari neraca massa diperoleh :

D = 568,2788 kmol/jam

Lo = R x D =131,3619 kmol/jam

V = D + Lo = 699,6408 kmol/jam

e. Menghitung panas yang dibawa uap masuk ke kondensor (Q16)

TrefT x Cp x mQc 1

T = 353,76 K Tref = 298 K

Komponen Yi kmol ∫CpG. dT Q=n ∫CpG.dT (kJ)Toluene 0.0187 13.0833 6487.9211 84883.3066Benzene 0.9813 686.5575 5188.5643 3562247.7472

1.0000 699.6408 3647131.0538

B - 51

f. Menghitung panas penguapan (Qvap)

Qvap = n x Hvap

Hvap pada titik didih masing – masing komponen

P = 1 atm

Komponen Yi kmol Hvap Qvap = n.Hvap (kJ)Toluene 0.0187 13.0833 33590 439467.4667Benzene 0.9813 686.5575 30750 21111643.2700

1.0000 699.6408 21551110.7368

g. Menghitung panas yang dibawa refluk (Q17)

ref17 TT x Cp x mQ

T = 353,76 K Tref = 298 K

Komponen kmol Xd ∫CpL. dT Q=n ∫CpL.dT (kJ)Toluene 2.4164 0.0187 9038.3259 21840.1347Benzene 126.8024 0.9813 7952.1570 1008352.6682

129.2188 1.0000 1030192.8028

h. Menghitung panas yang dibawa destilat (Q18)

TrefT x Cp x mQ18

T = 353,76 K Tref = 298 K

Komponen Xd kmol ∫CpL. dT Q=n ∫CpL.dT (kJ)

Toluene 0.0187 10.6268 9038.3259 96048.6108

Benzene 0.9813 557.6520 7952.1570 4434536.4372

1.0000 568.2788 4530585.0480

i. Menghitung panas pada kondensor (QC)

kJ7688,377.620.19QQQvapQQ 181716C

B - 52

j. Menghitung kebutuhan pendingin pada kondensor

Sebagai pendingin digunakan air yang masuk pada T1 =303 K dan keluar pada

T2 = 318 K

Cp air = 4,184 kJ/kg

12airairC TTxxCpmQ

Massa air yang digunakan = 312618,019 kg

k. Menghitung panas yang dibawa produk pada dasar menara (Q21)

T dasar = 370,75 K Tref = 298 K


2718.0991 ∑Q21 = 33956970.1961

l. Menghitung panas yang dibawa feed (Q15)

Tf eed = 315,76 K Tref = 298 K


3286.3762 ∑Q15 = 9454072.6544

m. Menghitung panas yang dibutuhkan reboiler (QR)

kJ358,860.653.48QQQQQ 1521C18R

B - 53

n. Menghitung kebutuhan pemanas pada reboiler

Sebagai pemanas digunakan stem saturated pada T = 533,15 K (46,943 bar),

dimana harga λ = 1661,5 kJ/kg

x mQ steamR

Massa steam yang dibutuhkan sebesar 29.283,094 kg

KESIMPULAN :


Q15 (kJ/jam) Q18 (kJ/jam) Q21 (kJ/jam)Toluene 6154448.3816 96048.6108 25856919.6845Benzene 1380123.8500 4434536.4372 40.2808Paraxylene 1641542.6979 6930803.9111Metaxylene 211804.6786 890947.6739Ortoxylene 66153.0463 278258.6458

9454072.6544 4530585.0480 33956970.196138487555.24

Panas Reboiler 48653860.3585Panas Condenser 19620377.7688TOTAL 58107933.0129 58107933.0129

Pendingin air yang dibutuhkan kondensor sebanyak 312.618,019 kg

Steam jenuh yang diperlukan sebagai pemanas di reboiler sebanyak

29.283,094 kg

B - 54

14. Kolom Destilasi (D-02)

Fungsi : Memisahkan toluene dari campurannya agar dapat direcycle kembali

ke reaktor

Tujuan : - Menghitung panas yang dilepas pada kondensor (QC)

- Menghitung kebutuhan pendingin di kondensor

- Menghitung panas yang dibutuhkan reboiler (QR)

- Menghitung kebutuhan pemanas pada reboiler

Diagram Alir :

Perhitungan :

a. Menentukan kondisi puncak kolom

P puncak kolom = 760 mmHg = 1 atm

T trial = 383,79 K

Komponen kmol Yi Pi sat Ki = Pi sat / Pt Xi = Xi / KiToluene 2171.2570 0.999880 760.0505 1.0001 0.9999Benzene 0.0038 0.000002 1778.7169 2.3404 0.0000Paraxylene 0.256576902 0.000118 341.0590 0.4488 0.0001

2171.5174 1.000000 1.0000

QR

QC

Q27

Q26

Q24Q23

Q25

Q22

Q21

D-02

B - 55

b. Menentukan kondisi dasar kolom

P dasar kolom = 1140 mmHg = 1,5 atm

T trial = 427,965 K

Komponen kmol Xi Pi sat Ki = Pi sat / Pt Yi = Xi / KiToluene 0.2300 0.000420 2297.5753 2.0154 0.0008Paraxylene 462.4894741 0.845165 1146.0331 1.0053 0.8496Metaxylene 64.7708 0.118364 1138.5143 0.9987 0.1182Ortoxylene 19.7277 0.036051 990.0315 0.8684 0.0313

547.2180 1.000000 1.0000

c. Menentukan konstanta Underwood ()

Umpan masuk dalam kondisi cair jenuh, sehingga harga q = 1

θαi

Fαi.Xi1q

HK

LK

K

Ki

T feed = 370,754 K

P feed = 912 mmHg = 1,2 atm

Komponen kunci ringan = toluene

Komponen kunci berat = paraxylene

Komponen kmol Xi Pi satKi =

Pi sat / Pt αi αi . Xi 1 - qToluene 2170.8508 0.7987 516.9615 0.5668 2.3164 1.8501 1.5503Benzene 0.0038 0.0000 1260.1117 1.3817 5.6464 0.0000 0.0000Paraxylene 462.7461 0.1702 223.1709 0.2447 1.0000 0.1702 -1.3836Metaxylene 64.7708 0.0238 215.7409 0.2366 0.9667 0.0230 -0.1473ortoxylene 19.7277 0.0073 182.2924 0.1999 0.8168 0.0059 -0.0194

2718.0991 1.0000 2.0493 0.0000

Dengan trial diperoleh = 1,12305

B - 56

d. Menghitung Rmin

θαi

Dαi.Xi1Rmin

Kondisi dew point pada puncak kolom

T = 383,79 K P = 760 mmHg

Komponen Xi Pi sat Ki = Pi sat / Pt αi αi . Xi Rmin + 1Toluene 0.999880 760.0505 1.0001 2.2285 2.2282 2.015677808Benzene 0.000002 1778.7169 2.3404 5.2153 0.0000 2.25396E-06Paraxylene 0.000118 341.0590 0.4488 1.0000 0.0001 -0.000960224

1.000000 2.0147

Rmin +1 = 2,0147

Rmin = 1,0147

Direncanakan sebagai pendingin digunakan air pendingin dengan R/Rmin =

1,2 -1,3.

Dipilih (R/Rmin) =1,25

Jadi R = 1,25 x 1,0147 = 1,2684

Dari neraca massa diperoleh :

D = 2171.5174 kmol/jam

Lo = R x D = 2754.3523 kmol/jam

V = D + Lo = 4925.8697 kmol/jam

e. Menghitung panas yang dibawa uap masuk ke kondensor (Q22)

TrefT x Cp x mQc 1

T = 383,79 K Tref = 298 K

Komponen Yi kmol ∫CpG. dT Q=n ∫CpG.dT (kJ)Toluene 0.999880 4925.2786 10418.5369 51314197.1534Benzene 0.000008 0.0394 8356.4114 329.3008

Paraxylene 0.000112 0.5517 12448.9108 51314526.4542

1.000000 4925.8697 ∑Q22= 102629052.9083

B - 57

f. Menghitung panas penguapan (Qvap)

Qvap = n x Hvap

Hvap pada titik didih masing – masing komponen

P = 1 atm

Komponen Yi kmol Hvap Qvap = n.Hvap (kJ)Toluene 0.999880 4925.2786 33590 165440109.2654Benzene 0.000008 0.0394 30750 1211.7640Paraxylene 0.000112 0.5517 35820 19761.8012

1.000000 4925.8697 ∑QVAP= 165461082.8306

g. Menghitung panas yang dibawa refluk (Q23)

ref23 TT x Cp x mQ

T = 383,79 K Tref = 298 K

Komponen Yi kmol ∫CpL. dT Q=n ∫CpL.dT (kJ)Toluene 0.999880 2754.0218 14157.5243 38990130.0371Benzene 0.000008 0.0220 12473.3074 274.8471Paraxylene 0.000112 0.3085 17788.6941 5487.5890

1.000000 2754.3523 ∑Q23= 38995892.4732

h. Menghitung panas yang dibawa destilat (Q24)

TrefT x Cp x mQ24

T = 383,79 K Tref = 298 K

Komponen Yi kmol ∫CpL. dT Q=n ∫CpL.dT (kJ)Toluene 0.999880 2171.2569 14157.5243 30739621.7733Benzene 0.000008 0.0174 12473.3074 216.6880Paraxylene 0.000112 0.2432 17788.6941 4326.3875

1.000000 2171.5174 ∑Q24= 30744164.8489

i. Menghitung panas pada kondensor (QC)

kJ9627,551.035.147QQQvapQQ 242322C

B - 58

j. Menghitung kebutuhan pendingin pada kondensor


T2 = 318 K


12airairC TTxxCpmQ

Massa air yang dibutuhkan sebesar 2.342.766,461 kg

k. Menghitung panas yang dibawa produk pada dasar menara (Q27)

T dasar = 427,97 K Tref = 298 K

Komponen kmol ∫CpL. dT Q=n ∫CpL.dT (kJ)Toluene 0.2300 22100.9215 5084.1189Paraxylene 462.4894741 27651.9081 12788716.4447Metaxylene 64.7708 25369.4782 1643201.0347

Ortoxylene 547.1875 25978.3284 14215017.7275

1074.6778 28652019.3258

l. Menghitung panas yang dibawa feed (Q21)

Tf eed = 370,75 K Tref = 298 K

Komponen kmol ∫CpL. dT Q=n ∫CpL.dT (kJ)Toluene 2170.8508 11910.9614 25856919.6845Benzene 0.0038 10488.3053 40.2808Paraxylene 462.7461 14977.5539 6930803.9111Metaxylene 64.7708 13755.3940 890947.6739

Ortoxylene 19.7277 14104.9764 278258.6458

2718.0991 33956970.1961

m. Menghitung panas yang dibutuhkan reboiler (QR)

kJ9412,765.474.172QQQQQ 2127C24R

B - 59

n. Menghitung kebutuhan pemanas pada reboiler

Sebagai pemanas digunakan stem saturated pada T = 533,15 K (46,943 bar),

dimana harga λ = 1661,5 kJ/kg

x mQ steamR

Massa steam yang dibutuhkan sebesar 103806,66 kg

KESIMPULAN :



Toluene 25856919.6845 30739621.7733 5084.1189Benzene 40.2808 216.6880Paraxylene 6930803.9111 4326.3875 12788716.4447Metaxylene 890947.6739 1643201.0347Ortoxylene 278258.6458 14215017.7275

33956970.1961 30744164.8489 28652019.325859396184.1747

Panas Reboiler 172474765.9412Panas Condenser 147035551.9627TOTAL 206431736.1374 206431736.1374

Pendingin air yang dibutuhkan kondensor sebanyak 2.342.766,461 kg.

Steam jenuh yang diperlukan sebagai pemanas di reboiler sebanyak

103806,66 kg

B - 60

15. Heat Exchanger (HE - 01)

Fungsi : Menurunkan suhu produk destilasi D-02 dengan memanfaatkan

pendingin yang berasal dari keluaran centrifuge.

Tujuan : Menentukan suhu keluar dari heat exchanger (T27b)

Diagram Alir :

Perhitungan :


Q27a + Q32 = Q27b + Q33

Dalam hubungan ini

Q27a : panas cairan (dari kolom destilasi) masuk HE-01

427,97

298

27a Cp.dTnQ

Q27b : panas cairan (dari kolom destilasi) keluar HE-01

T

298

27b Cp.dTnQ

Q32 : panas yang dibawa pendingin (dari centrifuge) masuk HE-01

278

298

33 Cp.dTnQ

Q27a Q27b

Q32

Q33

HE-01

B - 61

Q33 : panas yang dibawa pendingin (dari centrifuge) keluar HE-01

T

298

34 Cp.dTnQ

])(T[5

E)](T[

4

D)]T([

3

C)]T([

2

BΔTACp.dT 5432

1. Menghitung panas campuran (Qcamp)

a. Panas yang dibawa cairan masuk heat exchanger (Q27a)

Tin = 427,97 K Tref = 298 K


Ortoxylene 547.1875 25978.3284 14215017.7275

1074.6778 28652019.3258

b. Panas yang dibawa pendingin masuk heat exchanger (Q32)


Komponen kmol ∫CpL. dT Q=n ∫CpL.dT (kJ)Toluene 0.0000 -3119.1502 0.0000Paraxylene 46.0123 -3906.3360 -179739.5838Metaxylene 43.2185 -3619.0736 -156410.9819

Ortoxylene 13.5699 -3708.0858 -50318.5078

102.8008 -386469.0735

Qcamp = Q27 + Q32 = 28.265.550,2524 kJ

B - 62

2. Menentukan suhu keluar heat exchanger

Suhu ditrial hingga diperoleh Q33 +Q27b =Qcamp

Dimana berlaku hubungan : (∑ n )33 + (∑ n )27b = (∑ n )camp

Qcamp = (∑ n )camp.CpL (Tcamp – Tref)

T trial = 415,92 K Tref = 298 KKomponen kmol ∫CpL. dT Q=n ∫CpL.dT (kJ)Toluene 0.2300 19880.2331 4573.2694Paraxylene 508.5018 24907.4104 12665462.8646Metaxylene 107.9893 22852.9736 2467876.6245

Ortoxylene 560.7575 23410.5442 13127637.9039

1177.4786 28265550.6624

KESIMPULAN :

KOMPONEN

INPUT OUTPUT

Q27a (kJ/jam) Q32 (kJ/jam) Q27b+ Q33 (kJ/jam)

Toluene 5084.1189 0.0000 4573.2694Paraxylene 12788716.4447 -179739.5838 12665462.8646Metaxylene 1643201.0347 -156410.9819 2467876.6245Ortoxylene 14215017.7275 -50318.5078 13127637.9039

28652019.3258 -386469.0735TOTAL 28265550.6624 28265550.6624

Jadi produk yang keluar dari HE-01 pada suhu T27b = 415,92 K

B - 63

16. Heat Exchanger (HE - 02)

Fungsi : Menurunkan suhu produk dari HE-01 sebelum diumpankan ke dalam

kristalizer.

Tujuan : Menentukan jumlah air pendingin

Diagram Alir :

Perhitungan :


Q27B + Q32 = Q28 + Q33

Dalam hubungan ini

Q27b : panas cairan (dari kolom destilasi) masuk HE-02

415,92

298

27 Cp.dTnQ b

Q28 : panas cairan (dari kolom destilasi) keluar HE-02

323

298

28 Cp.dTnQ

])(T[5

E)](T[

4

D)]T([

3

C)]T([

2

BΔTACp.dT 5432

Q27b Q28

QCW

QHW

HE-02

B - 64

1. Menghitung beban panas HE-02

a. Panas yang dibawa cairan masuk heat exchanger (Q27b)

Tin = 415,92 K Tref = 298 K


Ortoxylene 560.7575 23410.5442 13127637.9039

1177.4786 28265550.6624

b. Panas yang keluar dari heat exchanger (Q28)



Ortoxylene 547.1875 4736.6378 2591829.2280

1074.6778 5210796.3464

Beban panas yang harus diserap oleh air sebagai pendingin sebesar

23054754,3160 kJ.

2. Menghitung kebutuhan pendingin pada HE-02


T2 = 318 K


12airairC TTxxCpmQ

Massa air yang dibutuhkan sebesar 367339,0854 kg

B - 65

KESIMPULAN :


Q27b (kJ/jam) Q28 (kJ/jam) Toluene 4573.2694 916.9656Paraxylene 12665462.8646 2318893.1941Metaxylene 2467876.6245 299156.9587Ortoxylene 13127637.9039 2591829.2280

28265550.6624Panas diserap -23054754.3160TOTAL 5210796.3464 5210796.3464

Jadi massa air yang dibutuhkan sebagai pendingin sebesar 367339,0854 kg

17. KRISTALIZER (CR)

Fungsi : Memisahkan paraxylene dari campuran xylene berdasarkan

perbedaan titik beku

Tujuan : Menghitung kebutuhan refrigerant sebagai pendingin kristalizer

Diagram Alir :

Kondisi Operasi Kristalizer :

T = 0 – 10 0C , dalam hal ini dipilih Toperasi = 5 0C = 278 K

P operasi = 1 atm

(Sumber : US Patent 5,448,005; 8 September 1995)

B - 66

1. Menghitung beban panas kristalizer

a. Panas yang dibawa masuk kristalizer

Tin = 323 K Tref = 298 K

K omponen kmol ∫CpL. dT Q=n ∫CpL.dT (kJ)Toluene 0.2300 3986.0958 916.9656Paraxylene 462.4895 5013.9372 2318893.1941Metaxylene 64.7708 4618.7020 299156.9587Ortoxylene 19.7277 4736.6378 93442.9380

547.2180 ∑Q28 = 2712410.0564

b. Panas yang dibawa keluar kristalizer


FILTRAT (cair)

Komponen kmol ∫CpL. dT Q=n ∫CpL.dT (kJToluene 0.0000 -3119.1502 0.0000Paraxylene 46.24892857 -3906.3360 -180663.8556Metaxylene 64.7708 -3619.0736 -234410.2374Ortoxylene 19.7277 -3708.0858 -73151.9784

130.7474 -488226.0714

CAKE (padat)

Komponen kmol ∫CpS. dT Q=n ∫CpS.dT (kJToluene 0.2300 -1299.5771 -298.9561Paraxylene 416.2405456 -3088.3359 -1285490.6005Metaxylene 0.0000 -2563.2417 0.0000Ortoxylene 0.0000 -3192.3152 0.0000

416.4706 -1285789.5565

Panas total keluar kristalizer (∑Q29) = -1774015,6279 kJ

Beban panas kristalizer = ∑Q28 - ∑Q29 = 4486425,6843 kJ

B - 67

2. Menghitung kebutuhan pendingin

Pendingin yang digunakan adalah refrigerant amoniak (NH3).

Suhu yang dapat dicapai oleh pendingin NH3 maksimal -20 0C

λ = 1371,1613 kJ/kg (Sumber : Perry’s Handbook, hal 3-121, ed 6)

Maka jumlah pendingin yang dibutuhkan = Q/λ = 3271,9897 kg

KESIMPULAN :

KOMPONENINPUT OUTPUT (Q29)

Q28 (kJ/jam) CAKE (kJ/jam) FILTRAT (kJ/jam)Toluene 916.9656 -298,9561 0.0000Paraxylene 2318893.1941 -1285490,6005 -180663,8556Metaxylene 299156.9587 0.0000 -234410,2374Ortoxylene 93442.9380 0.0000 -73151,9784

2712410.0564 -1285789,5565 -488226,0714Pendingin -4486425.6843TOTAL -1774015,6279 -1774015,6279

Jadi jumlah refrigeran NH3 yang diperlukan sebanyak = 3271,9897 kg

18. CENTRIFUGE (CF)

Fungsi : Memisahkan kristal paraxylene dari mother liquor yang keluar dari

kristalizer

Tujuan : Menghitung panas pada masing – masing arus (Q29, Q30, Q32)

Diagram Alir :

Q29 Q30

Q32

CF

B - 68

a. Panas yang dibawa masuk ke centrifuge

Tin = 278 K Tref =198 K

Dari perhitungan sebelumnya diketahui bahwa ∑Q29 = -1774015,6279 kJ

b. Panas yang dibawa keluar dari centrifuge

1. FILTRAT


Komponen kmol ∫CpL. dT Q=n ∫CpL.dT (kJ)Toluene 0.0000 -3119.1502 0.0000Paraxylene 46.0123 -3906.3360 -179739.5838Metaxylene 43.2185 -3619.0736 -156410.9819Ortoxylene 13.5699 -3708.0858 -50318.5078

102.8008 ∑Q32 = -386469.0735

2. CAKE


Komponen kmol ∫CpS. dT Q=n ∫CpS.dT (kJToluene 0.2300 -1299.5771 -298.9561Paraxylene 416.4772 -3088.3359 -1286221.3265Metaxylene 21.5523 -2563.2417 -55243.6807

Ortoxylene 6.1578 -3192.3152 -19657.4836

444.4172 ∑Q30 = -1361421.4469

KESIMPULAN :

KOMPONEN

INPUT (Q29) OUTPUTCAKE

(kJ/jam)FILTRAT (kJ/jam)

Q30

(kJ/jam)Q32

(kJ/jam)Toluene -298,9561 0.0000 -298.9561 0.0000Paraxylene -1285490,6005 -180663,8556 -1286221.3265 -179739.5838Metaxylene 0.0000 -234410,2374 -55243.6807 -156410.9819Ortoxylene 0.0000 -73151,9784 -19657.4836 -50318.5078

-1285789,5565 -488226,0714 -1361421.4469 -386469.0735-1774015,6279 -1747890.5204

Panas diserap 26125.1075TOTAL -1747890.5204 -1747890.5204

B - 69

19. MELTER (ML)

Fungsi : Melelehkan cake yang dihasilkan dari centrifuge.

Tujuan : Menghitung kebutuhan air sebagai pemanas

Diagram Alir :

Qp2

Q30 Q31

Qp1

Kondisi Operasi Melter :

P = 1 atm

T = 15 oC = 288 K

Perhitungan :


Q30 + Qp1 = Q31 + Qp2

1. Menghitung beban panas Melter

a. Panas yang masuk ke Melter (berupa cake)

Tin= 278 K Tref = 298 K

Komponen kmol ∫CpS. dT Q=n ∫CpS.dT (kJToluene 0.2300 -1299.5771 -298.9561Paraxylene 416.4772 -3088.3359 -1286221.3265Metaxylene 21.5523 -2563.2417 -55243.6807

Ortoxylene 6.1578 -3192.3152 -19657.4836

444.4172 ∑Q30 = -1361421.4469

ML

B - 70

b. Panas yang keluar dari Melter


Komponen kmol ∫CpL. dT Q=n ∫CpL.dT (kJToluene 0.2300 -627.5576 -144.3640Paraxylene 416.4772 -1557.1001 -648496.6291Metaxylene 21.5523 -1282.6009 -27642.9637Ortoxylene 6.1578 -1612.0933 -9926.8699

444.4172 ∑Q31 = -686210.8268

Beban panas di melter = ∑Q31 - ∑Q30 = 675210.6202 kJ

2. Menghitung kebutuhan pemanas

Dalam hal ini pemanas yang digunakan air yang masuk pada suhu 303 K dan

keluar pada suhu 288 K (ΔT yang diijinkan 15 0C)

Cp air = 4,184 kJ / (kg.0C)

Maka kebutuhan air sebesar 10758,356 kg

KESIMPULAN :

KOMPONEN

INPUT OUTPUT


Toluene -298.9561 -144.3640Paraxylene -1286221.3265 -648496.6291Metaxylene -55243.6807 -27642.9637Ortoxylene -19657.4836 -9926.8699

-1361421.4469Pemanas 675210.6202

TOTAL -686210.8268 -686210.8268

Jadi jumlah air yang diperlukan sebagai pemanas sebanyak = 10758,356 kg

A- 1

LAMPIRAN A

PERHITUNGAN NERACA MASSA

Penjabaran Arus :

M13 = M13a + M1 + M16M5 = M4 + M3M4 = M2 + M9M5 = M6M6 = M7 + M10M7 = M8 + M9M10 = M11 + M12M12 = M13 + M14M13 = M13a + M13bM14 = M15M15 = M17 + M16

M17 = M15 - M16 = M14 – M3 + M13a + M1 = M12 - M13 – M3 + M13a + M1 = M12 + M13b – M3 + M1

= M10 – M11 – M3 + M1 = M6 – M7 – M11 – M3 + M1

= M5 – M7 – M11 - M13b – M3 + M1= M4 + M3 – M7 – M11 – M13b + M1

= M2 + M9 – M7 – M11 – M13b + M1 = M2 + M7 – M8 – M7 – M11 – M13b + M1

Neraca Massa Total : M1 + M2 = M17 + M8 + M11 + M13b

A- 2

♣ Komposisi Fresh Feed :

A. Toluene (BM= 92,13 gr/mol))

- Toluene = 99,00 %wt

- Paraxylene = 0,50 %wt

- Metaxylene = 0,30 %wt

- Ortoxylene = 0,20 %wt

B. Hidrogen (BM= 2,001 gr/mol)

- Hidrogen = 99,90 %wt

- CH4 = 0,10 %wt

♣ Komposisi Produk :

A. Produk Utama = Paraxylene (BM = 106,167 gr/ml)





B. Produk Samping = Benzene (BM= 78,11 gr/mol)

- Benzene = 98.0 %wt

- Toluene = 2.0 %wt

Ratio mol H2 / Feed Toluene = 0,5 : 1

Konversi = 31 %

Yield Mixed Xylene = 14,7 %wt

Yield Benzene = 14 %wt

Selektivitas : - Paraxylene = 94,7 %

- Metaxylene = 4,3 %

- Ortoxylene = 1 %

(Sumber : US Patent No.6,458,736 ; 1 Oktober 2002)

A- 3

Secara Umum :

Ratio mol H2 / Feed Toluene = 0,5 : 1

Konversi = 31 %

Yield Mixed Xylene (XMixed Xylene) = )11,7814167,1067,14

167,1067,14

xx

x

= 51,2 %wt

Yield Benzene(XBZ) = )11,7814167,1067,14

11,7814

xx

x

= 48,8 %wt

Selektivitas : - Paraxylene (XPX) = 51,2 x 0,947 = 48,5 %wt

- Metaxylene(XMX) = 51,2 x 0,043 = 2,2 %wt

- Ortoxylene(XOX) = 51,2 x 0,01 = 0,5 %wt

Kapasitas Produksi = 350.000 ton / tahun

1 tahun produksi = 330 hari

1 hari produksi = 24 jam

Basis Perhitungan = 1 jam produksi

Kapasitas Produksi =jam

harix

hari

tahunx

ton

kgx

tahun

ton

24

1

330

11000350000

= jam

kmol

kg

kmoljam

kg

249,416167,106

92,44191

A- 4

1. REAKTOR (R)

Basis umpan toluene masuk reaktor = 1000 kg/jam

= kmolkg

jamkg

/13,92

/1000= 10,854 kmol/jam

Neraca Massa Total : M5 = M6

♣ Komposisi umpan pada arus M5 :

. - Toluene = 96.049 %wt

- Paraxylene = 1.791 %wt

- Metaxylene = 1.617 %wt

- Ortoxylene = 0.543 %wt

♣ Komposisi M5 (Input) :

Toluene = 0,96049 x 1000 kg/jam = 960.49 kg/jam

P-xylene = 0,01791 x 1000 kg/jam = 17.91 kg/jam

M-ylene = 0,01617 x 1000 kg/jam = 16.17 kg/jam

O-xylene = 0,00543 x 1000 kg/jam = 5.43 kg/jam

Ratio mol H2 : Feed Toluene = 0,5 : 1

Maka : H2 = 0,5 x 10,854 kmol/jam = 5,427 kmol/jam = 10,86 kg/jam

A- 5

Dengan komposisi : H2 = 0,999 x 10,86 kg/jam = 10,85 kg/jam

CH4 = 0,001 x 10,86 kg/jam = 0,01 kg/jam

Jadi total massa masuk reaktor (M5) = 1000 + 10,86 = 1010,86 kg/jam

M5 = M6 = 1010,86 kg/jam

♣ Komposisi M6 (Output) :

1. P-xylene = P-X awal + P-X hasil reaksi

= 17,91 + (0,31 x 0,485 x 960,49) = 162.32 kg/jam

2. M-ylene = M-X awal + M-X hasil reaksi

= 16,17 + (0,31 x 0,022 x 960,49) = 22.72 kg/jam

3. O-xylene = O-X awal + O-X hasil reaksi

= 5,43 + (0,31 x 0,005 x 960,49) = 6.92 kg/jam

4. Benzene = BZ hasil reaksi

= 0,31 x 0,488 x 960.49 = 143.92 kg/jam

5. Toluene = 1000 – (162,32 + 22,72 + 6,92 + 143,92)

= 664,12 kg/jam

Neraca Massa di sekitar Reaktor

KOMPONENINPUT

(kg/jam)OUTPUT(kg/jam)

ARUS 5 ARUS 6Toluene 960.49 664.12Benzene - 143.92Paraxylene 17.91 162.32Metaxylene 16.17 22.72Ortoxylene 5.43 6.92H2 10,85 10,85CH4 0,01 0,01JUMLAH 1010,86 1010,86

A- 6

2. KNOCK-OUT DRUM (S-01)

Neraca Massa Total :

M6 = M7 + M10

M7 = M8 + M9

M8 = 0,5 M7

Diinginkan agar H2 dan CH4 terpisah semua sebagai komponen gas dari

campurannya, dimana 5 % gas yang keluar dipurging

(Sumber : “Design and Economic Analysis of Toluene Disproportionation Process”, www.google.com)

♣ Komposisi M8 :

H2 = 0,005 x 10,85 = 0,54 kg/jam

CH4 = 0,05 x 0,01 = 0,0005 kg/jam

♣ Komposisi M9 :

H2 = 10,85 – 0,54 = 10,31 kg/jam

CH4 = 0,01 – 0,0005 = 0,0095 kg/jam

A- 7

Neraca Massa di sekitar S-01

KOMPONENINPUT(kg/jam) OUTPUT (kg/jam)

ARUS 6 ARUS 7 ARUS 10

Toluene 664.12 - 664.12Benzene 143.92 - 143.92Paraxylene 162.32 - 162.32Metaxylene 22.72 - 22.72Ortoxylene 6.92 - 6.92H2 10,85 10,85 -CH4 0,01 0,01 -JUMLAH

1010.8610,86 1000

1010,86

Neraca Massa Arus 7

KOMPONEN ARUS 7kg/jam

ARUS 9kg/jam

ARUS 8kg/jam

Toluene - - -Benzene - - -Paraxylene - - -Metaxylene - - -Ortoxylene - - -H2 10,85 10,31 0,54CH4 0,01 0,0095 0,0005

JUMLAH 10,8610,3195 0,5405

10,86

A- 8

3. KOLOM DISTILASI 1 (D-01)

Kolom distilasi D-01 untuk memisahkan Benzene sebagai hasil atas dari

campurannya Asumsi :

- Hasil atas (M11) terdiri dari : XBZ = 0,978

XTOL = 0,022

-Hasil bawah (M12) terdiri dari : XBZ = 0,000001

XTOL = 0,7749

XPX = 0,1903

XMX = 0,0266

XOX = 0,0081

♣ Neraca Massa Total :

M10 = M11 + M12

1000 = M11 + M12

M12 = 1000 – M11

♣ Neraca Massa Komponen Benzene :

143,92 = 0,978 M11 + 0,000001 M12

143,92 = 0,978 M11 + 0,000001 (1000 – M11)

M11 = 147,16 kg/jam

M12 = 852,84 kg/jam

A- 9

♣ Komposisi hasil atas (M11) :

Benzene = 0,995 x 147,16 = 143.922 kg/jam

Toluene = 0,005 x 147,16 = 3.237 kg/jam

♣ Komposisi hasil bawah (M12) :

Toluene = 0,7749 x 852,84 = 660.880 kg/jam

Benzene = 0,000001 x 852,84 = 0.001 kg/jam

Paraxylene = 0,1903 x 852,84 = 162.320 kg/jam

Metaxylene = 0,0266 x 852,84 = 22.720 kg/jam

Ortoxylene = 0,0081 x 852,84 = 6.920 kg/jam

Neraca Massa disekitar D-01



Toluene 664.12 3.237 660.880Benzene 143.92 143.922 0.001Paraxylene 162.32 - 162.320Metaxylene 22.72 - 22.720Ortoxylene 6.92 - 6.920JUMLAH

1000147,159 852.841

1000

A- 10

4. KOLOM DISTILASI 2 (D-02)

Kolom distilasi D-02 untuk memisahkan Toluene sebagai hasil atas dari

campurannya

Arus M13b dipurging sebesar 5% M13

(Sumber : “Design and Economic Analysis of Toluene Disproportionation Process”, www.google.com)

Asumsi :

- Hasil atas (M13) terdiri dari : XTOL = 0,9999

XPX = 0,0001

-Hasil bawah (M14) terdiri dari : XTOL = 0,00036

XPX = 0,84522

XMX = 0,11837

XOX = 0,03605


M12 = M13 + M14

852,54 = M13 + M14

M14 = 852,54 – M13

A- 11

♣ Neraca Massa Komponen Toluene :

660,88 = 0,9999 M13 + 0,00036 M14

660,88 = 0,9999 M13 + 0,00036 (852,84 – M13)

660,57 = 0,99954 M13

M13 = 660,90 kg/jam

M14 = 191,94 kg/jam

♣ Komposisi hasil atas (M13) :

Toluene = 0,9999 x 660,90 = 660,81 kg/jam

Paraxylene = 0,0001 x 660,90 = 0,09 kg/jam

♣ Komposisi hasil bawah (M14) :

Toluene = 0,00036 x 191,94 = 0,07 kg/jam

Paraxylene = 0,84522 x 191,94 = 162.23 kg/jam

Metaxylene = 0,11837 x 191,94 = 22.720 kg/jam

Ortoxylene = 0,03605 x 191,94 = 6.920 kg/jam

Neraca Massa Arus 13 :

M13 = M13a + M13b

M13b = 0,05 M13

♣ Neraca Massa Arus 13b :

Toluene = 0,005 x 660,81 = 34,28 kg/jam


A- 12

♣ Neraca Massa Arus 13a :

Toluene = 660,81 - 34,28 kg/jam = 626,53 kg/jam

Paraxylene = 0,09 - 0,01 kg/jam = 0,08 kg/jam

Neraca Massa di sekitar D-02



Toluene 660.88 660.81 0,07Benzene 0.00 0,00 0,00Paraxylene 162.32 0,09 162,23Metaxylene 22.72 - 22.72Ortoxylene 6.92 - 6.92JUMLAH

852,84660,90 191.94

852,84

Neraca Massa Arus 13


Arus 13b(kg/jam)

Arus 13a(kg/jam)


A- 13

5. KRISTALIZER (CR)

Pada alat kristalizer yang beroperasi pada suhu 0 – 10 0C terbentuk cake

berupa paraxylene dengan kadar kebasahan 8 – 12 %wt, kemudian

dipisahkan antara kristal dengan filtratnya dengan centrifuge sehingga

diperoleh paraxylene dengan kemurnian 99,5 %wt..

Komponen Titik beku (0C)Toluene -94,97Paraxylene 13,28Metaxylene -47,85

Ortoxylene -25,17

(Sumber : US Patent 5,448,005 ; 5 September 1995)

Berdasarkan keterangan di atas dapat diasumsikan :

Kristal paraxylene yang terbentuk 90 %wt


M14 = M15

♣ Neraca Massa Komponen Cake pada Arus 15

Toluene = 0,07 kg/jam


A- 14

♣ Neraca Massa Komponen Filtrat pada Arus 15

Paraxylene = 162,23 - 146,01 = 16,22 kg/jam

Metaxylene = 22.720 kg/jam

Ortoxylene = 6.920 kg/jam

Neraca Massa Kristalizer

KOMPONEN INPUT (kg/jam) OUTPUT (kg/jam)ARUS 14 ARUS 15

Cake FiltratToluene 0,07 0,07 -Paraxylene 162,23 146,01 16,22Metaxylene 22.72 - 22.72Ortoxylene 6.92 - 6.92JUMLAH

191.94146,08 45.86

191.94

6. CENTRIFUGE (C)

Massa yang keluar kristalizer = massa yang masuk centrifuge.

Komposisi produk paraxylene (M17) :

- Paraxylene = 99 ,5 %wt



- Toluene = 0.05 %wt

A- 15


M15 = M16 + M17

♣ Neraca Massa Arus 17 :


Metaxylene = jamkgx /44,001,146995,0

003,0

Ortoxylene = jamkgx /22,001,146995,0

0015,0

Toluene = jamkgx /07,001,146995,0

0005,0

♣ Neraca Massa Arus 16 :

M16 = M15 – M17

Paraxylene = 162,23 – 146,01 = 16,22 kg/jam

Metaxylene = 22,72 – 0,44 = 22,28 kg/jam

Ortoxylene = 6,92 – 0,22 = 6,70 kg/jam

Neraca Massa Centrifuge (C)


Toluene 0,07 - 0,07Paraxylene 162,23 16.22 146,01Metaxylene 22.72 22.28 0,44Ortoxylene 6.92 6.70 0,22JUMLAH

191.9445.20 146,74

191.94

A- 16

7. TANGKI PENYIMPAN TOLUENE (T- 01)

♣ Komposisi Fresh Feed :

A. Toluene





B. Hidrogen

- Hidrogen = 99,90 %wt

- CH4 = 0,10 %wt


M5 = M3 + M4

1010,86 = M3 + 10,86

M3 = 1000 kg/jam

M3 = M1 + M16 + M13a

1000 = M1 + 36,06 + 626.61

M1 = 337.33 kg/jam

A- 17

♣ Neraca Massa Komponen Arus 1 :

Toluene = 0,990 x 337.33 = 333.94 kg/jam

Paraxylene = 0,005 x 337.33 = 1.69 kg/jam

Metaxylene = 0,003 x 337.33 = 1.01 kg/jam

Ortoxylene = 0,002 x 337.33 = 0.67 kg/jam

Jumlah gas H2 yang dipurging = jumlah gas H2 make-up

Sehingga M2 = M8 = 0,5405 kg/jam

Neraca Massa di sekitar T-01

KOMPONEN INPUT (kg/jam) OUTPUT (kg/jam)ARUS 1 ARUS 13a ARUS 16 ARUS 3

Toluene 333.94 626.53 - 960.49Benzene - - - -Paraxylene 1.69 0,08 16,14 17.91Metaxylene 1.01 - 15,16 16.17Ortoxylene 0.67 - 4,76 5.43

JUMLAH337.33 626.61 36,06

10001000

Neraca Massa Hidrogen


H2 0,54 10,31 10,85CH4 0,0005 0,0095 0,01

JUMLAH0,5405 10,3195

10,8610,86

A- 18

Neraca Massa Total di sekitar T-01


Toluene 960.49 - 960.49Benzene - - -Paraxylene 17.91 - 17.91Metaxylene 16.17 - 16.17Ortoxylene 5.43 - 5.43H2 - 10,85 10,85CH4 - 0,01 0,01

JUMLAH1000 10,86

1010,861010,86

NERACA MASSA OVERALL


ARUS 1 ARUS 2 ARUS 8 ARUS 11 ARUS 13b ARUS 17

Toluene 333.94 - - 3.24 34.28 0,07Benzene - - - 143.92 - -Paraxylene 1.69 - - - 0.01 146,01Metaxylene 1.01 - - - - 0,44Ortoxylene 0.67 - - - - 0,22H2 - 0,54 0,54 - - -CH4 - 0,0005 0,0005 - - -

JUMLAH337.33 0,5405 0,5405 147,16 34.29 146,74

337.8705 337.8705

Bila dibandingkan antara jumlah kmol paraxlene hasil perhitungan dengan

jumlah kmol paraxylene yang sebenarnya, ternyata ada perbedaan. Oleh karena itu

perlu faktor pengali agar hasil perhitungan tersebut sesuai dengan kapasitas

produksi paraxylene yang sebenarnya.

Fp = 66365.30201,146

92,44191

Jadi perhitungan neraca massa tersebut akan berubah sebagai berikut :

A- 19

Neraca Massa di sekitar Reaktor

KOMPONENINPUT

(kg/jam)OUTPUT (kg/jam)

ARUS 5 ARUS 6Toluene 290705.41 201004.99Benzene 0.00 43559.35Paraxylene 5420.71 49128.36Metaxylene 4894.07 6876.52Ortoxylene 1643.46 2094.43H2 3283.90 3283.90CH4 3.03 3.03JUMLAH 305950.58 305950.58

Neraca massa di sekitar S-01


Toluene 201004.99 - 201004.99Benzene 43559.35 - 43559.35Paraxylene 49128.36 - 49128.36Metaxylene 6876.52 - 6876.52Ortoxylene 2094.43 - 2094.43H2 3283.90 3283.90 -CH4 3.03 3.03 -

JUMLAH 305950.583286.93 302663.65

305950.58

Neraca Massa Arus 7

KOMPONEN ARUS 7(kg/jam)

ARUS 9(kg/jam)

ARUS 8(kg/jam)

Toluene - - -Benzene - - -Paraxylene - - -Metaxylene - - -Ortoxylene - - -H2 3283.90 3120.46 163.44CH4 3.03 2.88 0.15

JUMLAH 3286.933123.34 163.59

3286.93

A- 20



Toluene 201004.99 979.72 200024.36Benzene 43559.35 43559.96 0.30Paraxylene 49128.36 - 49128.36Metaxylene 6876.52 - 6876.52Ortoxylene 2094.43 - 2094.43

JUMLAH 302663.6544539.68 258123.97

302663.65



Toluene 200024.36 200003.17 21.19Benzene 0.30 0.03 0.00Paraxylene 49128.36 27.24 49101.12Metaxylene 6876.52 - 6876.52Ortoxylene 2094.43 - 2094.43

JUMLAH 258123.97200030.41 58093.26

258123.97

Neraca Massa Arus 13


Arus 13b(kg/jam)

Arus 13a(kg/jam)


Neraca Massa Kristalizer (CR)


ARUS 14 ARUS 15Cake Filtrat

Toluene 21.19 21.19 -Paraxylene 49101.12 44191.01 4910.11Metaxylene 6876.52 - 6876.52Ortoxylene 2094.43 - 2094.43JUMLAH

58093.2644212.20 13881.06

58093.26

A- 21

Neraca Massa Centrifuge (C)


Toluene 21,19 - 21.19Paraxylene 49101.12 4884.99 44191.92Metaxylene 6876.52 4588.38 133.24Ortoxylene 2094.43 1440.68 66.62JUMLAH

58093.2613679.27 44413.99

58093.26

Neraca Massa Hidrogen

KOMPONEN INPUT (kg/jam) OUTPUT (kg/jam)

ARUS 2 ARUS 9 ARUS 4H2 163.44 3120.46 3283.90CH4 0.15 2.88 3.03

JUMLAH163.59 3123.34 3286.93

3286.93 3286.93

Neraca Massa di sekitar T-01


ARUS 1 ARUS 1 3a ARUS 16 ARUS 3Toluene 101071.50 189627.86 - 290705.41Benzene - - - -Paraxylene 511.50 24.21 4884.99 5420.71Metaxylene 305.69 - 4588.38 4894.07Ortoxylene 202.78 - 1440.68 1643.46

JUMLAH102097.53 189652.07 10914.05

302663.65302663.65

A- 22

Neraca Massa Total di sekitar T-01

KOMPONENINPUT (kg/jam) OUTPUT

(kg/jam)ARUS 3 ARUS 4 ARUS 5

Toluene 290705.41 - 290705.41Benzene - - 0.00Paraxylene 5420.71 - 5420.71Metaxylene 4894.07 - 4894.07Ortoxylene 1643.46 - 1643.46H2 - 3283.90 3283.90CH4 - 3.03 3.03

JUMLAH302663.65 3286,93

305950.58305950.58

NERACA MASSA OVERALL


ARUS 1 ARUS 2 ARUS 8 ARUS 11 ARUS 13b ARUS 17Toluene 101071.50 - - 979.72 10375.31 22.21Benzene - - - 43559.96 - -Paraxylene 511.50 - - - 1.51 44191.92Metaxylene 305.69 - - - 133.24Ortoxylene 202.78 - - - - 66.62H2 - 163.44 163.44 - - -CH4 - 0.15 0.15 - - -

JUMLAH102097.53 163.59 163.59 44539.68 10376.82 44413.99

102261.12 102261.12

D - 1

LAMPIRAN D

PERHITUNGAN ANALISA EKONOMI

Basis perhitungan : 1 tahun (330 hari)

Tahun evaluasi : 2007

Kurs mata uang : Rp.9000 / US$ (Sumber : APBN 2002)

Langkah – langkah analisa ekonomi meliputi :

A. Perhitungan Total Capital Investment

a. Fixed Capital Investment

b. Working Capital

B. Perhitungan Production Cost

a. Direct Manufacturing Cost

b. Indirect Manufacturing Cost

c. Fixed Manufacturing Cost

C. General Expense

a. Administrasi

b. Sales

c. Riset

d. Finance

D - 2

D. Analisa Kelayakan (Feasibility)

a. Keuntungan / Profit

b. Return on Investment (ROI)

c. Pay Out Time (POT)

d. Break Even Point (BEP) dan Shut Down Point (SDP)

e. Discounted Cash Flow (DCF)

Harga – harga diperoleh dari :

Aries, R.S and Newton, R.D, 1995, “Chemical Engineering Cost

Estimation”, 2nd ed, Mc. Graw Hill Book Co, New York.

Peters, M.S and Timmerhaus, K.D , 1981, “Plant Design and Economic for

Chemical Engineer’s”, 4th ed, International Student Edition, New

York.

Ulrich, G.D, 1984, “A Guide to Chemical Engineering Process Design and

Economics”, 2nd ed, John Willey and Sons Inc, New York.

A. Perhitungan Total Capital Investment

a. Fixed Capital Investment

Harga peralatan proses selalu mengalami perubahan setiap tahun

tergantung pada kondisi ekonomi yang terjadi. Untuk emngetahui harga

peralatan yang ada sekarang dapat diperkirakan dari harga tahun yang lalu

berdasarkan indeks harga.

Jenis indeks yang digunakan adalah Chemical Engineering Plant Cost

Index dari majalah Chemical Engineering, Mei 2002.

D - 3

Harga indeks tahun 2007 dicari dengan menggunakan data indeks dari tahun

1991 sampai 2001.

Tabel 1. Indeks CEP dari tahun 1991 hingga 2001

TAHUN INDEKS1991 361.31992 358.21993 359.21994 368.11995 381.11996 381.71997 386.51998 389.51999 390.62000 394.12001 394.3

(Sumber : “Chemical Engineering Magazine”, Mei, 2001)

Dari data tersebut diperoleh persamaan least square :

y = na + bx

xy = ax + bx2

Sehingga diperoleh persamaan :

Y = 4,1 X - 7805

Dimana : X = tahun

Y = indeks harga

Nilai indeks pada tahun 2007 dapat dihitung sebagai berikut :

Y = 423,7

Dengan harga 1 US Dollar = Rp 9.000,00

D - 4

Purchased Equipment Cost

Harga pada tahun 2007 dapat dicari dengan persamaan sebagai berikut :

Ny

NxEyEx

Dimana : Ex = harga alat pada tahun 2007

Ey = harga alat pada tahun yang tertera di literatur

Nx = nilai indeks pada tahun 2007

Ny = nilai indeks pada tahun yang tertera di literatur

Harga alat untuk jenis yang sama namun kapasitasnya berbeda, dapat dicari

dengan persamaan sebagai berikut :

n

Ca

CbEaEb

Dimana : Ea = harga alat A

Eb = harga alat B

Ca = kapasitas alat A

Cb = kapasitas alat B

n = eksponen

Dengan demikian dapat diketahui harga alat berbagai alat proses .

D - 5

Tabel 2. Daftar Harga Alat Proses Impor

NO Kode Nama Alat Variabel Penentu Harga Alat (US$)1 HE-01 Heat Exchanger -1 Luas Per-Pan (m2)2 V Vaporizer Volume (m3)3 C-01 Kompressor 1 Power (HP)4 C-02 Kompressor 2 Power (HP)5 C-03 Kompressor 3 Power (HP)6 C-04 Kompressor 4 Power (HP)7 R Reaktor Tinggi (m) & Jml Tube8 F Furnace Beban Pana (kJ/det)9 EX Expander Power (KW)

10 S Separator Gas-Cair Kapasitas (kg/jam)11 D-01 Kolom Distilasi 1 Ukuran Kolom (m) & Jml Tray12 D-02 Kolom Distilasi 2 Ukuran Kolom (m) & Jml Tray13 CD-01 Kondensor 1 Luas Per-Pan (m2)14 CD-02 Kondensor 2 Luas Per-Pan (m2)15 CD-03 Kondensor 3 Luas Per-Pan (m2)16 RB-01 Reboiler 1 Luas Per-Pan (m2)17 RB-02 Reboiler 2 Luas Per-Pan (m2)18 CR Kristalizer Kapasitas (ton/hari)

21 CF Centrifuge Kapasitas (ton/jam)

D - 6

A. TOTAL CAPITAL INVESTMENT

A.1. FIXED CAPITAL INVESTMENT

A.1.1 Delivery Equipment Cost

Harga Free On Board (FOB) = US$ 3831298,90

Biaya pengangkutan sampai pelabuhan (15% FOB) = US$ 574694,83

Asuransi pengangkutan (1% FOB) = US$ 38312,99

Provisi Bank (0,3% FOB) = US$ 114938,97

Transportasi dari pelabuhan ke lokasi (1% FOB) = US$ 38312,99

Bea masuk (15% FOB) = US$ 574694,83 +

Total = US$5.172.253,51

Biaya pembelian barang - barang produk lokal = Rp 1.621.828.314,00

US$ 180.203,15

No. PURCHASED EQUIPMENT COST US$1 Biaya total pembelian alat - alat proses yang diimpor 5.172.253,512 Biaya pembelian barang - barang produk lokal 180.203,15

TOTAL PEC 5.352.456,66

A.1.2 Instalasi

Biaya instalasi sebesar 25–55% dari PEC (Aries & Newton, hal 77),

diambil sebesar 43% PEC yang terdiri dari material 11 % dan buruh 32 %

Material = 11 % PEC

= 11 % x US$ 5.352.456,66

= US$ 588.770,23

Labor = 32 % PEC

= 32 % x US$ 5.352.456,66

= US$ 1.712.786,13

D - 7

Pemasangan alat menggunakan 5 % tenaga asing dan 95% tenaga

Indonesia.

Tenaga asing : tenaga Indonesia = 1 : 3

1 man hour asing = US $20

1 man hour Indonesia = Rp.20.000,00

Jumlah man-hour = US$ 1.712.786,13/ US$ 20 = 85639,31

Ongkos buruh asing = 0,05 x 1 x 85639,31 x US$ 20

= US$ 85639.31

Ongkos buruh Indonesia = 0,95 x 3 x 85639,31 x Rp.20.000,00

= Rp 4.881.440.471,00 = US$ 542.382,27

Total biaya instalasi = US$ 1.216.791,81

A.1.3 Pemipaan

Untuk sistem fluid process besarnya biaya pemipaan 86 % dari PEC

(Aries & Newton, hal 78), terdiri dari :

Material = 49 % PEC

= 49 % x US$ 5.352.456,66

= US$ 2.622.703,76

Labor = 37 % PEC

= 37 % x US $ 5.352.456,66

= US$ 1.980.408,96

Jumlah man hour = US$ 1.980.408,96 / US$ 20 = 99020,45

Ongkos buruh asing = 0,05 x 1 x 99020,45 x US$ 20

= US$ 99.020,45

D - 8

Ongkos buruh Indonesia = 0,95 x 3 x 99020,45 x Rp.20.000,00

= Rp 5.644.165.544,46 = US$ 627.129.50

Total biaya pemipaan = US$ 3.348.853,71

A.1.4 Instrumentasi

Untuk proses yang memerlukan extensive control, besarnya 30 % PEC

(Aries & Newton, hal 97) yang terdiri dari :

Material = 24 % PEC

= 24 % x US $ 5.352.456,66

= US$ 1.284.589,60

Labor = 6 % PEC

= 6 % x US$ 5.352.456,66

= US$ 321.147,40

Jumlah man hour = US$ 321147,40/ US$ 20 = 16057,37

Ongkos buruh asing = 0,05 x 1 x 16057,37x US$ 20

= US$ 16.057,37

Ongkos buruh Indonesia = 0,95 x 16057,37x Rp.20.000,00

= Rp 915.270.088,00 = US$ 101.696,68

Total biaya instrumentasi = US$ 1.402.343,64

D - 9

A.1.5 Isolasi

Besarnya biaya isolasi 8 % PEC (Aries & Newton, hal 98), yang terdiri

dari :

Material = 3 % PEC

= 3 % x US$ 5.352.456,66

= US$ 160.573,70

Labor = 5 % PEC

= 5 % x US$ 5.352.456,66

= US$ 267.622,83

Jumlah man hour = US$ 267622,83/ US$ 20 = 13.381,14

Labor seluruhnya Indonesia = 1 x 3 x 13381,14 x Rp.20.000,00

= Rp 802.868.499,90= US$ 89.207,61

Total biaya isolasi = US$ 249.781,31

A.1.6 Listrik

Besarnya 10-15 % PEC (aries & Newton, hal 102), diambil 15 % PEC

yang terdiri dari :

Material = 10 % PEC

= 10 % x US$ 5.352.456,66

= US$ 517.225,35

Labor = 5 % PEC

= 5 % x US$ 5.352.456,66

= US$ 258.612,68

D - 10

Jumlah man hour = US$ 258612,68/ US$ 20 = 12930,63

Labor seluruhnya Indonesia = 1 x 3 x 12930,63 x Rp.20.000,00

= Rp 775.838.027,00= US$ 86.204,23

Total biaya listrik = US$ 603.429,58

A.1.7 Bangunan

Luas bangunan diperkirakan = 10.000 m2

Harga bangunan per m2 = Rp 1.600.000,00

Total biaya bangunan = Rp 16.000.000.000,00

= US$ 1.777.777,78

A.1.8 Tanah dan perbaikannya............................(Peters & Timmerhaus, hal 175)

Luas tanah = 40.000 m2

Harga tanah per m2 = Rp.1.700.000,00

Total biaya tanah = Rp 68.000.000.000,00 = US$ 7555555.56

Biaya perbaikan tanah (10%PEC) = US$ 517.225,35

Total biaya tanah dan perbaikannya = US$ 8.072.780,91

A.1.9 Utilitas

Besarnya 40 % PEC untuk average service (Aries & Newton, hal 109)

Utilitas = 40 % x US$ 5.352.456,66

Total biaya utilitas = US$ 214.0982,66

D - 11

A.1.10 Environmental

Besarnya 10 - 30% PEC, dalam hal ini diambil 10% PEC

Environmental = 10 % x US$ 5.352.456,66

Total biaya environmental = US$ 535.245,67

Physical Plant Cost (PPC) = Purchased Equipment Cost + Instalasi + Pemipaan +

Instrumentasi + Isolasi + Listrik + Bangunan +

Tanah + Utilitas + Environmental

Dari data-data diatas didapatkan Physical Plant Cost (PPC) :

No. Physical Plant Cost Biaya (US$)1 PURCHASED EQUIPMENT COST (PEC) 5352456,662 INSTALASI 1216791,813 PEMIPAAN 3348853,714 INSTRUMENTASI 1402343,645 INSULASI 249781,316 LISTRIK 603429,587 BANGUNAN 17777777.788 TANAH 8072780,919 UTILITAS 2140982,66

10 ENVIRONMENTAL 535245,67TOTAL PHYSICAL PLANT COST (PPC) 24589332,62

Total Physical Plant Cost (PPC) = US$ 24.589.332,62

A.1.11 Engineering and Construction (E & C)

Berdasarkan sumber dari Aries Newton (hal 4), biaya untuk teknik dan

konstruksi untuk harga PPC lebih dari US$ 5.000.000 sebesar 20% PPC

Biaya = 20 % x US$ 24.589.332,62

= US$ 4.917.866,52

Direct Plant Cost (PPC + E&C) = US$ 29.507.199,14

D - 12

A.1.12 Contractor’s Fee

Berdasarkan sumber dari Aries Newton (hal 4), biaya untuk upah

kontraktor antara 4 – 10%. Dalam hal ini dipilih sebesar diambil 7 % DPC

Biaya = 7 % x US$ 29.507.199,14

= US$ 2.065.503,94

A.1.13 Contingency

Berdasarkan sumber dari Aries Newton (hal 4), biaya untuk keperluan

yang tak terduga antara 10-25% DPC. Untuk skala normal (average)

diambil 15 % DPC.

Biaya = 15 % x 29.507.199,14

= US$ 4.426.079,87

No. FIXED CAPITAL INVESTMENT US$ Rp1 DIRECT PLANT COST(DPC) 29507199,14 2655647922682 CONTRACTOR'S FEE (7% DPC) 2065503,94 185895354593 CONTINGENCY (15% DPC) 4426079,87 39834718840

TOTAL 35998782,95 323989046567

Total Fixed Capital Investment = US$ 35.998.782,95

= Rp 323.989.046.567,00

D - 13

A.2 Working Capital Investment

Working Capital Investment adalah biaya yang dikeluarkan untuk

menjalankan usaha atau modal serta biaya yang dikeluarkan untuk menjalankan

operasi dari suatu pabrik selama kurun waktu tertentu.

A.2.1 Raw Material Inventory

No Bahan Baku PersediaanKebutuhan

(kg)Harga

(US$/kg) Biaya (US$)1 Toluene 30 hari 73510221,60 0,286 21023923,382 H2 30 hari 117784,80 0,180 21201,263 Katalis ZSM-5 1 tahun 9679,82 0,403 3900,97

TOTAL 21049025,61

A.2.2 In-process inventory

Waktu operasi diperkirakan 2 jam

Berdasarkan sumber dari Aries Newton (hal 12), biaya untuk inprocess

inventory diambil 0,5 x waktu operasi / tahun x manufacturing cost

Biaya = (0,5 x 2 x US 334.149.262,04) / (24 x 330)

= US$ 42190,56

A.2.3 Product Inventory

Berdasarkan sumber dari Aries Newton (hal 12), biaya untuk product

inventory besarnya diperkirakan sebesar 1 bulan dari manufacturing cost

Biaya = 1 / 12 x US$ US 334.149.262,04

= US 27.845.771,84

D - 14

A.2.4 Extended Credit

Berdasarkan sumber dari Aries Newton (hal 12), biaya untuk extended

credit Sebesar 1 bulan dari harga penjualan dalam setahun.

Biaya = 1 / 12 x US$ 358.509.545,82

= US 29.875.795,48

A.2.5 Available Cash

Berdasarkan sumber dari Aries Newton (hal 13), uang yang harus tersedia

secara kontandiperkirakan sebesar 1 bulan dari manufacturing cost

Biaya = 1 / 12 x US$ 334.149.262,04

= US 27.845.771,84

Total Working Capital

No Working Capital Biaya (US$)1 Raw Material Inventory 21049025,612 Inprocess Inventory 42190,56

3 Product Inventory 27845771,84

4 Extended Credit 29875795,48

5 Available Cash 27845771,84TOTAL 106651837,44

Total Working Capital = US$ 106.651.837,44 = Rp 959.866.536.952,00

TOTAL CAPITAL INVESTMENT (TCI) = FCI + WC

= US$ 142.650.620,39

= Rp 1.283.855.583.518,00

D - 15

B. MANUFACTURING COST (MC)

Manufacturing Cost adalah biaya yang dikeluarkan untuk pembuatan suatu

barang produksi.

B.1 Direct Manufacturing Cost (DMC)

Merupakan pengeluaran khusus dalam pembuatan suatu produk.

B.1.1 Bahan Baku tiap tahun

Bahan Baku Kebutuhan (kg)Harga

(US$/kg) Biaya (US$)1 Toluene 808612437,60 0,286 231263157,152 H2 1295632,80 0,180 233213,903 Katalis ZSM-5 9679,82 0,403 3900,97

TOTAL 231500272,03

B.1.2 Labor Cost

Jabatan Jumlah Gaji/bulan (Rp) Gaji/tahun (Rp) Gaji/tahun (US$)Kepala Regu 20 40000000 480000000.00 53333Karyawan Proses 80 120000000 1440000000.00 160000

TOTAL 1920000000.00 213333

B.1.3 Supervisi

Jabatan Jumlah Gaji/bulan (Rp) Gaji/tahun (Rp) Gaji/tahun (US$)Kepala Bagian 2 10000000 120000000 13333.33Kepala Seksi 5 15000000 180000000 20000.00

TOTAL 300000000 33333.33

B.1.4 Maintenance

Berdasarkan sumber dari Aries Newton (hal 164), biaya untuk maintenance

antara 6-7 %. Dalam hal ini dipilih sebesar diambil 6 % dari FCI untuk skala

normal (average).

Biaya = 6% x US$ 35.998.782,95 = US$ 2.159.926,98

Total biaya maintenance = US$ 2.159.926,98

D - 16

B.1.5 Plant Supplies

Berdasarkan sumber dari Aries Newton (hal 168), biaya untuk plant supplies

antara 15 % dari biaya maintenance per tahun.

Biaya = 15 % x US$.2.159.926,98

= US$ 323.989,05

Total biaya Plant Supplies = US$ 323.989,05

B.1.6 Royalties and Patent

Berdasarkan sumber dari Aries Newton (hal 168), biaya untuk royalti dan

paten antara 1-5 %. Dalam hal ini dipilih sebesar diambil 1 % dari sales

(harga jual).

Produk yang dijual berupa paraxylene dan benzene dalam fase cair dengan

harga jual sebesar US$ 358.509.545,82 per tahun.

Biaya = 1 % x US$ $ 358.509.545,82

= US$ 3.585.095,46

Total biaya Royalties and Patent = US$ 3.585.095,46

B.1.7 Utilitas

Berdasarkan sumber dari Aries Newton (hal 168), biaya untuk utilitas antara

25-50 %. Dalam hal ini dipilih sebesar diambil 35 % biaya bangunan &

contingency.

Biaya = 35 % x US$ 6.092.746,54

= US$ 2.132.461,29

Total biaya utilitas = US$ 2.132.461,29

D - 17

Total Direct Manufacturing Cost (DMC)

DMC = Bahan baku + Labor Cost + Supervisi + Maintenance + Plant

Supplies +Royalties and Patent + Utilitas

= US$ 239.988.688,30 = Rp 2.159.898.194.677,00

B.2 Indirect Manufacturing Cost

Indirect manufacturing cost adalah pengeluaran-pengeluaran tidak langsung

akibat dari pembuatan suatu pabrik.

B.2.1 Payroll Overhead

Berdasarkan sumber dari Aries Newton (hal 173), biaya untuk payroll

overhead antara 15-20 % labor cost. Dalam hal ini dipilih sebesar diambil

15 % labor cost

Biaya = 15 % x US$ 213333= US$ 32000

B.2.2 Laboratorium

Berdasarkan sumber dari Aries Newton (hal 174), biaya untuk

laboratorium antara 10-20 % labor cost. Dalam hal ini diambil 10% dari

labor cost

Biaya = 10 % x US$ 213333 = US$ 21333,33

B.2.3 Plant Overhead

Berdasarkan sumber dari Aries Newton (hal 174), biaya untuk plant

overhead antara 50-100 % labor cost. Dalam hal ini diambil 75 % dari

labor cost.

Biaya = 75% x US$ 213333 = US$ 160000

D - 18

B.2.4 Packaging & Transportasi

Dalam hal ini diperkirakan 10 % dari penjualan produk selama 1 tahun

Biaya = 10% x US$ 358.509.545,82 = US$ 35.850.954,58

B.2.5 Shipping

Diperkirakan 15 % dari penjualan produk selama 1 tahun

Biaya = 15 % x US$ 358.509.545,82 = US$ 53.776.431,87

Total Indirect Manufacturing Cost (IMC)

IMC = Payroll Overhead + Laboratorium + Plant Overhead + Packaging&

Transportasi + Shipping

= US$ 89.840.719,79 = Rp 808.566.478.090,00

B.3 Fixed Manufacturing Cost

B.3.1 Depresiasi

Berdasarkan sumber dari Aries Newton (hal 179), biaya untuk depresiasi

antara 8-10 % FCI. Dalam hal ini diambil 10 % FCI

Total biaya depresiasi = 10% x US$ 35.998.782,95

= US$ 3.599.878,30

B.3.2 Property Taxes

Berdasarkan sumber dari Aries Newton (hal 181), biaya untuk pajak

properti antara besarnya 1- 2 % dari FCI.

Dalam hal ini diambil 1 % dari FCI.

Total biaya property taxes = 1 % x US$ 35.998.782,95

= US$ 359.987,83

D - 19

B.3.3 Asuransi

Berdasarkan sumber dari Aries Newton (hal 182), biaya untuk asuransi

besarnya 1 % dari FCI.

Biaya asuransi = 1% x US$ 35.998.782,95

= US$ 359.987,83

Total Fixed Manufacturing Cost (FMC)

FMC = Depresiasi + Property Taxes + Asuransi

= US$ 4319.853,95= Rp 38.878.685.588,00

Total Manufacturing Cost (MC)

No MC US$ Rp1 Direct Manufacturing Cost (DMC) 239988688,30 21598981946772 Indirect Manufacturing Cost(IMC) 89840719,79 8085664780903 Fixed Manufacturing Cost (FMC) 4319853,95 38878685588

TOTAL 334149262,04 3007343358355

Total Manufacturing Cost = US$ 334.149.262,04

= Rp. 3.007.343.358.355,00

D - 20

C. GENERAL EXPENSE

General expense yaitu macam-macam pengeluaran yang berkaitan dengan

fungsi-fungsi perusahaan yang tidak termasuk manufacturing cost.

C.1 Administrasi

C.1.1 Management Salaries

NO. Jabatan Jumlah Gaji/bulan (Rp) Gaji/tahun (Rp)1 Direktur Utama 1 30000000 3600000002 Direktur 2 40000000 4800000003 Staf Ahli 2 20000000 2400000004 Kepala Bagian 5 25000000 3000000005 Litbang 4 20000000 2400000006 Kepala Seksi 10 30000000 3600000007 Kepala Regu 20 40000000 4800000008 Sekretaris 3 4500000 540000009 Karyawan 24 28800000 345600000

10 Satpam 16 14400000 17280000011 Dokter 1 2000000 2400000012 Karyawan kesehatan 4 4000000 4800000012 Sopir 4 3200000 3840000013 Pesuruh(Cleanig Service) 10 5000000 60000000

TOTAL 3202800000

C.1.2 Legal Free dan Auditing

Disediakan setiap tahun = Rp. 50.000.000,00

C.1.3 Peralatan kantor dan komunikasi

Untuk peralatan kantor dan komunikasi disediakan setiap tahun.

Total biaya peralatan kantor dan komunikasi = Rp.100.000.000,00

Total Biaya Administrasi = Management Salaries + Legal fees&Auditing +

Peralatan kantor & komunikasi

= Rp 3.352.800.000,00 = US$ 372.533,33

D - 21

C.2 Sales Expense

Berdasarkan sumber dari Aries Newton (hal 186), biaya untuk Sales expense

besarnya 3 – 12% harga penjualan. Dalam hal ini dipilih 10% harga

penjualan.

Total biaya sales = 10% x US$ 358.509.545,82

= US$ 5736.152,73

C.3 Riset

Berdasarkan sumber dari Aries Newton (hal 186), biaya untuk riset antara 2-

4% . Dalam hal ini dipilih 2 % dari harga penjualan.

Total biaya riset = 2% x US$ 358.509.545,82

=US$ 7.170.190,92

C.4 Finance

Pada tahun 2007 telah diberlakukan AFTA, maka finance yang digunakan

merupakan pendekatan pada standar Internasional.

Besarnya diperkirakan 0-10% TCI (Peters & Timmerhaus, hal 207). Dalam

hal ini diambil 5% TCI

Total biaya finace = 5 % x US$ 142.650.620,39

= US$ 5.332.941,61

Total General Expense (GE)

GE = Administrasi + Sales Expense + Riset + Finance

= US$ 18.611.818,59 = Rp 167.506.367.320,00

D - 22

TOTAL PRODUCTION COST = Manufacturing Cost + General Expense

= US$ 352.761.080,63

= Rp 3.174.849.725.675,00

ANALISA KELAYAKAN

A. Sales and Profit

● Harga jual produk paraxylene fase cair sebesar US$ 0,6/kg

Penjulan produk paraxylene fase cair 350.000 ton per tahun sebesar

US$ 210.000.000 = Rp 1.890.000.000.000,00

● Harga jual produk benzene fase cair sebesar US$ 0,421/kg

Penjulan produk benzene fase cair 352.754,3 ton per tahun sebesar

US$ 148.509.545,8 = Rp 1.336.585.912.358,00

Jadi total penjualan produk (sales) per tahun sebesar :

Sales = US$ 358.509.545,82 = Rp 3.226.585.912.358,00

Biaya Produksi (Production Cost) = US$ 352.761.080,63

= Rp 3.174.849.725.675,00

♣ Keuntungan sebelum pajak = Sales – Biaya Produksi

= US$ 5748.465,19

Pajak di Indonesia = 15%

♣ Keuntungan setelah pajak = Keuntungan sebelum pajak x (1 – 0,15)

= US$ 4.886.195,41

D - 23

x100%ProdukJualHarga

Profit(POS)SalesOn Profit Percent

x100%Sales

pajaksebelumProfit pajaksebelumPOS

= 1,60%

x100%Sales

pajaksesudah Profit pajaksetelah POS

= 1,36 %

B. Percent Return On Investment (ROI)

Return on Investment adalah tingkat keuntungan yang dapat dihasilkan

dari besarnya investasi yang dikeluarkan.

x100%InvestmentCapitalFixed

ProfitInvestmenton Return Percent


pajaksebelumProfit pajak sebelumROI

= 15,97 %


pajaksetelah Profit pajak setelah ROI

= 13,57 %

D - 24

C. Pay Out Time (POT)

Pay Out Time adalah waktu pengembalian modal yang dihasilkan

berdasarkan keuntungan yang dicapai. Perhitungan ini diperlukan untuk

mengetahui dalam berapa tahun investasi yang telah dilakukan akan

kembali.

Keuntungan

InvestmentCapitalFixedTimeOut Pay

pajaksebelumKeuntungan

InvestmentCapitalFixedpajaksebelumPOT

= 3,85 tahun

pajaksetelah Keuntungan

InvestmentCapitalFixedpajaksetelah POT

= 4,25 tahun

D. Break Even Point (BEP)

Break Even Point adalah titik yang menunjukkan pada tingkat berapa

biaya dan penghasilan jumlahnya sama. Dengan Break Even Point kita

dapat menentukan tingkat berapa harga jual dan jumlah unit yang dijual

secara minimum dan berapa harga serta unit penjualan yang harus dicapai

agar mendapat keuntungan.

D - 25

D.1 Fixed Manufacturing Cost (Fa)

Depresiasi = US$ 3599878,30

Property Taxes = US$ 359987,83

Asuransi = US$ 359987,83 +

Total = US$ 43.198.53,95

D.2 Variable Cost (Va)

Raw Material = US$ 231500548,86

Packaging&Transportation = US$ 35850954,58

Utilitas = US$ 2132461,29

Royalties & Patent = US$ 3585095,46

Shipping = US$ 53776431,87 +

Total = US$ 326.845.492,06

D.3 Regulated Cost (Ra)

Labor Cost = US$ 213333,33

Payroll Overhead = US$ 32000,00

Supervisi = US$ 73333,33

Laboratorium = US$ 21333,33

General Expense = US$ 18611818,59

Maintenance = US$ 2159926,98

Plant Supplies = US$ 323989,05 +

Total = US$ 214.357.34,61

D - 26

D.4 Penjualan Produk (Sa)

Penjualan Produk selama 1 tahun = US$ 358.509.545,82

Sehingga :

x100%0,7RaVaSa

0,3RaFaPointEven Break

= 49,55 %

E. Shut Down Point (SDP)

Shut Down Point adalah suatu titik atau saat penentuan suatu aktivitas

produksi dihentikan. Penyebabnya antara lain variable cost yang terlalu tinggi,

atau bisa juga karena keputusan manajemen akibat tidak ekonomisnya suatu

aktivitas produksi (tidak menghasilkan profit).

x100%0,7RaVaSa

0,3RaPointDown Shut

= 27,24 %

F. Discounted Cash Flow (i)

Salah satu cara untuk menganalisa kelayakan ekonomi pabrik, dimana

DCF didefinisikan sebagai jumlah uang dari keuntungan yang tidak digunakan

untuk mengembalikan pinjaman modal dan bunganya. Yang diperhatikan dari

DCF adalah i (rate of return), yaitu presentasi keuntungan pabrik yang

dihitung dengan metode DCF. Harga i sering dibandingkan dengan suku

bunga bank, jika harga I lebih besar dari suku bunga bank berarti investasi ke

pabrik lebih menguntungkan daripada menyimpan uang di bank.

Dalam hal ini :

D - 27

Salvage Value (SV) diasumsikan = 0

Depresiasi

SV)(FCI(n)Pabrik Umur

= 10 tahun

Salvage Value (SV) diambil 10% FCI = US$ 3.470.958,274

Cash Flow (C) = Keuntungan sesudah pajak + Depresiasi + Finance

= US$ 16.421.326,34

Harga Discounted Cash Flow (i) dicari dengan cara coba ralat :

SVWC1)}...1)(ii)C{(1i)WCI)(1(FCI 2n1nn

Dengan cara coba ralat didapat i = 13,76 %

RESUME

1. Percent Profit on Sales (POS) sebelum pajak adalah 1,60 % dan sesudah

pajak adalah 1,36 %.

2. Percent Return on Investment (ROI) sebelum pajak adalah 15,97 % dan

sesudah pajak adalah 13,57 %.

3. Pay Out Time (POT) sebelum pajak adalah 3,85 tahun dan sesudah pajak

adalah 4,24tahun.

4. Break Even Point (BEP) pabrik adalah 49,55%

5. Shut Down Point (SDP) pabrik adalah 27,24 %

C- 1

LAMPIRAN C

SPESIFIKASI ALAT PROSES

1. TANKI

Kode : T-01

Fungsi : Menyimpan bahan baku toluene dalam bentuk cair selama 30 hari

Tujuan : 1. Menentukan tipe tangki

2. Menentukan bahan konstruksi tangki

3. Menentukan dimensi utama tangki meliputi :

a. Kapasitas tangki

b. Diameter dan tinggi tangki.

c. Tebal shell dan dimensi courses

d. Tinggi dan tebal head tangki

e. Menentukan diameter pipa pengisian dan pengeluaran

C- 2

1. Menentukan tipe tangki

Tangki dipilih berbentuk silinder tegak dengan flat bottom dan atap berbentuk

conical roof dengan pertimbangan sebagai berikut :

- Kondisi operasi tangki pada tekanan 1 atm dan suhu penyimpanan 30oC

- Konstruksi sederhana sehingga lebih ekonomis.

2. Menentukan bahan konstrusi tangki

Bahan konstruksi yang dipilih adalah Carbon Steel tipe SA-283 grade C

dengan pertimbangan sebagai berikut :

- Mempunyai tekanan maksimum yang diijinkan relative besar yaitu 12650

psia ( tabel 13.1 hal 251 Brownell & Young)

- Tahan korosi

- Harganya relatif murah.

3. Menentukan dimensi utama tangki

♠ Menghitung kapasitas tangki

Tangki direncanakan dapat menampung bahan baku toluene selama 30 hari.

Kebutuhan toluene selama 30 hari :

= 50505,0505 kg/jam x 24 jam/hari x 30 hari

= 36.363.636,36 kg = 80.167.999,99 lbm

♠ Menghitung densitas cairan campuran (T= 30 0C)

Menentukan berat jenis C8 aromatis pada 30ºC dengan menggunakan rumus

pada Carl Yaws and Edwin Young

Densitas cairan (ρL) = A.B-(1-Tr)n

C- 3

Komponen xi A B Tc n .xiEthil Benzen 0.1422 0,28889 0,26438 617,17 0,86103 0,86103 0,1224

Paraxylene 0.2336 0,28381 0,26083 630,37 0,87229 0,87229 0,2038

Metaxylene 0.4506 0,27866 0,25925 617,05 0,85656 0,85656 0,3859

Ortoxylene 0.1736 0,27284 0,26003 616,26 0,83212 0,83212 0,1445

1 Σ= 0,8566

Densitas cairan ( mix ) = 0,8566 gr/m3

♠ Menentukan volume cairan dalam tangki

V = m / mix

= 36.363.636,36 kg / 856,6 kg/m3

= 42451,128 m3

Diambil over design untuk faktor keamanan 10% maka volume cairan

menjadi :

V’ = 1,1 x 42451,128 m3 = 46696,24 m3

Dibutuhkan a. Menghitung diameter dan tinggi tangki

Tangki vertical dengan bottom flat, berukuran besar, berpenutup, terbuat dari

bahan carbon steel plate mempunyai perbandingan diameter dengan tinggi

(D/H) sama dengan 8/3, sehingga

H = 3/8 D (Pers 3.12 hal 43 Brownell & Young)

V” = 1/4 . . D2. H

1.105.859,54 = 3/32. . D3

D = 155,427 ft , H = 58,285 ft

Digunakan pendekatan kapasitas tangki dengan 72-in. Butt-welded courses

( Appendix-E, hal 346 Brownell & Young) diperoleh ukuran standart tangki

yang mendekati adalah : D = 160 ft dan H = 60 ft

C- 4

b. Menentukan Tebal Shell dan Dimensi Courses

Spesifikasi yang dipakai :

Menggunakan 10 buah courses (Appendix-E, hal 346 Brownell & Young)

Menggunakan shell plate 72-in Butt – welded courses

Bahan yang dipakai adalah Carbon steel tipe SA-283 grade C dengan

spesifikasi sebagai berikut (tabel 13.1 hal 251 Brownell & Young ) :

- Stress yang diijinkan (f) = 12.650 psia

- Efisiensi pengelasan (E) = 0,8 (single-weldwed butt joint)

- Faktor korosi (C) = 0,125

- Allowable welded joint = 5/32 in

C2.f.E

P.Dts

(Pers 3.16 hal 45, Brownell & Young)


P = tekanan internal (psi)

ts = tebal shell (in)

D = diameter dalam tangki (in)

f = tekanan maksimum yang diijinkan

E = efisiensi pengelasan

C = faktor korosi

144

1)-(H.ρP mix

(Pers 3.17 hal 46, Brownell & Young)


mix = densitas cairan (lb/ft3)

C- 5

H = tinggi dari dasar course ke puncak (ft)

Sehingga penggabungan kedua persamaan tersebut menghasilkan :

125,0)144)(8,0)(12650(2

)12012)(1(7336,53C

2.f.E.144

1).D-(H.ρts mix

xH

ts = 0,02655 (H-1) + 0,125

Tebal shell (ts) untuk setiap course dapat dihitung dengan persamaan diatas.

Panjang plate dapat dihitung dengan persamaan berikut :

12.n

lengthweld-ts)π.(DL

(pers 3.25 hal 55, Brownell & Young)


L = panjang course (in)

weld length = panjang pengelasan

= jumlah plate x allowable welded joint

n = jumlah plate

Direncanakan plate yang digunakan sebanyak 10 buah untuk setiap course

dengan jarak sambungan antar plate 5/32 in, lebar standar 72 in untuk

penyambungan vertikal.

Gambar :

C- 6

Course 1

H1 = 60 ft

ts1 = 0,02655 (60-1) + 0,125 = 1.69145 in

Dari Brownell & Young Appendix E hal 347 dipilih tebal shell 1.75 in

ft2672,50

10 x 12

5/32 x 1075,112 x 160πL1

Course 2

H2 = (60-6) ft = 54 ft

ts2 = 0,02655 (54-1) + 0,125 = 1,5322 in

Dari Brownell & Young Appendix E hal 347 dipilih tebal shell 1,5625 in

ft2656,50

10 x 12

5/32 x 105625,112 x 160πL2

Course 3

H3 = (54-6) ft = 48 ft

ts3 = 0,02655 (48-1) +0,125 = 1.37285 in


C- 7

ft2640,50

10 x 12

5/32 x 10375,112 x 160πL3

Course 4

H4 = (48-6) ft = 42 ft

ts4 = 0,02655 (42-1)+0,125 = 1.21355 in


ft263,05

10 x 12

5/32 x 1025,112 x 160πL4

Course 5

H5 = (42-6) ft = 36 ft

ts5 = 0,02655 (36-1)+0,125 = 1.05425 in


ft2614,50

10 x 12

5/32 x 100625,112 x 160πL5

Course 6

H6 = (36-6) ft = 30 ft

ts6 = 0,02655 (30-1) +0,125 = 0.89495 in


ft2604,05

10 x 12

5/32 x 109375,012 x 160πL6

Course 7

H7 = (30-6) ft = 24 ft

ts7 = 0,02655 (24-1) +0,125 = 0,73565 in


C- 8

ft2588,05

10 x 12

5/32 x 1075,012 x 160πL7

Course 8

H8 = (24-6) ft = 18 ft

ts8 = 0,02655 (18-1) +0,125 = 0.57635 in


ft2578,05

10 x 12

5/32 x 10625,012 x 160πL8

Course 9

H9 = (18-6) ft = 12 ft

ts9 = 0,02655 (12-1) +0,125 = 0.41705 in


ft2562,05

10 x 12

5/32 x 10625,012 x 160πL9

Course 10

H10 = (12-6) ft = 6 ft

Ts10 = 0,02655 (6-1) +0,125 = 0,25775 in


ft2552,05

10 x 12

5/32 x 10625,012 x 160πL10

c. Menentukan tinggi dan tebal head

Gambar :

C- 9

♠ Menentukan tinggi head tangki

Sudut adalah sudut cone roof terhadap garis horizontal.

(430.ta)

70θsin


ta = tebal atap (in) untuk tangki dengan diameter >60 ft tebal shell atap 3/8 in

(hal 53, Brownell & Young)

4341,0)(430.0,375

70θsin

= 25,73o

Tinggi head (h) dapat dihitung dengan persamaan :

(0,5.D)

hθtg

h = 0,5 x D x tg = 0,5 x 160 x tg (25,73o) = 38,55 ft

♠ Menghitung tebal head tangki (th)

Tebal head tangki (th) dapat dihitung dengan persamaan :

0,6P)θ.(f.Ecos2.

P.Dth

(pers 6.154, hal 118, Brownell & Young)

in5493,114,7 x 0,60,8 x 12650(25,73)cos2

12) x (160 x 14,7th

Dipakai tebal head standart 25/16 in.

d. Menentukan diameter pipa pengisian dan pengeluaran

C- 10

♠ Menghitung diameter pipa pengisian

0,130,45opt .ρ3,9.QfDi

.....................................................................(Peters)


Diopt = diameter dalam optimum (in)

Qf = laju alir volumetric (ft3/detik)

= density cairan (lb/ft3)

Menghitung Qf :

Kebutuhan toluene = 102097,53 kg/jam

/detikft1,1635)/ftm(0,02832kg/m860,702

jam/detik(1/3600) x kg/jam102097,53Qf 3

333

Dalam hal ini diambil faktor keamanan sebesar 10%

Jadi Qf = 1,1 x 1,1635 = 1,2799 ft3/detik

Diopt = 3,9 (1,2799)0,45 (53,7336)0,13 = 7,3151 in

Digunakan pipa standar :

Type = Low-Carbon Steel Pipe (ASA B36.10)

D nominal = 8 in

ID = 7,981 in

OD = 8,625 in

Schedule = 40 ................................(Brown, Tabel 23, hal 123)

C- 11

♠ Menghitung diameter pipa pengeluaran

0,130,45opt .ρ3,9.QfDi

..................................................(Peters)

Direncanakan waktu pengosongan 5 jam

Volume tiap tangki 1.105.859,54 ft3

Menentukan Qf :

/detikft4366,61jam3600detik/ x jam5

ft541.105.859,Qf 3

3

Diopt = 3,9.(61,4366)0,45 (53,7336)0,13 = 41,76 in

Digunakan pipa standar :

Type : Cast-Iron Pipe (ASA-A21.2)

D nominal : 42 in

Ketebalan : 1,25 in

OD : 43,25 in ........................(Brown Tabel 24, hal 127)

RESUME

Kode : T-01

Fungsi : Menyimpan bahan baku Toluene selama 30 hari

Tipe : Silinder tegak dengan conical roof dan flat

bottom

Jumlah tangki : 3 buah

Kapasitas tiap tangki : 1.105.859,54 ft3

C- 12

Diameter tangki : 160 ft

Tinggi tangki : 60 ft

Bahan konstruksi : Carbon Steel SA-283 grade C

Diameter pipa pengisian : 8 in , sch 40 (Low-Carbon Steel Pipe)

Diameter pipa pengeluaran : 42 in (Cast-Iron Pipe)

Kondisi penyimpanan

Wujud : cair

Tekanan : 1 atm

Suhu : 30oC

2. POMPA

Kode : P-01

Fungsi : Mengalirkan bahan baku toluene dari tanki T-01 ke pipa

pencampur M-01.

Tujuan : - Menentukan jenis pompa

- Menentukan spesifikasi pipa yang digunakan

- Menentukan tenaga pompa dan tenaga motor yang digunakan

1. Menentukan tipe pompa

Tipe pompa yang digunakan adalah pompa sentrifugal dengan pertimbangan :

- Viskositas fluida yang dialirkan relatif tidak terlalu besar

C- 13

- Konstruksinya sederhana sehingga harga lebih murah

- Dapat digabung langsung dengan putaran motor. Umumnya semakin cepat

putaran maka semakin kecil beban pompa dan motor.

- Mudah dalam pengoperasiannya

- Aliran pada discharge pompa dapat dishut-off atau ditutup tanpa merusak

pompa.

- Tidak memerlukan valve dalam operasi pompa

- Biaya pemeliharaan lebih rendah dibanding jenis pompa yang lainnya.

(Sumber: Peters & Timmerhaus, hal 518)2. Menentukan spesifikasi pipa yang digunakan

Menghitung laju alir fluida

Kapasitas = 102097,53 kg/jam x 1 jam/ 3600 detik x 2,2046 lb/ 1 kg

= 62,524 lb/detik

♣ Menghitung densitas cairan pada T = 30 0C

Density cairan = ∑ (ρcair x fraksi mol)

Komponen kmol Xi Ρ (g/ml) Xi.ρToluene 1096.9221 0.9913 0.8602 0.8527Paraxylene 4.8179 0.0044 0.8536 0.0037Metaxylene 2.8793 0.0026 0.8567 0.0022Ortoxylene 1.9100 0.0017 1.1798 0.0020

1106.5293 1.0000 0.8607

Density cairan = (0,8607 g/ml) x (62,43 mlg

ftlb

/

/ 3

) = 53,734 lb/ft3

Q (laju alir) = ikftftlb

iklbdet/164,1

/734,53

det/524,62 33

C- 14

Faktor keamanan 10%

Kapasitas pompa = 1,1 x 1,164 ft3/detik = 1,280 ft3/detik

= 1,280 ft3/detik x (1m3/ 35,3147 ft3)

= 0,0362 m3/detik x (264,172 gal/m3) x (60 detik/menit)

= 574,483 gal/menit

Menentukan diameter pipa optimum

Di optimum = 3,9 . Q0,45 . ρ0,13 .............................................(Peters, hal 496)

= 3,9 (1,1640,45) (53,7340,13)

= 7,01 in

Dari App. C-6a Foust, hal 724 dipilih pipa baja komersial standar dengan

spesifikasi :

D nom = 8 in

Schedule = 40

ID = 7,981 in

OD = 8,625 in

Ketebalan piapa = 0,322 in

Luas bag. dalam = 0,3474 ft2

3. Menentukan tenaga pompa dan tenaga motor yang digunakan

Menetukan kecepatan linier fluida

V = Q / A

= ikftft

ikftdet/351,3

3474,0

det/164,12

3

C- 15

Menghitung viskositas cairan pada T = 30 0C

Komponen kmol Xi μ (cp) μ.Xi (cp)Toluene 1096.9221 0.9913 0.5191 0.5146Paraxylene 4.8179 0.0044 0.5748 0.0025Metaxylene 2.8793 0.0026 0.5303 0.0014

0rtoxylene 1.9100 0.0017 0.6972 0.0012

1106.5293 1.0000 0.5197

μ cairan = 0,5197 cp x 6,719.10-4 lb/(ft.det)

= 3,492.10-4 lb/(ft.det)

Menghitung bilangan reynold (NRe)

NRe = (ρ.D.V)/ μ

=

det./10.492,3

det/351,312/8)/374,53(4

3

ftlb

ftftftlb

= 341.495 > 3000

Karena Bil. Reynold (NRe)> 300 maka termasuk aliran turbulen.

Menetukan faktor friksi (f)

Dipilih baja komersial pada NRe = 341.495

Dari App. C-1 Foust, diperoleh ε = 0,00015, ε / D = 0,00022

Dari App. C-3 Foust, diperoleh harga f = 0,014

Menetukan panjang ekivalen (Le)

Data L/D diperoleh dari App. C.2a – C.2d Foust :

Komponen JML Le (ft) ∑ Le (ft)Pipa lurus 1 80 80Check Valve, Le/Di = 135 1 90 90Gate Valve (full open), Le/Di = 13 1 8,65 8,65Elbow 900, Le/Di = 30 1 19,95 19,95Sharp edge entrance, K=0,5 1 23,5 23,5Sharp edge exit, K=1 1 47 47

269,10

C- 16

Menghitung ∑F

∑F = Digc

LeVf

..2

.. 2

=

lbmlbfftftft

ftft/))((988,0

12/981,7det/2,322

1,269det/351,3)014,0(2

2

Menghitung tenaga pompa

Dari Pers. Bernoulli :

-Wf = ΔZ.(g/gc) + ΔV2(2.α. gc) + ΔP/ρ + ∑F

♣ Menentukan static head

ΔZ = Z2 – Z1 = (15 – 1 ) ft, maka

ΔZ . g/gc =

lbmlbfftlbfftlbm

ftft/))((14

)det/(2,32

det/2,32142

2

♣ Velocity head

V1 = kecepatan cairan masuk dari tangki

V2 = kecepatan cairan masuk HE-01

α = faktor energi kinetik

ΔV2/(2α gc) = )/()(187,02,3293,02

351,3 2

lbmlbfftxx

♣ Pressure head

P1 = tekanan cairan dalam tangki = 1 atm = 2117,301 lbf/ft2

P2 = tekanan cairan dalam mixer = 1,1 atm = 2329,031 lbf/ft2

ΔP / ρ =

lbmlbftftftlbm

ftlbf/)(730,211

/734,53

/301,2117031,23293

2

C- 17

-Wf = ΔZ (g/gc) + ΔV2 (2 α gc) + (ΔP/ρ) + ∑F

= 14 + 0,187 + 211,73 + 0,988

-Wf = 226,905 (ft lbf)/ lbm

Menentukan efisiensi pompa dan menghitung power pompa

Dari fig. 14-37 Peters untuk kapasitas pompa 574,483 gal/menit, maka

efisiensi pompa adalah 70%

HP = .550

.. QWf

= HPxftftlblbmlbfft

1)7,0(550

det)/164,1)(/634,53)(/.905,226( 33

= 3,714 HP

Menghitung power motor

Dari fig. 14-38 Peters untuk power = 3,714 HP diperoleh efisiensi 84%

HP motor = HPmotor

pompaHP42,4

84,0

714,3

Jadi pompa motor standar yang digunakan sebesar 5 HP

RESUME

Kode : T-01

Fungsi : Mengalirkan bahan baku toluene dari tanki T-01 ke pipa

pencampur M-01.

Tipe : Pompa Sentrifugal

Kpasitas : 574,483 gal/menit

Power : 5 HP

Pipa yang digunakan :

C- 18

- D nom = 8 in - OD = 8,625 in

- Schedule = 40 - Ketebalan piapa = 0,322 in

- ID = 7,981 in - Luas bag. dalam = 0,3474 ft2

3. KOMPRESOR P out

T out

P in T in

Kode : C-01

Fungsi : Menaikkan tekanan dari 1 atm menjadi 8 atm

Tujuan :

- Memilih jenis kompresor.

- Menentukan jumlah stage kompresor

- Menghitung suhu dan tekanan keluar kompresor tiap stage

- Menghitung power kompresor.

1. Menentukan jenis kompresor

Dipilih kompresor sentrifugal dengan pertimbangan :

- Kapasitas antara 500 – 150.000 ft3/menit

- Mampu menaikkan tekanan hingga ratusan psi

- Konstruksi sederhana

2. Menentukan jumlah stage kompresor

21

C- 19

Karena syarat pompa sentrifugal yaitu ratio compresibility < 4 (RC<4) maka

dari perhitungan di neraca panas digunakan kompresor 2 stage dengan harga

RC = 2,8284, sesuai dengan persamaan :

8284.21

8

P

PRc

2

1n

1

i

o

3. Menghitung suhu dan tekanan keluar kompresor tiap stage

Dari perhitungan neraca panas telah didapatkan suhu dan tekanan keluar pada

setiap stage, yaitu sebagai berikut :

Stage 1 Stage 2

Suhu keluar (K) 423.00 423.00

Tekanan keluar (atm) 2.83 8.00

4. Menghitung power kompresor.

Power kompresor merupakan penjumlahan dari power yang dibutuhkan setiap

stage.

a. Kompresor stage 1

Untuk menghitung power kompresor digunakan persamaan :

1P

P

M

Z.R.TW

n

1n

in

outin

..........................(Coulson pers 3.31 hal 73 )

Ep

workpolitropikkompresorPower

.............................(Coulson, hal 79)


W = tenaga politropik kompresor (kJ/kmol)

Z = faktor kompresibilitas

C- 20

R = konstanta gas universal (8,314 J/kmol.K)

Tin = suhu masuk (K)

M = berat molekul gas

Pin = tekanan masuk (atm)

Pout = tekanan keluar (atm)

Ep = efisiensi politropik

K39.0342

23478.833

2

TTT outin

mean

atm915.12

83.21

2

PPP outin

mean

Dari fig 3.6, Coulson diperoleh Ep = 0,65

♠ Perhitungan Cp campuran pada Tmean

Komponen kmol Yi CpG mean Yi.CpG

Toluene 3155.3827 0.9655 141.9364 137.0444Paraxylene 51.0583 0.0156 168.8238 2.6376Metaxylene 46.0978 0.0141 169.1175 2.3855Ortoxylene 15.4800 0.0047 173.6047 0.8223

3268.0188 1.0000 142.8899

0618.18,3148899.421

142.8899

RCp

Cpγ

♠ Menghitung nilai m dan n

0895,0

)65,0)(0618,1(

)10618,1(

γ.Ep

1γm

0983,10895,01

1

m1

1n

♠ Menghitung BM campuran gas

C- 21

Komponen Yi BM Yi.BMToluene 0.9655 92.13 88.9546Paraxylene 0.0156 106.167 1.6587Metaxylene 0.0141 106.167 1.4976Ortoxylene 0.0047 106.167 0.5029

1.0000 92.6138♠ Menghitung Z campuran

Komponen Yi Tc (K) Pc (atm) ω Yi.Tc Yi.Pc Yi.ωToluene 0.9655 591.7900 40.5566 0.2640 571.3933 39.1587 0.2549Paraxylene 0.0156 616.2600 34.6509 0.3260 9.6282 0.5414 0.0051Metaxylene 0.0141 617.0500 34.9470 0.3260 8.7040 0.4930 0.0046Ortoxylene 0.0047 630.3700 36.8517 0.3130 2.9859 0.1746 0.0015

1.0000 592.7114 40.3676 0.2661

6802,07114.592

19.403

.TcY

TTr

ii

mean

0474,03676.40

915,1

.Pc

PPr

ii

mean Y

Dari harga Tr dan Pr menurut gambar 3.11 Smith Van Ness maka digunakan

generalized virial koefisien.

6987,06802,0

0,4220,083B

Tr

0,4220,083B

1,6o

1,6o

7286,00,7303

0,1720,139B

Tr

0,1720,139B

4,21

4,21

1o ω.BBRTc

BPc

= -0.8926

C- 22

9508.00,6802

0,0474)8926.0(1Z

Tr

Pr

RTc

BPc1Z

♠ Menghitung power kompresor

1P

P

M

Z.R.TW

n

1n

in

outin

11

2,83

92.6138

78),314)(383.(0,9508)(8W

1,0983

11,0983

= 3.1964 kJ / kmol

Ep


kJ/kmol9175.40,65

3.1964

Umpan masuk = 3268.0188 kmol/jam

kmol/jam3268.0188x detik/jam3600

kJ/kmol 4.9175kompresor Power

= 4.4640 kW = 3.3288 HP

b. Kompresor stage 2

K4232

423423

2

TTT outin

mean

atm415.52

82,83

2

PPP outin

mean

C- 23

Dari fig 3.6, Coulson diperoleh Ep = 0,65

♠ Perhitungan Cp campuran pada Tmean

Komponen Kmol Yi CpG mean Yi.CpG

Toluene 3155.3827 0.9655 147.9587 142.8591Paraxylene 51.0583 0.0156 175.8409 2.7473Metaxylene 46.0978 0.0141 176.1158 2.4842ortoxylene 15.4800 0.0047 180.3092 0.8541

3268.0188 1.0000 148.9447

0591.18,314148.9447

148.9447

RCp

Cpγ

♠ Menghitung nilai m dan n

0858,0

)65,0)(0591,1(

)10591,1(

γ.Ep

1γm

0939,10858,01

1

m1

1n

♠ Menghitung Z campuran

Komponen Yi Tc (K) Pc (atm) Ω Yi.Tc Yi.Pc Yi.ωToluene 0.9655 591.7900 40.5566 0.2640 571.3933 39.1587 0.2549Paraxylene 0.0156 616.2600 34.6509 0.3260 9.6282 0.5414 0.0051Metaxylene 0.0141 617.0500 34.9470 0.3260 8.7040 0.4930 0.0046Ortoxylene 0.0047 630.3700 36.8517 0.3130 2.9859 0.1746 0.0015

1.0000 592.7114 40.3676 0.2661

7137,07114.592

423

.TcY

TTr

ii

mean

1341,03676.40

415.5

.PcX

PPr

ii

mean

Dari harga Tr dan Pr menurut gambar 3.11 Smith Van Ness maka digunakan

generalized virial koefisien.

C- 24

6409,07137,0

0,4220,083B

Tr

0,4220,083B

1,6o

1,6o

5702,00,7137

0,1720,139B

Tr

0,1720,139B

4,21

4,21

1o ω.BBRTc

BPc

= -0.7926

0,85110,7137

0,1341)7926,0(1Z

Tr

Pr

RTc

BPc1Z

♠ Menghitung power kompresor

1P

P

M

Z.R.TW

n

1n

in

outin

12,83

8

92.6138

,314)(423)(0,8511)(8W

1,0939

11,0939

= 3.0154 kJ / kmol

Ep


kJ/kmol6390.40,65

3.0154

Umpan masuk = 3268.0188 kmol/jam

kmol/jam3268.0188x detik/jam3600

kJ/kmol4.6390kompresor Power

C- 25

= 4.2112 kW = 3.1403 HP

Power kompresor total

= Power kompresor stage 1 + Power kompresor stage 2

= (4.4640 + 3.1403) HP

= 7.6043 HP

Dengan demikian power standar untuk kompresor 1 (C-01) sebesar 8 HP

RESUME

Kode : C-01

Fungsi : Menaikkan tekanan feed dari 1 atm menjadi 8 atm

Jenis : Kompresor centrifugal multi stage

Jumlah stage : 2

Power : 8 HP

4. VAPORIZER

Gas 384.78 K Steam

Cair 359,64 K Kondensat

Kode : V

Fungsi : Menguapkan campuran umpan toluene baik fresh feed maupun

recycle sebelum masuk kompresor

V

C- 26

Tujuan : 1. Menentukan tipe vaporizer yang digunakan

2. Menentukan bahan konstruksi vaporizer

3. Menentukan aliran fluida panas dan dingin

4. Menentukan dimensi vaporizer

5. Menghitung faktor kekotoran

6. Menghitung ∆P di shell dan tube

1. Menentukan tipe vaporizer yang digunakan

Dalam perancangan ini dipilih vaporizer jenis forced-circulation dengan

pertimbangan sebagai berikut :

- Harga Fluks (Q/A) > 12000 Btu/(hr)(ft2)

- ∆P rendah

- Luas perpindahan panas >200 ft2

2. Menentukan bahan konstruksi yang digunakan

Dalam perancangan ini digunakan bahan konstruksi Carbon Steel SA-283

grade C dengan pertimbangan :

- Mempunyai allowable working stress yang besar

- Harga relatif murah

- Fluida tidak korosif

3. Menentukan aliran fluida dalam vaporizer

Laju alir Toluene = 302.663,65 kg/jam = 667.252,283 lb/jam

Laju alir Steam = 60.653,465 kg/jam = 133.716,629 lb/jam

Dalam perancangan ini ditentukan :

C- 27

1. Reaktan campuran toluene (fluida dingin) di shell dengan pertimbangan :

- laju alirnya lebih besar dibandingkan laju alir steam

2. Steam (fluida panas) di tube dengan pertimbangan :

- laju alirnya lebih kecil debandingkan laju alir campuran toluene

4. Menentukan dimensi Vaporizer

Dari data neraca panas diperoleh :

- Beban panas : 124.212.231,0931 kJ/jam = 117.732.203,2 Btu/jam

Terdiri dari : Panas laten = 110.053.054,7 kJ/jam

= 104.311.696,9 Btu/jam

Panas sensibel = 14.159.176,35 kJ/jam

= 13.420.506,28 Btu/jam

- Fluida panas (steam)

T in (T1) : 443.15 K = 338 oF

T out (T2) : 443.15 K = 338 oF

- Fluida dingin (toluene)

T in (T1) : 359,64 K = 187,68 oF

T out (T2) : 384,78 K = 233,20 oF

a. Menghitung ∆tmean

Terjadi proses preheating (p) dan vaporizing (v)

Preheating

C- 28

T1 = 338 oF T2 = 338 oF

t2 = 233,20 oF t1 = 187,68 oF

F19,126

)20,233(338

7,68)81(338ln

)20,233(3387,68)81(338 op

t

Vaporizing

T1 = 338 oF T2 = 338 oF

t2 = 233,20oF t1 = 233,20oF

(∆t)v = 338 - 233,20 = 106,80 oF

171,660.1125106,80

28,13420506

t)v(

q

114,624.826126,19

9104311696,

t)p(

q

(q/∆t) = 952.284,285

F63,1235952.284,28

3,2117.732.20

t)(q/

QΔt o

mean

b. Menentukan harga koefisien perpindahan panas keseluruhan

Fluida dingin : toluene di shell

Fluida panas : steam di tube

Dari tabel 8 hal 840 Kern untuk sistem perpindahan panas antara steam

dengan light organic memiliki harga UD = 100-200 Btu / (jam)(ft2)(oF)

C- 29

Dalam perancangan ini harga UD ditrial = 198 Btu / (jam)(ft2)(oF) agar jumlah

tube tidak terlalu besar atau sekitar Nt = 1068.

c. Memilih jenis ukuran pipa

Dari tabel 10 hal 843 Kern, dipilih pipa dengan kriteria :

OD = ¾ in ao = 0,1963 ft2/ft

BWG = 16 ai = 0,1623 in2

L = 23 ft ID = 0,62 in

d. Menghitung luas perpindahan panas (A)

2

LMTDD

ft4833,984)197(123,63

3,2117.732.20

T.U

QA

e. Menghitung jumlah pipa dan diameter shell

Jumlah pipa tube (Nt)

107123(0,1963)

4833,984

ao x L

ANt

Dari tabel 9 hal 842 Kern dipilih heat exchanger dengan ketentuan :

Shell TubeID : 35 in Jumlah & panjang : 1068, 23’0”Baffle space : 7 in OD,BWG : ¾ in, 16Pass : 1 Pitch :15/16 in triangular

Pass :2

f Mengkoreksi harga UD

Menghitung harga A terkoreksi

A terkoreksi = Nt x L x ao

= 1068 x 23 x 0,1963 = 4821,913 ft2

Menghitung harga UD terkoreksi

C- 30

meanterkoreksiD t.A

QU

F))((jam)(ftBtu / 49,197(123,63)(4821,913)

1,5117.192.19 o2

Perhitungan fluida dingin (toluene) di shell

1) Luas aliran di dalam shell

Ts P x 144

Bx C' x IDa

Dalam hubungan ini C’ = jarak antar tube

= PT - OD = 15/16 - ¾ = 0,1875 in

2s ft0,7292

15/16 x 144

7 x 0,1875 x 35a

2) Menghitung kecepatan massa di shell

)(jam)(ftlb/ 845,088.9150,7292

667252,283

as

WsGs 2

3) Menghitung bilangan Reynold shell

Pada tav = (233,2 + 187,68)/2 = 210,44 oF

Komponen kmol Xi μ Xi. μToluene 3155.0060 0.9655298 0.2826 0.2729

Paraxylene 51.0583 0.0156254 0.2882 0.0045Metaxylene 46.0978 0.0141074 0.2980 0.0042Ortoxylene 15.4800 0.0047373 0.3450 0.0016

3267.6422 1.000000 0.2832

C- 31

(Reff : Carl L Yaws,”Chemical Properties Handbook”)

μ camp = 0,2832 cp x 2,42 = 0,6853 lb/(jam)(ft)

Diameter ekivalen (De) = 0,55 in /12 = 0,0458 ft (fig.28 hal 838 Kern )

maka : 153.610,6853

5915.088,84 x 0,0458

μ

De.GsRes

4) Menghitung ho

Dari fig 28 hal 838 Kern diperoleh JH =145

Pada tav = 210,44 oF diperoleh :

Komponen kmol Xi k Xi.kToluene 3155.0060 0.9655298 0.0280 0.0271Paraxylene 51.0583 0.0156254 0.0134 0.0002Metaxylene 46.0978 0.0141074 0.0256 0.0004Ortoxylene 15.4800 0.0047373 0.0255 0.0001

3267.6422 1.000000 0.0278


Harga konduktivitas panas campuran = 0,0278 W/(m.K)

= 0,0161 Btu/(hr)(ft2)(0f/ft)

Pada tav = 210,44 oF

Komponen kmol Xi CpLmean xi.CpL BM Xi.BMToluene 3155.0060 0.9655 171.1595 165.2597 92.1410 88.9649Paraxylene 51.0583 0.0156 151.1900 2.3624 106.1670 1.6589

Metaxylene 46.0978 0.0141 214.4164 3.0249 106.1670 1.4977Ortoxylene 15.4800 0.0047 196.3933 0.9304 106.1670 0.5029

3267.6422 1.0000 733.1593 171.5773 92.6245


Cp camp = 171,5773 kJ/(kmol.K), maka harga spesific heat :

C- 32

cp camp = Flb

Btu

Kkg

Btu

kg

kmolx

kJ

Btux

Kkmol

kJ0.

4425,0.

7558,16245,92

19478,0

.5773,171

3

1

k

cμ

De

kho

HJ

F))((ftBtu /(jam)6181,135(0,0161)

))(0,6853(0,4425

0,0458

0,0161.145 o2

3

1

Perhitungan fluida panas (steam) di tube

1) Menghitung flow area pipa

2tt ft1199,1

2 x 144

0,302 x 1068

n144

'aNt x a

2) Menghitung kecepatan massa dalam pipa

)tlb/(jam)(f5081,400.1191,1199

9133.716,62

a

WG 2

t

tt

3) Menghitung bilangan reynold dalam pipa

Pada Ts = 338oF

Dari fig 15 hal 825 Kern diperoleh

= 0,015 cp = 0,0363 lb/(jam)(ft)

636.167)0368,0(

)5081,119400)(12/62,0(

μ

G x IDRe tt

t

g. Menghitung clean overall coefficient untuk preheating (Up)

Untuk condensing steam hio = 1500 Btu/(jam)(ft2)(oF)

F))(ftBtu/(jam)(3733,1246181,1351500

135,6181 x 1500

hh

h x hUp o2

oio

oio

C- 33

h. Menghitung clean surface yang diperlukan untuk preheating (Ap)

2ft3172,6646

(124,3733)

826624,1141Ap

Pp

p

Ut

q

Perhitungan vaporisasi toluene di shell

Pada tv = 233,2 0F

1) Menghitung bilangan Reynold di shell

Komponen kmol Xi μ Xi.μToluene 3155.0060 0.9655298 0.2580 0.2491Paraxylene 51.0583 0.0156254 0.2641 0.0041Metaxylene 46.0978 0.0141074 0.2744 0.0039Ortoxylene 15.4800 0.0047373 0.3144 0.0015

3267.6422 1.000000 0.2586

μ camp = 0,2586 cp x 2,42 = 0,6258 lb/(ft)(jam)

Dari fig.28 hal 838 Kern , De = 0,55 in /12 = 0,0458 ft maka :

972.660,6258

5915.088,84 x 0,0458

μ

De.GsRes

2) Menghitung ho

Dari fig 28 hal 838 Kern diperoleh JH = 155

Pada tv = 233,2 0F

Komponen kmol Xi k Xi.kToluene 3155.0060 0.9655298 0.0275 0.0266Paraxylene 51.0583 0.0156254 0.0137 0.0002Metaxylene 46.0978 0.0141074 0.0251 0.0004Ortoxylene 15.4800 0.0047373 0.0250 0.0001

3267.6422 1.000000 0.0273

C- 34

Konduktivitas panas campuran = 0,0273 W/(m.K) = 0,0158 Btu/(ft2)(0F/ft)

Pada tv = 231,14 0F

Komponen kmol Xi CpL.mean xi.CpL BM Xi.BMToluene 3155.0060 0.9655 174.1235 168.1215 92.1410 88.9649

Paraxylene 51.0583 0.0156 153.9174 2.4050 106.1670 1.6589

Metaxylene 46.0978 0.0141 217.4981 3.0683 106.1670 1.4977Ortoxylene 15.4800 0.0047 199.2214 0.9438 106.1670 0.5029

3267.6422 1.0000 744.7604 174.5386 92.6245

Cp camp = 174,5386 kJ/(kmol.K)

cp camp = Flb

Btu

Kkg

Btu

kg

kmolx

kJ

Btux

Kkmol

kJ0.

4501,0.

7860,16245,92

19478,0

.5386,174

3

1

H k

cμ

De

kho

J

F))((ftBtu /(jam)139,6859(0,0158)

)(0,6258)(0,4501

0,0458

0,0158.155 o2

3

1

i. Menghitung clean overall coefficient untuk vaporizing (Uv)

Untuk condensing steam hio = 1500 Btu/(jam)(ft2)(oF)

F))(ftBtu/(jam)(7859,1276859,1391500

139,6859 x 1500

hh

h x hUv o2

oio

oio

j. Menghitung clean surface yang diperlukan untuk preheating (Ap)

2ft9512,8808

(127,7859)

71125660,111Av

Uvt

q

V

k. Menghitung clean overall coeeficient (Uc)

Total clean surface (Ac) = Ap + Av

= (1646,3172 + 8808,9512) ft2

C- 35

= 9455,2684 ft2

473,2069455,2684

757,1125659130,826599

Ac

..

Ac

(U.A)Uc

AvUvApUp

Cek maksimum fluks :

Total clean surface sebesar 9455,2684 ft2 dimana 8808,9512 ft2 untuk

penguapan. Total luas perpindahan panas yang dibutuhkan 4821,913 ft2.

Dengan demikian luas perpindahan panas untuk penguapan

sebesar : ftx 31,4492913,48212684,9455

9512,8808

Fluks : Qv/Av = 104.311.696,9/ 4492,31= 23.220 Btu/(hr)(ft2)

Karena harga fluks > 12000 Btu/(hr)(ft2) untuk menguapkan bahan organik

maka pemilihan vaporizer dengan jenis forced-circulation benar.

(Reff: Kern, hal 459)

5. Menghitung faktor kekotoran (Rd)

0,00023197,49)(206,473)(

7,4991473,206

.UU

UURd

DC

DC

6. Menghitung pressure drop di shell dan tube

a. Menghitung ∆P di tube (∆Pt)

1) Untuk bilangan Reynold (Ret) = 167.636

Dari fig.26 hal 836 Kern diperoleh f = 0,00016 ft2/in2

Dari tabel F.3 Smith Van Ness hal 816 diperoleh spesifik volume untuk

saturated steam pada Tsat = 388 0F (Psat = 114,72 psia) = 3,888 ft3/lb

0,0041262,5 x 3,888

1s

C- 36

2) Menghitung ∆Pt

t10

2

).D.s.φ(5,22.10

.L.nf.Gt.

2

1ΔPt

1)(0,00412)()(0,62/12)(5,22.10

(23)(2)8)(119400,50(0,000016).

2

110

2

= 0,47 psi

b. Menghitung ∆P di shell (∆Ps)

Preheating zone

1) Bilangan Reynold (Res) = 61.153

Dari fig 29 hal 839 didapat f = 0,00015 ft2/in2

Dari tabel 8-1 Yaws pada T = 210,44 0F untuk toluene diperoleh s = 0,9

2) Panjang preheating zone

Ac

ApLLp

ft3,178808,9512

6646,3172x 32

3) Menghitung ∆Ps

(N+1) = 12 (Lp / B) = 12 x (17,3 / 11) = 7

s10

2

)De.s.φ(5,22.10

1).Ds.(Nf.GsΔPs

)1)(90,0)(12/55,0)(10.22,5(

)7)(12/35()845,915088)(00015,0(10

2

= 1,19 psi

C- 37

Vaporizing zone

1) Bilangan Reynold (Res) = 66.972

Dari fig 29 hal 839 didapat f = 0,0014 ft2/in2

Dari tabel 8-1 Yaws pada T = 233,2 oF untuk toluene diperoleh s = 0,87

2) Panjang vaporizing zone

Lv = 18 – Lp = 18 – 17,3 = 0,7 ft

3) Menghitung ∆Ps

(N+1) = 12 (Lv / B) = 12 x (0,7 / 11) = 0,764

s10

2

)De.s.φ(5,22.10

1).Ds.(Nf.GsΔPs

)1)(87,0)(12/55,0)(10.22,5(

)1)(12/35()845,915088)(0014,0(10

2

= 1,64 psi

∆Ps total = 1,19 + 1,64 = 2,83 psi

SUMMARY

Shell side(fluida dingin) Tube side(fluida panas)Toluene Steam

C- 38

135,62 / 139,69 h (Btu/jam.ft2.oF) 1500 UC = 206,473 Btu/jam.ft2.oF UD = 197,49 Btu/jam.ft2.oF Rd = 0,00023 (hr)(ft2)(0F)/Btu

2,83 ∆P perhitungan (psi) 0,475 ∆P diijinkan (psi) Diabaikan

5. MENARA DESTILASI

F D

W

Kode : D-02

Fungsi : memisahkan produk xylene dari komponen-komponen lainnya.

Tujuan : - Menentukan jenis kolom

- Menentukan bahan konstruksi kolom

- Menghitung jumlah plate

- Menentukan lokasi umpan

- Menentukan dimensi kolom

C- 39

1. Menentukan Jenis Kolom

Dalam perancangan ini dipilih jenis tray dengan pertimbangan :

Perkiraan awal diameter kolom > 3 ft

Campuran tidak bersifat korosif

Rentang batas laju alir yang cukup besar tanpa menimbulkan

flooding

Jenis tray yang digunakan adalah sieve tray dengan pertimbangan :

Kapasitas uap dan cairannya besar

Pressure drop rendah, efisiensi tinggi

Lebih ringan, murah dan mudah pembuatannya

Operasi stabil

2. Menentukan Bahan Konstruksi Kolom

Dipilih bahan konstruksi jenis carbon steel SA-285 Grade C, dengan

pertimbangan :

Mempunyai allowable working stress yang besar, sehingga untuk

kapasitas yang sama memerlukan ketebalan bahan yang tipis

Harga relatif murah

3. Menghitung Jumlah Plate

Untuk menghitung jumlah plate digunakan metode shortcut

C- 40

Menghitung efisiensi tray kolom destilasi

Untuk menghitung efisiensi tray kolom destilasi digunakan korelasi O’Connel

Light Key Component (LK) = Toluene

Heavy Key Component (HK) = Paraxylene

Suhu puncak kolom = 383,79 K

Suhu dasar kolom = 427,97 K

Suhu rata-rata kolom = 407,88 K

♠ Menghitung viskositas umpan pada T = 407,88 K

Komponen kmol Xi μi (cp) μi.Xi

Toluene 2170.8508 0.7987 0.2857 0.2282Benzene 0.0038 0.0000 0.2637 0.0000Paraxylene 462.7461 0.1702 0.2912 0.0496Metaxylene 64.7708 0.0238 0.0000 0.0000Ortoxylene 19.7277 0.0073 0.3488 0.0025

2718.0991 1.0000 0.2803

(Sumber : Yaws, tabel 22-1)

αD = (LK/HK)D = (KTOL/KPX)D = 1.0001/0.4488 = 2.2284

αB = (LK/HK)B = (KTOL/KPX)B = 2.0154/1.0053 = 2.0048

α avg = (αD x αB)0,5 = 2.1136

α avg . μavg = 0.5925

Dari Fig. 13.5, hal 510, Ernest J. Henley, “Equilibrium-Stage Separation

Operation in Chem Eng”, diperoleh efisiensi kolom sebesar ; Eo = 0,60.

C- 41

Menghitung jumlah plate ideal

Dari perhitungan neraca panas diperoleh harga Rmin dan R berturut-turut

sebesar 1,0147 dan 1,2684

0,111812684,1

1,01472684,1

1R

RminR

Dari fig.12.12 (Gilliland Correlation), hal 453, Ernest J. Henley,

“Equilibrium-Stage Separation Operation in Chem Eng”, diperoleh harga

(N-Nmin)/(N+1) sebesar 0,23.

Harga Nmin diperoleh dari persamaan Fenske :

222.1136log

00042.0

845165.0

000118.0

99988.0log

αlog

Xlk

Xhk

Xhk

Xlklog

Nminavg

BD

x

Lalu harga Nmin dimasukkan ke persamaan berikut :

23,01

min

ideal

ideal

N

NN

Maka akan diperoleh jumlah plate ideal (Nideal) = 29 plate ideal.

Menghitung Jumlah Plate Aktual

480,60

29

Eo

idealNaktualN

Karena digunakan reboiler parsial maka jumlah plate aktual kolom = 47 plate.

C- 42

4. Menentukan Lokasi Umpan

101136.2log

7987.0

1702.0

0.000118

0.99988log

αlog

Xlk

Xhk

Xhk

Xlklog

feedmin,Navg

FD

x

0,231feedN

feedmin,NfeedN

Nideal feed = 13 tray ideal dari puncak kolom.

220,60

13

Eo

feedNfeed,N ideal

aktual tray dari puncak kolom

5. Menentukan Dimensi Kolom

Penentuan diameter seksi atas menara

♠ Menghitung densitas cairan

T = 383,79 K P = 1 atm

Komponen Kmol XD BM ρ (g/ml) XD. BM XD.ρ

Toluene 2171.2570 0.999880 92.114 0.779564 92.102953 0.779471Benzene 0.0038 0.000002 78.1140 0.780888 0.000138 0.000001Paraxylene 0.256576902 0.000118 106.167 0.780867 0.012544 0.000092

2171.5174 1.000000 92.115636 0.779564

Densitas cairan (ρL)= 779.564 kg/m3

♠ Menghitung densitas uap

T = 383,79 K P = 1 atm

Komponen XD Tc (K) Vc (cm3/mol) Zc ωToluene 0.999880 591.79 315.8 0.264 0.264

C- 43

Benzene 0.000002 562.16 258.9 0.271 0.211Paraxylene 0.000118 616.26 379.1 0.26 0.326

1.000000

(Sumber : Yaws, Tabel 1-1)

Komponen XD XD.Tc XD.Vc XD.Zc XD.ωToluene 0.999880 591.7190 315.7621 0.26396834 0.26396834Benzene 0.000002 0.0010 0.0005 4.7929E-07 3.73174E-07Paraxylene 0.000118 0.0728 0.0448 3.072E-05 3.85187E-05

1.000000 591.7928 315.8074 0.26399954 0.264007232

atm40.596

315.807

793.591264.006.82

VX

TZXRmixPc,

CD

mixC,CD

xx

1,0040BBTcR

PcB

9213.00,1622

0,1720,139

T

0,1720,139B

0,76080,451

0,4220,083

T

0,4220,083B

0,6485K591.793

K383,79

mixTc,

TmixTr,

0,0246atm40.596

atm1

mixPc,

PmixPr,

10

4,2r

1

1,6r

0

3v

3

kg/m0407.3V'

1ρ

/kgm0,32891156.291

79.8330,082060,9619

BMmixP

TRZV'

0,9619Tr

Pr

TcR

PcB1Z

x

xx

♠ Menghitung laju alir volumetric

D = 2171.5174 kmol/jam R = 1.2684

Lo = 2754.3523 kmol/jam V = 4925.8697 kmol/jam

C- 44

/detikm392,1436000407,3

1156,928697.4925

ρ

BMVQ

/detikm0902,03600564,779

1156,923523,2754

ρ

BMLoQ

3

V

MIXV

3

L

MIXL

x

x

x

x

♠ Menghitung konstanta flooding

Parameter aliran FLV dihitung dengan persamaan :

0348.0ρ

ρ

Q

QF

0,5

V

L

V

LLV

Karena FLV << 0,1 ,maka digunakan harga FLV = 0,1 .Untuk menghitung

konstanta flooding (Cf) digunakan persamaan :

0,2

LV 0,02

σβ

F

1logαCf

(Reff :Treybal, pers 6.30, hal 167)

Asumsi diameter kolom = 4 - 10 ft , maka tray spacing (ts) = 24 in = 0.6096 m

(Reff :Treybal, tabel 6.1,hal 162)

α = 0,0744 ts + 0,01173 = 0,0571

β = 0,0304 ts + 0,015 = 0,0335 (Reff :Treybal, tabel 6.2,hal 169)

♠ Prediksi tegangan muka campuran

Komponen n XD omega XD. omegaToluene 2171.2570 0.9999 27.8705 27.8671Benzene 0.0038 0.0000 27.1103 0.0000Paraxylene 0.2566 0.0001 29.3830 0.0035

2171.5174 1.0000 27.8707

(Reff : Carl L.Yaws)

Tegangan permukaan campuran (σ camp) = 27,8707 dyne/cm = 0,0279 N/m

498,002,0

0279,00382,0

0348,0

1log0684,0

2,0

xCf

C- 45

Maka harga Cf = 0,498

♠ Menghitung kecepatan flooding

det/951,7ρ

ρρCfVf

0,5

V

VL m


Dalam perancangan ini prosentase flooding diambil sebesar 80% (non-

foaming liquids ), maka :

Vf’ = 7,951 . 0,8 = 6,361 m/detik

♠ Menghitung luas permukaan aktif

An = Qv/Vf’ = 41,392/6,361 = 6,507 m2

Dari Treyball, table 6-1 dirancang panjang weir = 0,7D (cross-flow trays),

sehingga luas satu downspout sebesar 8,808 % dari luas penampang sirkular

kolom (At), maka:

2m136,708808.01

6,507

downspout1

AnAt

Menghitung diameter puncak menara

D = (4.At/π)0,5 = [4.(7,136)/π] 0,5 = 3,014 m = 9,889 ft

Penentuan Diameter Seksi Bawah Menara

♠ Menghitung densitas cairan

T = 427.965 K P = 1.5 atm

Komponen kmol Xw ρ (g/ml) Xw.ρ

Toluene 0.2300 0.000420 0.729941627 0.000306855Paraxylene 462.4894741 0.845165 7.3642E-01 0.622399104Metaxylene 64.7708 0.118364 7.4108E-01 0.087716844Ortoxylene 19.7277 0.036051 1.0271E+00 0.037026226

547.2180 1.000000 0.747449028

C- 46

Densitas cairan (ρL) = 747,449 kg/m3

♠ Menghitung densitas uap

T = 427.965 K P = 1.5 atm

Komponen Tc (K) Vc (cm3/mol) Zc ω BM (mol/g)

Toluene 591.790 315.800 0.264 0.264 92.114

Paraxylene 616.260 379.100 0.260 0.326 106.167

Metaxylene 617.050 375.800 0.259 0.326 106.167

Ortoxylene 630.370 369.200 0.263 0.313 106.167

Komponen Xw Xi.Tc XW.Vc XW.Zc XW.ω XW.BMToluene 0.00042 0.24878 0.13276 0.00011 0.00011 0.0387231Paraxylene 0.84516 520.84136 320.40204 0.21974 0.27552 89.728628Metaxylene 0.11836 73.03637 44.48111 0.03066 0.03859 12.566327Ortoxylene 0.03605 22.72540 13.30999 0.00948 0.01128 3.8274143

1.00000 616.85190 378.32589 0.25999 0.32551 106.16109

atm772.43

VX

TZXRmixPc,

CW

mixC,C

W

0,6938K616.8519

K427.965

mixTc,

TmixTr,

0,0431atm34,772

atm1,5

mixPc,

PmixPr,

0,8891BωBTcR

PcB

0,65970,69379

0,1720,139

T

0,1720,139B

0,67440,69379

0,4220,083

T

0,4220,083B

10

4,2r

1

1,6r

0

3v

3

kg/m8030.4V'

1ρ

/kgm0,20821611.0611,5

427.9650,082x0,94470

BMmixP

TRZV'

0,9448Tr

Pr

TcR

PcB1Z

x

x

C- 47

♠ Menghitung laju alir volumetric

F = 2718.0991 kmol/jam V = 4925.8697 kmol/jam

V’ = V – F = 2207.7706 kmol/jam L’ = Lo + F = 5472,4514

kmol/jam

/detikm530.313600803,4

1611,1067706,2207

ρ

BMV'Q

/detikm0,21553600449,747

1611,1064514,5472

ρ

BML'Q

3

V

mixV

3

L

mixL

x

x

x

x

♠ Menghitung konstanta flooding

Parameter aliran FLV dihitung dengan persamaan :

0,1000ρ

ρ

Q

QF

0,5

V

L

V

LLV

FLV = 0,1, maka untuk menghitung konstanta flooding (Cf) digunakan

persamaan :

0,2

LV 0,02

σβ

F

1logαCf


Asumsi diameter kolom = 10 - 12 ft , maka tray spacing (ts) = 30 in = 0.762 m

(Reff :Treybal, tabel 6.1,hal 162)

α = 0,0744 ts + 0,01173 = 0,0684

β = 0,0304 ts + 0,015 = 0,0382 (Reff :Treybal, tabel 6.2,hal 169)

♠ Prediksi tegangan muka campuran

Komponen kmol Xw omega XW.omegaToluene 0.2300 0.000420 22.2051 0.0093Paraxylene 462.4894741 0.845165 24.1010 20.3693Metaxylene 64.7708 0.118364 24.5400 2.9046

Ortoxylene 19.7277 0.036051 25.4344 0.9169

C- 48

547.2180 1.000000 24.2002

Tegangan permukaan campuran (σ camp) = 24,2002 dyne/cm = 0,024 N/m

159,002,0

024,00382,0

1,0

1log0684,0

2,0

xCf

Maka harga Cf = 0.159

♠ Menghitung kecepatan flooding

975,1ρ

ρρCfVf

0,5

V

VL


Dalam perancangan ini prosentase flooding diambil sebesar 80%, maka :

Vf’ = 1,975 x 0,8 = 1,580 m/detik

♠ Menghitung luas permukaan aktif

An = Qv/Vf’ = 13,530 / 1,580 = 8,563 m2

Dari Treyball, table 6-1 dirancang panjang weir = 0,7D , sehingga luas satu

downspout sebesar 8,808% dari luas penampang sirkular kolom (At), maka :

2m390,90,088081

8,563

downspout1

AnAt

Menghitung diameter dasar menara

D = (4.At / π )0,5 = [4.(9,390) / π ]0,5 = 3,458 m = 11,344 ft

Menentukan Tebal Shell (ts)

Menghitung tebal shell bagian puncak menara

Bahan konstruksi shell yang dipilih adalah karbon steel tipe SA-283 Grade C

dengan spesifikasi :

C- 49

Allowable stress (f) = 12650 psi

Efisiensi pengelasan (E) = 0,85

Faktor korosi (C) = 0,125 in

Persamaan yang digunakan :

CP0,6Ef

rPts

P = 1,1 x P operasi = 1.1 x 1 atm . (14,696 psi/ 1 atm) = 16,166 psi

Diameter puncak menara = 9,889 ft x (39,37 in/3,281 ft) = 118,661 in

Jari-jari menara (r) = D/2 = 118,661 in / 2 = 59,331 in

Sehingga :

in214,00,1256996.910752,5

959,1383ts

maka digunakan tebal shell standar ¼ in.

Menghitung tebal shell bagian bawah

Bahan konstruksi shell yang dipilih adalah karbon steel tipe SA-283 Grade C

dengan spesifikasi :

Allowable stress (f) = 12650 psi

Efisiensi pengelasan (E) = 0,85

Faktor korosi (C) = 0,125 in

Persamaan yang digunakan :

CP0,6Ef

rPts

P = 1,1 . P operasi = 1,1 . 1,5 atm . (14,696 psi/ 1 atm) = 24,2484 psi

Diameter dasar menara = 11,344 ft. (39,37 in/3,281 ft) = 136,121 in

C- 50

Jari-jari menara (r) = D/2 = 136,121 in /2 = 68,061 in

Sehingga :

in0,27870,1255490,1410752,5

1650,370ts

maka digunakan tebal shell standar 5/16 in.

Menentukan tebal head (th)

Menghitung tebal head puncak

Bahan yang digunakan sama dengan bahan yang digunakan untuk shell,

karena tekanan kurang dari 200 psi, maka dipilih head jenis torispherical

dished head (Brownell, hal 88).

(OD)s = (ID)s + 2.ts

= 59,331 in + 2 ( ¼ in ) = 59,831 in

Dari Brownell, table 5.7 hal 89, digunakan :

OD standar = 60 in ts = ¼ in

Icr =3 ¼ in rc = 54

Icr/rc = 0,0602

Karena icr/rc > 6 % maka digunakan persamaan 7.76 dan 7.77 dari Brownell

hal 138. Dalam hal ini :

W = factor intensifikasi stress

= in769,1076,430,25icr

rc3

4

10,5

x

sehingga :

C- 51

in0,1970,1252331,321505

1544,316C

P0,2Ef2

WrcPth

diambil tebal head standar ¼ in

Menghitung tebal head bawah

Bahan yang digunakan sama dengan bahan yang digunakan untuk shell,

karena tekanan kurang dari 200 psi, maka dipilih head jenis torispherical

dished head (Brownell, hal 88).

(OD)s = (ID)s + 2.ts

= 68,061 in + 2( 5/16 in ) = 68,686 in

Dari Brownell, table 5.7 hal 89, digunakan :

OD standar = 72 in ts = ¼ in

icr = 8

24 in rc = 72

icr/rc = 0,059

Karena icr/rc > 6% maka digunakan persamaan 7.76 dan 7.77 dari Brownell

hal 138. Dalam hal ini :

W = factor intensifikasi stress

W = in779,1970,330.25icr

rc3

4

10,5

x

sehingga

in0,1440,125850,421505

3105,914C

P0,2Ef2

WrcPth

diambil tebal head standar 3/16 in

C- 52

Menentukan tinggi menara destilasi

Menghitung tinggi head puncak menara

Dari Brownell, table 5.6, hal 88 diperoleh :

Untuk th = ¼ in,maka diambil standar straight flange (sf) = 1,5 – 3 in.

Diambil sf = 3 in

AB = (ID/2) – icr = (59,331 /2) – 3 ¼ = 26,416 in

BC = rc – icr = 54 – 3 ¼ = 50,75 in

b = rc – (BC2 – AB2)0,5 = 54 – (50,75 2 – 26,416 2) 0,5 = 10,667 in

tinggi head = b + th + sf = 10,667 + ¼ + 3 = 13,917 in

= 13,917 in. (1 m / 39,3701 in) = 0,353 m

Menghitung tinggi head dasar menara

Dari Brownell, table 5-6, hal 88 diperoleh :

Untuk th = 3/16 in,maka diambil standar straight flange (sf) = 1,5 - 2 in.

Diambil sf =2 in

AB = (ID/2) – icr = (68,061 /2) –8

24 = 29,781 in

BC = rc – icr = 72 –8

24 = 67,75 in

b = rc – (BC2 – AB2)0,5 = 72– (67,75 2 – 29,7812 )0,5 = 11,146 in

tinggi head = b + th + sf = 11,146 + 3/16 + 2 = 13,334 in

= 13,334 in . (1 m / 39,3701 in) = 0,339 m

C- 53

Menentukan tinggi menara total

H = (Σth) + (( Nakt seksi atas – 1).ts seksi atas) + (Nakt seksi bawah . ts seksi bawah)


th = tinggi head

ts = tray spacing

Nakt = jumlah plate / tray actual

Maka tinggi menara :

H = (13,917 + 13,334) + ((22-1) x 24 in) + (25 x 30 in)

H = (27,251 + 1254) in . (1 m / 39,3701 in) = 32,544 m

C- 54

RESUME

Kode : D-02

Fungsi : Memisahkan produk xylene dari komponen lain

Jenis menara : Tray Tower (Sieve Tray)

Bahan konstruksi : Carbon Steel SA 283 grade C

Jumlah plate actual : 47 buah

Lokasi umpan masuk : Plate ke-22 dari puncak

Rmin : 1,0147

R : 1,2684 (pendingin air)

Kondisi operasi menara

Kondisi umpan : suhu : 370,75 K

tekanan : 1,2 atm

Kondisi atas kolom : suhu : 383,79 K

tekanan : 1 atm

Kondisi bawah kolom : suhu : 427,97 K

tekanan : 1,5 atm

Dimensi kolom

Tinggi menara : 32,544 m

a. Seksi atas menara b. Seksi bawah menara

Diameter : 3,014 m Diameter : 3,458 m

Tebal shell : ¼ in Tebal shell : 5/16 in

Tebal head : ¼ in Tebal head : 3/16 in

Tinggi head : 13,917 in Tinggi head : 13,334 in

Tray spacing : 24 in Tray spacing : 30 in

C- 55

6. KONDENSOR

Gas 383,79 K Air pendingin keluar

Cair 383,79 K Air pendingin masuk

Kode : CD-02

Fungsi : Mengembunkan hasil atas menara destilasi (D-02)

Tujuan : 1. Menentukan tipe kondensor

2. Menentukan bahan konstruksi

3. Menentukan spesifikasi shell dan tube

1. Menentukan tipe kondensor

Kondensor yang dipilih adalah horizontal kondensor dengan pertimbangan :

- Mempunyai overall heat transfer coefficient yang relatif lebih besar bila

dibandingkan dengan vertical kondensor

- Maintenance dan struktur pendukung reatif mudah dan biayanya murah.


Dipilih bahan konstruksi jenis carbon steel SA-283 grade C dengan

pertimbangan :



CD-02

C- 56


Dari neraca panas didapatkan data sebagai berikut :

Beban panas kondensor : 147.035.551,9627 kJ/jam = 139.364.854,2 Btu/jam

Jumlah air pendingin : 2.342.766,461 kg/jam = 5.164.862,94 lb/jam

Jumlah uap yang akan diembunkan : 200030,41 kg /jam = 440.987,042 lb/jam

a. Menghitung ∆TLMTD

Fluida Panas(0F)

Fluida dingin(0F)

Selisih(0F)

249,42 Suhu tinggi 113 136,42

249,42 Suhu rendah 86 163,42

0 Selisih 27 27

F51,491

136,42

163,42ln

27ΔT o

LMTD

suhu rata-rata (ta) = (113+86) / 2 = 99,5oF

b. Menentukan harga koefisien perpindahan panas keseluruhan

Dari tabel 8 hal 840 Kern untuk sistem perpindahan panas antara light

organic dengan air memiliki harga UD = 75-150 Btu / (jam)(ft2)(oF)

Dalam perancangan ini dipilih harga UD = 148 Btu / (jam)(ft2)(oF)

c. Memilih jenis ukuran pipa


OD = ¾ in ao = 0,1963 ft2/ft

BWG = 16 at’ = 0,302 in2

L = 23 ft ID = 0,620 in

C- 57

d. Menghitung luas perpindahan panas (A)

2

LMTDD

ft27,6298)148(149,51

4,2139.364.85

T.U

QA

e Menghitung jumlah pipa dan diameter shell


1394(0,1963)23

6298,27

L.ao

ANt

Dari tabel 9 hal 841 Kern dipilih heat exchanger dengan ketentuan :

Shell TubeID : 39 in Jumlah & pjg pipa tube : 1377, 23’0”Pass : 1 OD,BWG : ¾ in, 16

Pitch :15/16 in triangularPass :1

f Mengkoreksi harga UD



= 13770 x 23 x 0,1963 = 6217,02 ft2


LMTDterkoreksiD T.A

QU

F))((jam)(ftBtu / 491149,51)(6217,02)(

4,2139.364.85 o2

C- 58

g. Perhitungan fluida dingin di tube


2ft887,21 x 144

0,302 x 1377

n144

at'Nt x at


)tlb/(jam)(f667,620.721.12,887

945.164.862,

at

WtGt 2

fps65,762,5 x 3600

6671.721.620,

3600.

GtV

3) Menghitung bilangan reynold dalam pipa

Pada Ta = 99,5oF

= 0,75 cp = 1,815 lb/(jam)(ft) (Fig 14 hal 823, Kern)

395.105)815,1(

)71,410.702.3)(12/62,0(

μ

GtIDt x Re t

4) Menghitung harga hi dan hio

hi = 1740 (fig 25 hal 835, Kern)

F))(ftBtu/(jam)(4,43810,75

0,62 x1740

OD

ID x hh o2

iio

h. Perhitungan fluida panas di shell

1) Luas aliran di dalam shell

Ts P x 144

Bx C' x IDa

Dalam hubungan ini C’ = jarak antar tube

= PT - OD = 15/16-0,75 = 0,1875 in

Asumsi baffle space max = 39 in = ID shell

C- 59

2s ft1125,2

(15/16) x 144

39 x 0,1875 x 39a

2) Menghitung kecepatan massa di shell

)(jam)(ftlb/ 846,701.2082,1125

2440.987,04

as

WsGs 2

t)lb/(jam)(f537,581

(23)(1330)

2440.987,04

L.Nt

WG"

3

2

3

2

Asumsi h =ho = 200 Btu/jam.ft2.oF

ta)(Tvhohio

hotatw

F117,8)5,99(249,420024,4381

2005,99 o

F183,612

117,8249,42

2

tw)(Tvt o

f

Menghitung konduktivitas panas pada tf = 183,610F = 357,23 K

Komponen kmol Xi k Xi.kToluene 2171.2570 0.999880 0.0287 0.0287Benzene 0.0038 0.000002 0.0277 0.0000

Paraxylene 0.2565769 0.000118 0.0131 0.0000

2171.5174 1.000000 0.0287

(Reff: Carl L. Yaws, tabel 24-1)

kf = 0,0287 W/(m.K) = 0,0166 Btu/(jam)(ft2)(oF/ft)

sf = 0,90 (Tabel 6 hal 808 Kern)

Menghitung viskositas pada tf = 183,610F = 357,23 K

Komponen kmol Xi μ Xi. μToluene 2171.2570 0.999880 0.3166 0.316572078Benzene 0.0038 0.000002 0.2988 5.28447E-07Paraxylene 0.2565769 0.000118 0.3231 3.81733E-05

2171.5174 1.000000 0.31661078 (Reff: Carl L. Yaws, tabel 22-1)

f = 0,3166 cp x 2,42 = 0,766 lb/(ft)(jam)

C- 60

Dari persamaan 12.42 hal 266 atau fig. 12.9 hal267, Kern

3

1

f

3

1

2f

2f

3f

μ

4G".1,5

μ

.g.ρkh


g = 4,18 x 108 ft/jam2

= sf x 62,5 = 62,5

Diperoleh h = ho = 190

Harga h yang diperoleh dari perhitungan berbeda dengan harga h asumsi.

Untuk mendapatkan harga h yang tepat dengan asumsi, maka h yang diperoleh

dari perhitungan dijadikan harga asumsi h yang baru sehingga diperoleh tw

dan tf yang berbeda. Tetapi hal ini tidak perlu dilakukan karena pada harga tw

dan tf yang bedanya relatif kecil, sifat fisis kondensat relatif sama (kf,f,f

sama) sehingga harga h yang diperoleh dari perhitungan ini dapat langsung

digunakan.

i. Menghitung clean overall coefficient (Uc)

F))(ftBtu/(jam)(83,1671901438,4

190 x 1438,4

hh

h x hUc o2

oio

oio

j. Menghitung faktor kekotoran (Rd)

0,00075149x167,8

149167,8

.UU

UURd

DC

DC

C- 61

k. Menghitung pressure drop di tube (∆PT)

Untuk Re = 105394

Dari fig 26 hal 836 Kern didapat f = 0,00014

t.D.s.5,22.10

.L.nf.GtΔPt

10

2

psi54,3(0,9)(1))(0,62/12)(5,22.10

(23)(1)667)1.721.620,(0,00014)(10

2

2.g'

V

s

4nΔP

2

r

psi58,1144

62,5

32,2 x 2

65,7

1

1 x 4 2

∆PT = ∆Pt + ∆Pr

= 3,54 + 1,58 = 5,12 psi

l. Menghitung pressure drop di tube (∆Ps)

Pada Tv = 249,42 oF

Komponen kmol Xi μ Xi.μToluene 2171.2570 0.999880 0.2598 0.259813723Benzene 0.0038 0.000002 0.2355 4.16532E-07

Paraxylene 0.2565769 0.000118 0.2659 3.14151E-05

2171.5174 1.000000 0.259845555 (Reff: Carl L. Yaws, tabel 22-1)

vapor = 0,2598 x 2,42 = 0,626 lb/(ft)(jam)

De = 0,55 /12 = 0,0458 ft (fig 28 hal 838, Kern)

946.2070458,0

)846,701.208)(0458,0(

μ

De.GsRes

C- 62

f = 0,00012 (fig 29 hal 839, Kern)

Jumlah crosses = N+1 = L tube / B = 7

BM = 92,1156 g/ml

P puncak kolom = 1 atm = 14,7 psia

2lb/ft0,1780

14,7

14,7

46032

46042,492359

92,1156ρ

s = 0,178 / 62,5 = 0,028

ft25,312

39IDs

De.s5,22.10

1).IDs(Nf.Gs.

2

1ΔPs

10

2

psi89,00,028))(0,0458)((5,22.10

(3,25)(7))208701,846(0,00012)(.

2

110

2

SUMMARY

Shell side (fluida panas) Tube side (fluida dingin)Toluene Air

190 h outside (Btu/jam.ft2.oF) 1438,4 UC = 167,83 Btu/(jam.ft2.oF) UD = 149 Btu/(jam.ft2.oF) Rd = 0,00075 (hr)(ft2)(0F)/Btu

0,89 ∆P perhitungan (psi) 5,122,0 ∆P diijinkan (psi) 10,0

C- 63

7. REBOILER

Kode : RB-02

Fungsi : Menguapkan kembali hasil bawah menara destilasi (D-02)

Tujuan :1. Menentukan tipe reboiler



1. Menentukan tipe reboiler

Reboiler yang dipilih adalah forced-circulation reboiler dengan pertimbangan

- Harga flux (Q/A) reboiler ini > 12.000 Btu/(hr)(ft2)

- Tergolong sebagai reboiler parsiil


Dipilih bahan konstruksi jenis Carbon Steel SA-283 grade C dengan

pertimbangan :



C- 64


Dari neraca panas didapatkan data sebagai berikut :

Beban panas reboiler = 172.474.765,941 kJ/jam = 163.476.929,8 Btu/jam

Jumlah steam jenuh = 103806,66 kg/jam = 228.852,1626 lb/jam

a. Menghitung ∆TLMTD

Produk bawah akan diuapkan secara isothermal pada T = 427,97 K= 310,680F

Pemanas yang dipakai berupa steam jenuh pada T = 533,15 K = 500 0F

Jadi ΔTLMTD = 500 – 310,95 = 189,32 0F

b. Menghitung harga Tc dan tc

Aliran shell dan tube secara isotermal yaitu Tc = 500 0F dan tc = 310,68 0F

c. Menentukan harga koefisien perpindahan panas keseluruhan

Dari tabel 8 hal 840 Kern untuk sistem perpindahan panas antara light organic

dengan steam memiliki harga UD = 100 -200 Btu / (jam)(ft2)(oF)

Dalam perancangan ini dipilih harga UD = 190 Btu / (jam)(ft2)(oF)

d. Memilih jenis ukuran pipa


OD = ¾ in ao = 0,1963 ft2/ft

BWG = 16 at’ = 0,302 in2

L = 22 ft ID = 0,620 in

e. Menghitung luas perpindahan panas (A)

2

LMTDD

ft276,4497)192(189,32

9,8163.476.92

T.U

QA

C- 65

f Menghitung jumlah pipa dan diameter shell


104222(0,1963)

4497,276

L.ao

ANt

Dari tabel 9 hal 841 Kern dipilih Heat Exchanger dengan ketentuan :

Shell TubeID : 37 in Jumlah & pjg pipa tube : 1044, 22’0”Baffle : 7 in OD,BWG : ¾ in, 16Pass : 1 Pitch :1 in triangular

Pass :2

g Mengkoreksi harga UD



= 1044 x 22 x 0,1963 = 4508,618 ft2


LMTDterkoreksiD T.A

QU

F))((jam)(ftBtu / 5,191(189,32)(4508,618)

9,8163.476.92 o2

Perhitungan fluida panas (steam) di tube


2ft0,58832 x 144

0,1623 x 1044

n144

aiNt x at


)tlb/(jam)(f8858,005.3890,5883

26228.852,16

at

WtGt 2

C- 66

3) Menghitung bilangan reynold dan JH

Pada Tc = 500 oF

Komponen Xi Xi. Toluene 0.000420 0.0887 3.72941E-05Paraxylene 0.845165 0.1047 0.088483081Metaxylene 0.118364 0.1054 0.012474313Ortoxylene 0.036051 0.1199 0.004322372

1.000000 0.105317061

(Reff:Carl L. Yaws, tabel 22-1)

= 0,1053 x 2,42 = 1,2548 lb/(jam)(ft)

16017)2548,1(

)8858,005.389)(12/62,0(

μ

GtDt x Re t

4) Menghitung harga hi dan hio

Pada Tc = 500 oF

Untuk steam hi = 1500 Btu/(hr)(ft2)(0F)

Harga Фt =1

124075,0

62,0.1500

OD

ID.

hih

tt

io

hio = 1240 Btu/(hr)(ft2)(0F)

C- 67

Perhitungan fluida dingin di shell

Harga film coefficient untuk penguapan bahan organik baik natural-

circulation maupun forced-circulation maksimum 300 Btu/(hr)(ft2)(0F).

(Reff: Kern, hal 460)

Asumsi harga ho = 250

tc)(Tchohio

hiotctw

F23,468)68,310(5002502401

124068,310 o

(∆t)w = tw – tc = 468,23 – 310,68 = 157,55 oF

Dari fig 15.11 hal 474 Kern didapat ho > 250 maka diambil harga ho = 250.

h. Menghitung clean overall coefficient (Uc)

F))(ftBtu/(jam)(05,2082502401

x2501240

hh

h x hUc o2

oio

oio

i. Menghitung faktor kekotoran (Rd)

0,0004191,5)(208,05)(1

5,19105,208

.UU

UURd

DC

DC

C- 68

Menghitung pressure drop

1) Shell side (∆Ps) : diabaikan

2) Tube side (∆Pt)

Untuk Re = 16017

Dari fig 26 hal 836 Kern didapat f = 0,00024

Dari tabel 6 hal 808 Kern didapat s = 0,9

t.D.s.5,22.10

.L.nf.GtΔPt

10

2

psi66,0(0,9)(1))(0,62/12)(5,22.10

(22)(2)8)389005,885(0,00024)(10

2

Dari fig 27 hal 837, Kern diperoleh 021,0'.2

2

g

V

psix

19,0021,09,0

24

2.g'

V

s

4nΔP

2

r

∆PT = ∆Pt + ∆Pr

= 0,66 + 0,19 = 0,85 psi

SUMMARY

Shell side (Cold Fluid) Tube side (Hot Fluid)Xylene Steam1240 h outside (Btu/jam.ft2.oF) 250

UC = 208,05 Btu/jam.ft2.oF UD = 191,5 Btu/jam.ft2.oF Rd = 0,00041 (hr)(ft2)(0F)/Btu

Diabaikan ∆P perhitungan (psi) 0,85Diabaikan ∆P diijinkan (psi) 2

C- 69

8. REAKTOR

DOW TERMout

DOW TERMin

Produk

Feedin

R-01

Kode : R-01

Fungsi : Tempat berlangsungnya reaksi Disproporsionasi toluene dengan bahan

baku utama toluene membentuk paraxylene dengan katalis ZSM-5.

Tujuan :

1) Menentukan jenis reaktor

2) Menentukan bahan kontruksi

3) Menentukan kondisi umpan

4) Menentukan jumlah dan susunan tube

5) Menentukan diameter shell dan tube

6) Menghitung panjang tube

7) Menghitung berat katalis

8) Menghitung pressure drop

9) Menghitung tinggi reaktor

10) Menghitung volume reaktor

C- 70

1. Menentukan jenis reaktor

Dipilih reaktor jenis fixed bed multitube dengan pertimbangan :

Reaksi dalam fasa gas dengan katalis padat

Reaksi eksotermis sehingga diperlukan luas perpindahan panas yang besar

agar kontak dengan pendingin berlangsung optimal

Pressure drop lebih kecil daripada fluidized bed

Abrasi pada dinding tube dapat diabaikan

Tidak diperlukan pemisahan katalis dari gas keluaran reaktor

Pengendalian suhu relatif mudah karena menggunakan tipe shell and tube

Kontruksi reaktor lebih sederhana dibandingkan dengan reaktor fluidized

bed, dengan demikian maka biaya pembuatan , operasional dan

perawatannya relatif lebih murah. ( Hill, hal. 425 – 431 )

Kondisi operasi :

Non isotherrmal – non adiabatis

Tekanan feed masuk 30 atm

Suhu feed masuk 390 oC dan keluar pada suhu 400C

2. Menentukan Bahan Kontruksi

Dalam perancangan digunakan bahan kontruksi low – alloy stell SA – 302

grade B dengan pertimbangan sebagai berikut :

Memiliki allowable stress cukup besar

Harga relatif murah

Bahan tahan korosi

C- 71

3. Menentukan Kondisi Umpan

A. Menghitung BM Umpan

Untuk menghitung BM umpan digunakan persamaan :

BM = ( i x BMi )

Komponen kmol/jam BMi Yi Yi x BMiToluena 3155.0016 92.141 0.6443 59.3671Paraxylene 51.0516 106.167 0.0104 1.1069Metaxylene 46.0978 106.167 0.0094 0.9995Ortoxylene 15.4800 106.167 0.0032 0.3356H2 1628.9187 2.016 0.3327 0.6706CH4 0.1889 16.043 0.0000 0.0006TOTAL 4896.7385 1.0000 62.4803

B. Menghitung harga Z umpan

TrTcR

PcBZ

Pr.

.

.1

Persamaan yang digunakan untuk menghitung Pc, Tc, dan campuran

diperoleh dari Byron Bird persamaan 1.3 – 3.4, 5 pada hal 18.

Pc = ( i x Pci )

Tc = ( i x Tci )

= ( i x i )

Komponen Yi Pc (atm) Tc (K) Yi x Pc Yi x Tc Yi x Toluena 0.64431 40.5527 591.79 0.262 26.12838 381.29428 0.16881Paraxylene 0.01043 34.6509 616.26 0.322 0.36126 6.42491 0.00336Metaxylene 0.00941 34.947 617.05 0.326 0.32899 5.80890 0.00307Ortoxylene 0.00316 36.8517 630.37 0.31 0.11650 1.99277 0.00098H2 0.33265 12.9583 33.18 -0.216 4.31063 11.03745 -0.07185CH4 0.00004 45.438 190.58 0.012 0.00175 0.00735 0.0000005TOTAL 1.00000 31.24750 406.56566 0.10436

C- 72

Umpan masuk reaktor pada kondisi :

T = 390C = 663 K

P = 30 atm

Tr = T/Tc = 663/406,5657= 1,6307

Pr = P/Pc = 30/31,2475 = 0,9601

= 0,10436

Dari Smith Van-Ness fig.3-11, hal 88 titik ( Pr, Tr ) berada diatas garis

maka menghitung Z menggunakan virial coefficient.

Pers. yang digunakan dari Smith V.N., 3rd ed, pers. 3-35 s/d 3-38, hal 87.

Z = 1 + BP/RT = 1 + BPc/RTc x Pr/Tr

Dimana : BPc/RTc = B0 + B’

B0 = 0,083 – (0,422/Tr1,6) = 0,083- ( 0,422 /1,63071,6) = -0,10997

B’ = 0,139 – (0.172/ Tr4,2 ) = 0,139 – (0.172/ 1,63074,2 ) = 0,1169

RTc

BPc-0,10997 + (0,10436) x 0,1169 = -0,09777

Z = 1 + (-0,.09777)( 0,9601/1,6307) = 0,9424

C. Menghitung density umpan ( )

ρ= TRZ

BMP

..

.

66305.829424,0

4803,6230

XX

X0.0366 gram/cm3

D. Laju volumetrik umpan (V)

Q = (Z.n.R.T) / P

Laju mol umpan = 4.896.738,5 mol/jam = 1360,2051 mol/det

C- 73

atm

KxKmolcmatmxmolxV

30

663)./.(057,32det)/(2051,13609424.0 3

= 908.181,795 cm3/det

E. Menghitung viskositas umpan ( )

umpan dalam fase gas dapat dihitung dari Bird pers. 1.3-2, hal 17

c = 7,70 ( BM )1/2 ( Pc )2/3 ( Tc )-1/6

Atau dari Bird fig. 1.3-1, hal 16 dengan memplotkan ( Tr,Pr ) maka

diperoleh harga (/c ).

Dari Bird pers. 1.4-11,13 pada hal 22-23 didapatkan persamaan-persamaan

sebagai berikut :

/ = 0,77 . Tc = 2,44. ( Pc

Tc)1/3 T/ = T/0,77 Tc

= 2,6693.10-5 ( M.T )1/2/ ( 2 )

Harga diperoleh dari tabel B-2 Bird hal 746.

Untuk viskositas gas camp (low density) dari Bird pers. 1.4-19, 20 hal 24

Persamaan Wilke :

).(

.

ijxj

iximix

dengan ij = 2

1

)8

1( ( 1 + Mi/Mj )-1/2 { 1 + ( i/j )1/2 ( Mj/Mi )1/4 }2

Komponen Xi BM Pc (atm) Tc (K) T/ Toluena 0,6443 92,1410 40.5527 591.79 1.6005 1.279Parxylene 0,0104 106,167 34.6509 616.26 1.5369 1,301Metaxylene 0,0094 106,167 34.947 617.05 1.5350 1,301Ortoxylene 0,0032 106,167 36.8517 630.37 1.5025 1,314H2 0,3327 2,0160 12.9583 33.18 28.5456 0.707CH4 0,00004 16,0430 45.438 190.58 4.9698 0.928

C- 74

Komponen Xi c i Xi. IToluena 0,6443 5.9626 0.000301 0.00014509 0.0000934813Paraxylene 0,0104 6.3690 0.000289 0.00000013 0.0000000014Metaxylene 0,0094 6.3537 0.000291 0.00000013 0.0000000013Ortoxylene 0,0032 6.2869 0.000300 0.00000014 0.0000000004H2 0,3327 3.3381 0.000034 0.00012387 0.0000412073CH4 0,00004 3.9350 0.000164 0.00019159 0.0000000074

I J Mi/Mj i/j ij Xj. ij Xi. ij

1 1.0000 1.0000 1.0000 0.64432 1.1522 0.0009 0.2564 0.0027

1 3 1.1522 0.0009 0.2565 0.00244 1.1522 0.0009 0.2565 0.0008 0.86405 0.0219 0.8538 0.6425 0.21376 0.1741 1.3205 0.9905 0.00001 0.8679 1081.2004 277.2448 178.63072 1.0000 1.0000 1.0000 0.0104

2 3 1.0000 1.0048 1.0024 0.00944 1.0000 1.0161 1.0081 0.0032 196.22675 0.0190 923.1149 52.8037 17.56536 0.1511 1427.7042 198.7428 0.00771 0.8679 1076.0031 275.9527 177.79822 1.0000 0.9952 0.9976 0.0104

3 3 1.0000 1.0000 1.0000 0.00944 1.0000 1.0113 1.0056 0.0032 195.31665 0.0190 918.6776 52.5705 17.48786 0.1511 1420.8413 197.8263 0.00761 0.8679 1064.0204 272.9735 175.87862 1.0000 0.9841 0.9920 0.0103

4 3 1.0000 0.9889 0.9944 0.00944 1.0000 1.0000 1.0000 0.0032 193.21795 0.0190 908.4469 52.0327 17.30896 0.1511 1405.0184 195.7129 0.00751 45.7049 1.1713 0.7525 0.48492 52.6622 0.0011 0.0572 0.0006

5 3 52.6622 0.0011 0.0572 0.00054 52.6622 0.0011 0.0573 0.0002 0.81895 1.0000 1.0000 1.0000 0.33276 7.9578 1.5466 1.1270 0.00001 5.7434 0.7573 0.7501 0.48332 6.6177 0.0007 0.1392 0.0015

6 3 6.6177 0.0007 0.1392 0.00134 6.6177 0.0007 0.1393 0.0004 0.72895 0.1257 0.6466 0.7287 0.24246 1.0000 1.0000 1.0000 0.0000

C- 75

Xi. i / Xi. . ij = 1. 0,000108199211

2. 0,000000000007

3. 0,000000000006

4. 0,000000000002

5. 0,000050321956

6. 0,000000010138

Diperoleh harga viskositas gas campuran umpan sebesar :

= 0,000158531320 gr/cm.det

F. Konduktvitas panas ( kg )

Untuk konduktvitas panas dapat dihitung dengan persamaan 8.3-15 Bird, hal

22-23 didapatkan persamaan-persamaan sebagai berikut :

/ = 0,77 . Tc = 2,44. ( Pc

Tc)1/3 T/ = T/0,77 Tc

= 2,6693.10-5 ( M.T )1/2/ 2

Harga diperoleh dari tabel B-2 Bird hal 746

Untuk kg gas camp. dapat dihitung dengan pers 8.3-13,17,18 Bird, hal 255, 258 :

kg = 1,9891 x 10-4 ( T/M )1/2/ 2 , kg mix = ijXj

kgiXi

...

dengan

ij = 2

1

)8

1( ( 1 + Mi/Mj )-1/2 { 1 + ( i/j )1/2 ( Mj/Mi )1/4 }2

Komponen Xi T/ = kgi kgi.Xi kg mix

Toluena 0,6443 5.9626 1.6005 1.279 0.000011734 0.00000756016 0.0000087504503Paraxylene 0,0104 6.3690 1.5369 1,301 0.000000009 0.00000000010 0.0000000000005Metaxylene 0,0094

6.3537 1.5350 1,301 0.000000009 0.00000000009 0.0000000000005Ortoxylene 0,0032 6.2869 1.5025 1,314 0.000000010 0.00000000003 0.0000000000002H2 0,3327 3.3381 28.5456 0.707 0.000457878 0.00015231498 0.0001860056840CH4 0,00004

3.9350 4.9698 0.928 0.000088989 0.00000000343 0.0000000047087

C- 76

Diperoleh harga kg mix umpan sebesar = 1,94761.10-4 cal/cm..det. K

= 8,1447. 10-4 joule/cm.det.K

G. Menghitung kecepatan linier umpan

Agar reaksi dapat berlangsung , maka aliran gas di dalam tube harus

turbulen dengan NRe > 2100.

Diambil NRe = 45000

V = Dp

Nre. /p

Dimana :

Dp = Diameter partikel katalis ( cm ) = 0.2 cm

p = 1.79 gr/cc

V = (45000 x 0,00015853132) / (0,2 x 1,79) = 19,927121 cm/det

H. Menghitung mass velocity ( G )

Dari Hill pers, 13.2.8, hal .560 digunakan untuk menghitung mass velocity

G = ( Nre x )/ Dt = (45000 x 0,00015853132)/5,2502

= 1,3587881 gr/cm2.det

C- 77

4. Menghitung jumlah dan susunan tube

a. Menghitung luas penampang semua tube dalam reaktor ( At )

At = Fm / G

dimana :

Fm = mass velocity ( gram/ detik )

Fm = n x BM

= 4.896.738,5 x 62,4803 = 305949460 gr / jam

= 84985.961 gr / det

At = 84985,961 /1,3588 = 62545,411 cm2

b. Menghitung jumlah tube ( Nt )

Nt = At / at = 62545,411 / 21,6129 = 2893,8926 = 2894 tube

c. Menentukan susunan tube

Direncanakan tube disusun dengan pola triangular pitch.

Pt = 1,25 x ODt

= 1,25 x 2,38 = 2,975 in

C’ = 2,975 - 2,38 = 0,5950 in

C- 78

Free area = ( 0,5.2,975.2,975.sin 600 ) – ( 0,5x(3,14/4 )x 2,382 )

( D.Q Kern, 1983 Hal 138-139)

Diameter dalam shell dicari dengan persamaan dari Ludwig Vol. III, hal.25.

Nt = 2

2

)(233,1

)]8,069,0)(080,1([]9,0)080,1[(4/14.3

PT

nIDsPTIDs

Dimana :

Nt = jumlah tube = 2894

IDs = diameter dalam shell, in

Pt = pitch tube, in

N = tube pass = 1

4. Menentukan diameter shell dan tube

a. Menghitung diameter dalam shell

Asumsi : y = IDs – 1,080

Dengan memasukkan nilai yang diketahui maka persamaan diatas menjaadi

0,785 y2 + 0,32725 y - 31582,4094 = 0

untuk mencari persamaan tersebut digunakan rumus :

y 1,2 = a

acbb

2

42_

maka didapat :

y = 200,3717 inch

IDs = 201,4517 inch

C- 79

b. Menghitung koefisien perpindahan panas overall ( Ud )

Dp = 0,2 cm = 0,006567 ft

IDt = 2,067 inch = 0,17225 ft

ODt = 2,38 inch = 0,19833 ft

Gg = 1.358788123 gr/cm2.det = 10018,8649 lb/ft2.jam

g = 1,58531 x 10-4 gr/cm.det = 0,0384 lb/ft.jam

kg = 1.94761 x 10-4 cal/cm.det.K = 0,1526 Btu/ft.jam.F

♣ Pada bagian tube :

Koefisien perpindahan panas pada bed ( tube ) dihitung menurut Froment and

Bischoff hal. 749

hi = IDt

kg5,3(Dp x Gg/g). IDt

DP

e6,4

hi = 172225,0

1526,05,3 x(0,006567 x 10018,8649 /0,0384). 17225,0

006567,06,4

e

hi = 477,6132 Btu/ (jam).(ft2).(F/ft)

hio =

ODt

IDthix

hio =

19833,0

17225,06132,477 x

= 414,8011 Btu/ (jam).(ft2).(F/ft)

C- 80

♣ Pada bagian shell :

Sebagai pendingin yang mengalir di dalam shell dipakai Dow Therm A dengan

data sebagai berikut :

Cp = 0,526 Btu/lb0F

k = 0,076 Btu/ft.jam

s = 0,726 lb/ft.jam

s = 38 lb/ft3

Menghitung bilangan Reynold di shell ( Res )

Gs = mass velocity dalam shell, lb/ft2.jam

= Ws/as

Ws = laju alir pendingin = 1.302.908,763 kg/jam = 2872392,6589 lb/jam

IDs= diameter dalam shell = 201,4517 inch

B = Baffle spacing, direncanakan

= 54,4934 inch

as = flow area pada shell, ft2

= PT

BCIDs

.144

'..= 15,2469 ft2

Gs = 2872392,6589 /15,2469 = 188391,5686 lb/ft2.jam

De = diameter ekivalen

=

t

t

ODxx

ODxPtxPtxx

14.32/1

4/14.32/186,02/14 2

=

19833,014,32/1

4/19833,014,32/1975,286,0975,22/14 2

xx

xxxxx

De = 48,6902 inch = 4,0559 ft

C- 81

Res= 726,0

.DeGs

= 726,0

0559,45686,188391 x= 998474

Dari Kern, fig. 28, hal 838 didapat JH = 700

ho = JH ( k/De ) ( Cp s/s )1/3

= 3/1

726,0

526,0

1412,0

076,0700

= 11,7808 Btu/(jam).(ft2).(F/ft)

c. Clean overall coefficient ( Uc )

Uc = hohio

hoxhio

=

7808,118011,414

7808,118011,414

x

= 11,4555 Btu/(jam).(ft2).(F/ft)

Dari Kern tabel 12, hal. 845, didapat :

Rd shell = 0,001

Rd = Rd shell + Rd tube

= 0,001 + 0,0005

= 0,0015

UD =

UcRd

11

=

4555,11

10015,0

1

= 11,2619 Btu/(jam).(ft2).(F/ft)

C- 82

6. Menghitung panjang tube

Panjang tube dapat diselesaikan dengan persamaan – persamaan profil berikut :

Profil konversi sepanjang reaktor

Profil temperatur sepanjang reaktor

Profil temperatur pendingin sepanjang reaktor

Profil pressure drop sepanjang reaktor

Perhitungan profil masing – masing persamaan sebagai berikut :

Menentukan persamaan profil konversi terhadap panjang reaktor

Profil aliran gas dalam tube :

Z = 0 Z = L

FAXA

FA +XA + OD

Neraca massa pada elemen volume V :

Input = Output - reaksi + ACC

Pada keadaan steady akumulasi = 0

Maka :

FAZ = FAZ+Z - ( -ra ) B. Nt.V. ( 1 - )

FAZ = FAZ+Z - ( -ra ) B. Nt.V. ( 1 - )

Z

FAZ - FAZ+Z = - ( -ra ) B. Nt./4.(ID )2 ( 1 - )

Z

C- 83

lim Z FAZ - FAZ+Z = - ( -ra ) B. Nt./4.(ID )2 ( 1 - )

Z

dZ

dFA= - ( -ra ) B. Nt./4.(ID )2 ( 1 - )

dimana :

FA = FA0 ( 1 – XA )

dX

dFA = FA0 d( 1 – XA )

dFA = -FA0 . dX

X = ( Xi )

Maka :

dZ

dXFA .0= - ( -ra ) B. Nt./4.(ID )2 ( 1 - )

dZ

dX = - ( -ra ) B. Nt./4.(ID )2 ( 1 - )/ FA0

keterangan :

FA0 = laju reaktan toluena masuk reaktor, kmol/jam

T = Temperatur, K

Nt = jumlah tube

ID = diameter dalam, cm

B = densitas katalis, gram / cm3

= porositas katalis dalam bed = 0,365

Z = panjang tube dihitung dari atas , cm

( -ra )= kecepatan reaksi

C- 84

Menentukan persamaan profil temperatur terhadap panjang tube

Z = 0 Z = L

FAHI

FA +HI + ODID

Neraca panas dalam elemen volume ( dV )

Input = Output - reaksi + acc

Pada keadaan steady acc = 0

HiZ = [(HiZ+Z + Ud..OD.Z.( T – Ts))] – [((-HR)(FAZ – FAZ+Z)]

HiZ - HiZ+Z = Ud..OD.Z.( T – Ts) - [((-HR)(FAZ – FAZ+Z)]

Z

HiZ - HiZ+Z = Ud..OD( T – Ts) - [((-HR)(FAZ – FAZ+Z)]

Z Z

lim Z HiZ = Ud..OD( T – Ts) - (-HR)dZ

dFA

Z 0 Z

Dimana :

FA = FAo( 1 – XA )

dXA

dFA= Fao

dT

Hi=

dZ

dT

dT

Hi ,

dT

Hi= Fi.Cpi

C- 85

maka

dZ

dTCpiFi .).(UD..OD.( T-Ts ) – ( -HR )

dZ

dXAFAo.

).(

.).().(..

CpiFidZ

dXAFAoHTsTODUd

dZ

dT R

untuk semua tube :

).(

.).().(..

CpiFidZ

dXAFAoHTsTODUd

dZ

dT R

Menentukan persamaan temperatur pendingin sepanjang reaktor

Neraca panas pendingin sekitar elemen volume ( dV ) :

Input = output + acc

Pada keadaan steady acc = 0

Maka :

Ws . HsZ – Ws.HsZ+Z = Ud..D.Z.Nt.( T – Ts)

Ws . HsZ – Ws.HsZ+Z = Ud..D.Z.Nt.( T – Ts)

Z

Ws . HsZ – Ws.HsZ+Z = Ud..D.Nt.( T – Ts) Z

lim Z Ws. dZ

dHsUd..D.Nt.( T – Ts)

Z 0

Dimana :

dZ

dTs

dTs

dHs

dZ

dHs dan

dTs

dHsCps

sehingga :

C- 86

Ws . Cps . dZ

dTs= Ud.. D. .Nt. (T-Ts)

dZ

dTs=

CpsWs

TsTNtDUd

.

).(...

Keterangan :

Ws = laju alir pendingin, gram/detik

Cps = kapasitas panas pendingin, kkal/gram.K

Menentukan persamaan profil perbedaan tekanan sepanjang tube

Untuk pressure drop persamaan yang digunakan adalah persamaan Ergun (

sumber : Wallas, pers. 8-27,hal.194 )

150dZ

dP(1-)2/3 .u/(Dp)2 + 1,75>(1-).G.u/(3).Dp

atau

dZ

dP(G/.g.Dp)(1-)/(3)[150(1-)/Dp + 1,75G]

Menentukan persamaan kecepatan reaksi kimia ( -ra )

a. Laju alir feed proses

Sebelum reaksi :

Toluena = Fao

Paraxylene = 0,01618 Fao

Metaxylene= 0,01461

Ortoxylene = 0,004906 FAo

H2 = 0,516296 FAo

CH4 = 0,0000598 FAo

C- 87

Setelah reaksi :

Toluena = FA = Fao ( 1- XA )

Benzena = FB = 0,488.XA.FAo

Paraxylene = FC = ( 0,01618 + 0,485.XA ) FAo

Metaxylene= FD = ( 0,01461 + 0,022.XA ) FAo

Ortoxylene = FE = ( 0,004906 + 0,005.XA ) FAo

H2 = FF = 0,516296 FAo

CH4 = FG = 0,0000598 FAo

b. Menentukan ( Fi.Cpi )

( Fi.Cpi ) = Fao ( 1- XA )CpA + 0,488.XA.FAo.CpB + ( 0,01618 +

0,485.XA ) FaoCpC + ( 0,01461 + 0,022.XA ) FaoCpD + ( 0,004906 +

0,005.XA ) FaoCpE + 0,516296 FAo.CpF + 0,0000598 FAo.CpG

c. Menentukan kecapatan reaksi ( -ra )

Persamaan kecepatan reaksi :

-ra =

T

XBT

T

XBT

KP

PPKKP

PPPk

1

1

dalam hubungan ini :

PT, PB, PX = Tekanan parsiil toluene, benzene dan xylene

k1 = 0,447 exp

T

6238

KT = 0,47 exp

T

4924

C- 88

Menghitung tekanan parsial

Basis 1 mol toluene

H2 / toluene = 0,5 : 1

H2 = 0,5 mol

Tekanan total = 30 atm

2 T B + X

1 – X ½ X ½ X

Jumlah mol = ( 1 – X ) + ½ X + ½ X + 0,5

= 1,5

PT = )1(20)30(5,1

1X

X

PB = XX

10)30(5,1

.2/1

PX = XX

10)30(5,1

.2/1

Dengan memasukan harga – harga tersebut, maka persamaan – persamaan

diatas menjadi :

-ra =

)1(

51

)1(

5)2020({

2

2

XK

XKXK

XXk

T

Menghitung harga K pada suhu T

2 T B + X

dengan menggunakan data yang diperoleh dari Yaw’s, 1952, didapat :

C- 89

Gf = Gproduk - Greaktan

= (GB - GX ) – 2 (GT )

= ( 81,512 + 0,15282T + 3,6522E-5.T2 ) + (17,95 + 0,33952T + 4,23E-

5.T2 ) – 2 (47,813 + 0,2383T + 3,1916E-5.T2 )

Gf = 3,836 + 0,01574T + 1,499E-5.T2

Harga pada suhu T dapat didekati dengan persamaan :

G = - RT ln K

sehingga :

ln K = 3,836 + 0,01574T + 1,499E-5.T2/-RT

d. Menghitung panjang tube

Persamaan differensial yang didapat adalah :

F1 = dZ

dX = - ( -ra ) B. Nt./4.(ID )2 ( 1 - )/ FA0

F2 = ).(

.).().(..

CpiFidZ

dXAFAoHTsTODUd

dZ

dT R

F3 = 150dZ

dP(1-)2/3 .u/(Dp)2 + 1,75>(1-).G.u/(3).Dp

F4 = dZ

dTs=

CpsWs

TsTNtDUd

.

).(...

C- 90

Keempat persamaan di atas dapat diselesaikan secara simultan dengan

menggunakan metode Rungge – Kutta dengan kenaikan X, maka kenaiakn

z dan y dapat dihitung dengan persamaan :

dx

dyf1 ( x,y,z)

dx

dzf2 ( x,y,z)

k1 = f1 ( xo,yo,zo) x

k1 = f2 ( xo,yo,zo) x

k2 = f1 ( xo + 2

x,yo +

21k

,zo + 21k

) x

k2 = f2 ( xo + 2

x,yo +

21k

,zo + 21k

) x

k3 = f1 ( xo + 2

x,yo +

22k

,zo + 22k

) x

k3 = f2 ( xo + 2

x,yo +

22k

,zo + 22k

) x

k4 = f1 ( xo + x,yo + k3,zo + k3) x

k4 = f2 ( xo + x,yo + k3,zo + k3) x

y = ( k1 + 2K2 + 2k3 + k4 ) / 6

z = ( k1 + 2K2 + 2k3 + k4 ) / 6

x1 = x + xo

Dan seterusnya sampai harga x, atau y, atau z mencapai harga yang

diinginkan. ( Harold S. Mickley, 1957 )

C- 91

Metode yang sama dilakukan pada keempat persamaan differensial diatas

sehingga didapat :

X = konversi sepanjang tube = 0,31

T = Temperatur sepanjang tube

Ts = Temperatur pendingin sepanjang tube

P = Tekanan sepanjang tube

Persamaan k1 untuk masing – masing persamaan

Xk1 = f1 ( xo, Po, Tso, Zo ) Z

Tk1 = f2 ( xo, Po, Tso, Zo ) Z

Tsk1 = f3 ( xo, Po, Tso, Zo ) Z

Pk1 = f4 ( xo, Po, Tso, Zo ) Z


Xk2 = f1 ( Zo + 2

Z, xo +

21xk

, Po + 2

1Pk, Tso +

21Tsok

) Z

Tk2 = f2 ( Zo + 2

Z, xo +

21xk

, Po + 2

1Pk, Tso +

21Tsok

) Z

Tsk2 = f3 ( Zo + 2

Z, xo +

21xk

, Po + 2

1Pk, Tso +

21Tsok

) Z

Pk2 = f4 ( Zo + 2

Z, xo +

21xk

, Po + 2

1Pk, Tso +

21Tsok

) Z

C- 92


Xk3 = f1 ( Zo + 2

Z, xo +

22xk

, Po + 2

2Pk, Tso +

22Tsok

) Z

Tk3 = f2 ( Zo + 2

Z, xo +

22xk

, Po + 2

2Pk, Tso +

22Tsok

) Z

Tsk3 = f3 ( Zo + 2

Z, xo +

22xk

, Po + 2

2Pk, Tso +

22Tsok

) Z

Pk3 = f4 ( Zo + 2

Z, xo +

22xk

, Po + 2

2Pk, Tso +

22Tsok

) Z


Xk4 = f1 ( Zo + Z, xo + xk3 , Po + xk3, Tso + Tsk3 ) Z

Tk4 = f2 ( Zo + Z, xo + xk3 , Po + xk3, Tso + Tsk3 ) Z

Tsk4 = f3 ( Zo + Z, xo + xk3 , Po + xk3, Tso + Tsk3 ) Z

Pk4 = f4 ( Zo + Z, xo + xk3 , Po + xk3, Tso + Tsk3 ) Z

Maka x, T, TS, dan P

x = ( xk1 + 2xk2 + 2xk3 + xk4 ) / 6

T = ( Tk1 + 2Tk2 + 2Tk3 + Tk4 ) / 6

Ts = ( Tsk1 + 2Tsk2 + 2Tsk3 + Tsk4 ) / 6

P = ( Pk1 + 2Pk2 + 2Pk3 + Pk4 ) / 6

C- 93

Maka x1, T1, Ts1, dan P1

x1 = xo + x

T1 = To + T

Ts1 = Tso + Ts

P1 = Po + P

Nilai dari xk1, Tk1, Tsk1 dan Pk1 didapat dari penyelesaian semua

persamaan di atas dengan xa = 0 dan z = 0, kemudian nilai dari xk1, Tk1,

Tsk1 dan Pk1 dapat digunakan untuk menghitung xk2, Tk2, Tsk2 dan Pk2,

kemudian nilai yang dihasilkan dari xk3, Tk3, Tsk3 dan Pk3 digunakan untuk

mendapatkan xk4, Tk4, Tsk4 dan Pk4, sampai didapat x,

T, Ts, dan P.

Untuk perhitungan persamaan – persamaan tersebut di atas digunakan

Q -Basic dengan program sebagai berikut :

DECLARE FUNCTION DPDZ! (XA!, Z!, P!, t!)DECLARE FUNCTION DZDZ! (XA!, Z!, P!, t!)DECLARE FUNCTION SIGMA! (F!(), A!(), B!(), C!(), D!(), E!(), t!)DECLARE FUNCTION DTSDZ! (t!, ts!)DECLARE FUNCTION DTDZ! (XA!, Z!, P!, t, ts)DECLARE SUB RUNGKUT (XA0!, Z!, t!, ts)DECLARE FUNCTION DXDZ! (XA!, Z!, P!, t!)

CLSXA0 = 0Z0 = 0ZN = 680T0 = 673INPUT "INTERVAL"; NKOMP = 7rho = 608.38phi = 3.14por = .365id = .0525

C- 94

nt = 2894FA0 = 4896.7385PT = 30R = 8.314OD = .06UD = 11.2619ts0 = 303WS = 22872392.6589#CPS = 2.2D = .002

DIM A(KOMP), B(KOMP), C(KOMP), D(KOMP), E(KOMP), F(KOMP), CP(KOMP)

FOR I = 1 TO KOMPREAD F(I), A(I), B(I), C(I), D(I), E(I)NEXT ICALL RUNGKUT(XA0, Z, t, ts)

DATA 3.155006E6,-2.4097E1,5.2187E-1,-2.9827E-4,6.122E-8,1.2576E-12DATA 0,-3.1368,4.746E-1,-3.1137E-4,8.5237E-8,-5.0524E-12DATA 5.10583E4,-1.7360E1,5.647E-1,-2.6293E-4,1.1217E-8,1.6544E-11DATA 4.60978E4,-1.6725E1,5.6424E-1,-2.6465E-4,1.3381E-8,1.5869E-11DATA 1.548E4,0.182E0,5.1344E-1,-2.0212E-4,-2.1615E-8,2.3212E-11DATA 1.6289E6,2.5399E1,2.0178E-2,-3.8549E-5,3.188E-8,-8.7585E-12DATA 0.1889E3,3.4942E1,-3.9957E-2,1.9184E-4,-1.5303E-7,3.9321E-11

�FUNCTION DTDZ (XA, Z, p, t, ts) SHARED UD, OD, rho, phi, por, id, nt, PT, R, KOMP, FA0 _SHARED F(), A(), B(), C(), D(), E(), GRAD f1 = ((-24.097 * t) + .52187 * t ^ 2 + (-2.9827E-04 * t ^ 3) + 6.122E-08 * t ^ 4 + 1.2576E-12 * t ^ 5) * 3155006 * (1 - X)f2 = 0 _f3 = ((-17.36 * t) + .5647 * t ^ 2 + (-2.6293E-04 * t ^ 3) + 1.1217E-08 * t t ^ 4 + 1.6544E-11 * t ^ 5) * 51058.3 * (.01618 + .485 * X)f4 = ((-16.725 * t) + .56424 * t ^ 2 + (-2.6465E-04 * t ^ 3) + 1.3381E-08 * t^ 4 + 1.5869E-11 * t ^ 5) * 46097.8 * (.01461 + .022 * X)f5 = (.182 * t + .51344 * t ^ 2 + (-2.0212E-04 * t ^ 3) + (-2.1615E-08 * t ^ 4) + 2.3212E-11 * t ^ 5) * 15480! * (.004906 + .005 * Xf6 = (25.399 * t + .020178 * t ^ 2 + (-3.8549E-05 * t ^ 3) + 3.188E-08 * t ^ 4+ (-8.7585E-12 * t ^ 5)) * 1628900f7 = (34.942 * t + (-.039957 * t ^ 2) + 1.9184E-04 * t ^ 3 + (-1.5303E-07 * t ^ 4) + 3.9321E-11 * t ^ 5) * 188.9

C- 95

F = f1 + f2 + f3 + f4 + f5 + f6 + f7 _DTDZ = (UD * phi * OD * nt * (t - ts) + (86023248.16159999# * FA0 * GRAD)) / F_ END FUNCTION

FUNCTION DTSDZ (t, ts)SHARED UD, phi, D, nt, WS, CPSDTSDZ = (UD * phi * D * nt * (t - ts)) / (WS * CPS)

END FUNCTIONFUNCTION DXDZ (XA, Z, P, t)SHARED rho, phi, por, id, nt, FA0, PT, Rm =0.447 * EXP(-6238 / t)s = 20 - 20 * XAg = 5 * XA ^ 2 / (1 - XA)l = .47 * EXP(4924 / t)k = EXP(3.836 + .01574 * t + 3.1916E-05 * t ^ 2 / (-R * E - 3 * t))dxdzi = (m * (s - g / k) / (1 + (l * g / k))) * rho * nt * phi / 4 * id ^ 2 * (1 -por) / FA0DXDZ = dxdzi

END FUNCTION

SUB RUNGKUT (XA0, Z, t, ts)SHARED rho, phi, por, id, nt, FA0, PT, R, Z0, ZN, N, GRAD, ts0SHARED DELZ, DXA, KOMP, F(), A(), B(), C(), D(), E(), T0, UDOD = .06ZN = 680Z0 = 0

DELZ = (ZN - Z0) / N

FOR I = 0 TO NXA = XA0: Z = Z0: t = T0: ts = ts0AK1 = DXDZ(XA, Z, P, t) * DELZBK1 = DTDZ(XA, Z, P, t, ts) * DELZCK1 = DTSDZ(t, ts) * DELZ

Z = Z0 + DELZ / 2: XA = XA0 + AK1 / 2: t = T0 + BK1 / 2: ts = ts0 + CK1 / 2AK2 = DXDZ(XA, Z, P, t) * DELZBK2 = DTDZ(XA, Z, P, t, ts) * DELZCK2 = DTSDZ(t, ts) * DELZ

C- 96



PRINT USING "#####.#"; Z0; T0; ts0;PRINT USING "##.#####"; XA0

DXA = (AK1 + 2 * AK2 + 2 * AK3 + AK4) / 6DT = (BK1 + 2 * BK2 + 2 * BK3 + BK4) / 6DTS = (CK1 + 2 * CK2 + 2 * CK3 + CK4) / 6GRAD = DXA / DELZZ0 = Z0 + DELZ: XA0 = XA0 + DXA: T0 = T0 + DT: ts0 = ts0 + DTS

NEXT I

PRINT Z

END SUB

FUNCTION SIGMA (F(), A(), B(), C(), D(), E(), t)SHARED KOMPSIGMA = (F(1) * (A(1) + B(1) * t + C(1) * t ^ 2 + D(1) * t ^ 3 + E(1) * t ^ 4) ) + (F(2) * (A(2) + B(2) * t + C(2) * t ^ 2 + D(2) * t ^ 3 + E(2) * t ^ 3)) + (F(3) * (A(3) + B(3) * t + C(3) * t ^ 2 + D(3) * t ^ 3 + E(3) * t ^ 4)) + (F(4) * (A(4) + B(4) * t + C(4) * t ^ 2 + D(4) * t ^ 3 + E(4) * t ^ 4)) +(F(5) * (A(5) + B(5) * t + C(5) * t ^ 2 + D(5) * t ^ 3 + E(5) * t ^ 4)) + (F(6) * (A(6) + B(6) * t + C(6) * t ^ 2 + D(6) * t ^ 3 + E(6) * t ^ 4)) +(F(7) * (A(7) + B(7) * t + C(7) * t ^ 2 + D(7) * t ^ 3 + E(7) * t ^ 4))

END FUNCTION

C- 97

Panjang tube yang dihasilkan dari perhitungan diatas dengan increment

Z = 640 cm dapat dilihat dibawah ini :

Z T Ts XA

0.0000 673.0000 543.0000 0.00000

68.0000 673.0011 570.8801 0.03639

136.0000 673.0225 592.7831 0.07146

204.0000 673.0430 609.9933 0.10527

272.0000 673.0626 623.5168 0.13785

340.0000 673.0814 634.1442 0.16926

408.0000 673.0994 642.4964 0.19952

476.0000 673.1168 649.0612 0.22869

544.0000 673.1334 654.2217 0.25681

612.0000 673.1495 658.2790 0.28390

680.0000 673.1649 661.4695 0.31001

Dari perhitungan didapat:

Panjang tube = 714 cm

Suhu keluar reaktor = 673.1649 K

C- 98

7. Menghitung berat katalis

Persamaan kinetika untuk reaktor fixed bed multi tube , yang didapat dari dari

neraca massa sebagai berikut :

ra

dXA

FAo

dw

dW = B . Nt . /4 . ( IDt )2 . ( 1- ) dz

dW = B . Nt . /4 . ( IDt )2 . ( 1- ) dz

W = B . Nt . /4 . ( IDt )2 . ( 1- ) z

= 1,79 gr/ccx 2894 x /4 x ( 5,25018 cm2 )x (1 – 0,365) x 714 cm

= 9.679.821,411 gram

= 9.679,821411 kg

Menghitung volume bed katalis

Vbed = 33 244,1525,813.243.15)365,01(79,1

411,821.679.9

)1(mcm

W

B

katalis

Menghitung volume katalis

Vkatalis = 33 4078,5459,721.407.579,1

411,821.679.9mcm

W

B

katalis

Menghitung waktu tinggal

Waktu tinggal ( ) = Vt/Vg

= 785,181.908

714411,545.62 x

= 49,1723 detik

C- 99

8. Menghitung tinggi reaktor

Menghitung tebal shell

Direncanakan shell terbuat dari Low – alloy Steels SA.302 Grade B (

Brownell, tabel 13-2 ) dengan spesifikasi sebagai berikut :

Tekanan yang diijinkan ( f ) = 20.000

Eff pengelasan ( E ) = 0,8 ( double wetted join )

Faktor korosi = 0,125

IDs = 201,4517 inch

ri = IDs/2

= 100,72585 inch

Tekanan opersai = 30 atm

Faktor keamanan = 10 %

Tekanan rancangan = 110 % x P

= 1,1 x 30 atm

= 33 atm = 440,8785 psia

Dari Brownell halaman 254 untuk mencari tebal shell digunakan persamaan :

CPEf

riPts

.6,0.

.

125,0)8785,440*6,0()8,0*000.20(

72585,100*8785,440

ts

inchts 947,2

digunakan tebal shell standart 3 inch

C- 100

Menghitung tebal head ( th )

Direncanakan bentuk head adalah eliptical dished head dengan bahan sama

dengan bahan shell. Persamaan yang digunakan untuk menghitung tebal head

dari Brwnell halaman :

CPEf

dPth

.2,0.2

.

125,0)8785,440*2,0()8,0*000.20*2(

4517,201*8785,440

th

inchts 908,2

Digunakan tebal shell standart 3 inch

Menghitung tinggi head

IDs = 201,4517 inch

ODs = IDs + 2 ts

= 201,4517 + ( 2 x 3 )

= 207,4517 inch

Untuk perancangan digunakan OD shell standart 216 inch

Dari tabel 5.7 Brownell hal . 91 untuk :

ODs = 216 inch

ts = 3 inch

Diperoleh :

icr = 13

r = 170

C- 101

Direncanakan head dipasang dengan flane dan dish, maka persamaan yang

berlaku dari Brownell hal 87 :

a = IDs/2 = 201,4517/2 = 100,72585 inch

AB = a - icr = 100,72585 - 13 = 87,72585 inch

BC = r - icr = 170 - 13 = 157 inch

AC = ( BC2 - AB2 )1/2 = ( 1572 - 87,725852 )1/2 = 130,2044 inch

b = r - AC = 170 - 130,2044 = 39,7956 inch

Dari tabel 5.6 Brownell hal. 88 dengan th = 3 inch didapat sf = 1,5 – 4,5 inch,

untuk perancangan digunakan sf = 4,5 inch, maka tinggi head adalah :

Hh = th + b + sf

= 3 + 39,79565 + 4,5 = 47,2956 inch = 3,9413 ft

Menghitung tinggi reaktor ( HR )

Tinggi = panjang tube + 2 tinggi head

HR = z + ( 2 x Hh )

= 23,4252 + ( 2 x 3,9413 )

= 31,3078 ft

C- 102

9 . Menghitung volume reaktor

Volume reaktor ( Vr ) adalah volume vessel reaktor ditambah dengan volume

kedua head. Volume reaktor dapat dihitung dengan persamaan ;

Vr = Vvess + 2.Vh

= [ /4.(Dis2.Z) + 2.(0,000049.Dis3 )]

= [ /4.((201,4517x2,54)2x714) + 2.(0,000049x(201,4517x2.54)3 ]

= 146.762.813,4 cm3 = 146,763 m3

10. Menghitung pressure drop shell dan tube

Menghitung penurunan tekanan dalam shell

Pendingin yang digunakan adalah Dow Term dengan data sebagai berikut :

P = 30 atm

T = 30 0 C

Cp = 0,526 BTU/lb0F

= 0,726 BTU/ft.jam

= 1,79 gr/cm3

Dari perhitungan di awal didapat :

Dis = 201,4517 inch = 16,78764 ft

Res = 998.474

Gs = 188.391,5686 lb/j.ft2

De = 48,6902 inch = 4,0559 ft

Dari fig.29 Kern diperoleh f = 0,0014

s = /w = 1

C- 103

( N + L ) = 12 L/B

S = Spesifik gravity dibanding air

L = panjang tube = 714 cm = 23,4252 ft

B = diameter shell ( ft )= 4,5 ft

Ps = sSDe

LNDisGsf

...10.22,5

)()..(.10

2

= 73,0.1.0559,4.10.22,5

)5,4

452,23().78764,16.()5686,391.188(0014,0

10

2

= 0,0028127464 psi

= 1,914.10-4 atm

Menghitung pressure drop dalam tube

Gt= Wt/at

= 22

.sec/783,236003257,67

/6,674505ftlb

ftx

jlb

at= Nt * a’t * / 144 * n

= 2894 x 3,35 inch / 144 x 1

= 67,3257 ft2

Pt = 2

]75,1)1(150[()1(

xDpxxg

xLxGtDp

xxxxGt

cg

C- 104


L = Panjang tube = 23,4252 ft

= viskositas gas = 1,0653.10-5 lb/ft.dt

g= density gas = 2,285 lb/ft3

Gt= kecepatan massa reaktan = 3,31 lb/dt.ft2

gc = percepatan gravitasi = 32,17 lb.ft/lbf.dt2

Dp= diameter partikel = 0,0656168 ft

= porositas = 0,365

Pt = 2

]75,1)1(150[()1(

xDpxxg

xLxGtDp

xxxxGt

cg

= 445,011 lb/ft2

= 0,2103 atm

C- 105

RESUME

Kode : R – 01

Fungsi : Tempat berlangsungnya reaksi disproporsionasi toluena

menghasilkan parxylene dengan katalis ZSM – 5

Tujuan : Menentukan spesifikasi reaktor yang digunakan

Jenis : Reaktor Fixed bed Multi tube pendingin Dow Term A

Kondisi : Non Isotermal – Non Adiabatis

Temperatur : 390 – 400 C

Tekanan : 30 atm

Spesifikasi :

- Jumlah tube = 2.894 buah

- Tinggi reaktor = 31,3078 ft = 9,542617 m

- Volume reaktor = 146,763 m3

Tube side

Bahan kontruksi = Low – alloy stell SA – 302 Grade B

- Dnom = 2 inch

- Sch = 40

- Pitch = 2,975 inch

- Dit = 2,067 inch

- Dot = 2,38 inch

Jumlah Tube = 2.894 buah

Panjang tube = 714 cm

Waktu tinggal = 49,1723 detik

Berat katalis = 9.679,821411 kg

BAB V Manajemen Perusahaan

Pra Rancangan Pabrik Paraxylene Proses Disproporsionasi Tolune

103

.BAB V

MANAJEMEN PERUSAHAAN

Manajemen, bentuk dan struktur perusahaan merupakan prioritas pertama

dalam pendirian suatu perusahaan. Arah yang benar untuk tercapainya tujuan

perusahaan sangat tergantung pada manajemen, bentuk, dan struktur perusahaan.

Ketiga unsur tersebut tidak dapat dipisahkan dalam mencapai tujuan perusahaan.

5.1 BENTUK PERUSAHAAN

Bentuk perusahaan : Perseroan Terbatas ( PT )

Lapangan usaha : Industri Paraxylene

Lokasi perusahaan : Cilegon, Banten

Pemilihan bentuk perusahaan Perseroan Terbatas ( PT ) didasarkan pada beberapa

pertimbangan, yaitu :

1. Suatu Perseroan Terbatas dapat memperoleh modal dari hasil penjualan saham

kepada masyarakat yang mempunyai modal dan minat terhadap industri ini.

2. Tanggung jawab pemegang saham terbatas, sehingga kelancaran produksi

tetap dipegang oleh pimpinan perusahaan.

3. Pemilik dan pengurus perusahaan terpisah satu sama lain Pemilik perusahaan

tidak termasuk ke dalam pengurus perusahaan yaitu para pemegang saham,

sedangkan pengurus perusahaan adalah Dewan Direksi beserta para staf yang

diawasi oleh Dewan Komisaris.



104

4. Kelangsungan hidup perusahaan lebih terjamin, karena tidak terpengaruh oleh

berhentinya pemegang saham, direksi dan staffnya, serta karyawan

perusahaan.

5. Efisiensi dari manajemen

Para pemegang saham duduk dalam Dewan Komisaris ini mempunyai

wewenang dalam memilih Dewan Direksi diantaranya Direktur Utama yang

cakap dan berpengalaman.

Untuk mendirikan perusahaan perlu adanya akte notaris yang memuat,

antara lain : nama perusahaan, modal perusahaan, jenis lapangan usaha dan

sebagainya.

Ciri – ciri Perseroan Terbatas ( PT ), yaitu :

1. Hukum didirikan dengan akta dari notaris berdasarkan Kitab

Undang-Undang Hukum Dagang.

2. Besarnya modal ditentukan dalam akta pendirian dan terdiri dari

saham-saham.

3. Pemilik perusahaan adalah pemegang saham.

4. Perusahaan dipimpin oleh Dewan Direksi, yang dipilih oleh para pemegang

saham.

5. Pembinaan personaliasepenuhnya diserahkan kepada Dewan Direksi dengan

memperhatikan hukum-hukum perburuhan.



105

5.2 STRUKTUR ORGANISASI

Dalam perusahaan diperlukan adanya struktur organisasi yang akan

menunjang kemajuan perusahaan. Struktur organisasi tersebut juga dapat

membantu dalam kelancaran komunikasi yang akhirnya akan meningkatkan

kinerja perusahaan. Untuk mencapai sistem organisasi perusahaan yang baik,

perlu memperhatikan beberapa azas sebagai pedoman, antara lain :

Perumusan tujuan perusahaan dengan jelas

Pembagian tugas kerja yang jelas

Kesatuan perintah dan tanggungjawab

Pengontrolan pekerjaan yang dilaksanakan

Organisasi perusahaan yang fleksibel

Sistem struktur organisasi perusahaan terbagi dalam tiga macam sistem,

yaitu Line / Garis Organisasi, Line and Staff, dan Fungsional Organisasi. Dengan

berpedoman pada azas-azas seperti di atas, struktur organisasi yang paling baik

untuk diterapkan adalah sistem Line and Staff. Pada sistem ini garis kekuasaan

lebih sederhana dan praktis pada pembagian tugas kerja, dimana seorang

karyawan hanya bertanggung jawab kepada satu atasan saja. Untuk mencapai

kelancaran produksi harus dibentuk staf ahli yang terdiri dari orang-orang yang

ahli pada bidangnya. Staf ahli memberikan bantuan pemikiran dan nasehat kepada

dewan direksi demi tercapainya kelancaran produksi.



106

Ada dua kelompok orang-orang yang berpengaruh dalam menjalankan

sistem Line and Staff, yaitu :

1. Sebagai Line, yaitu orang-orang yang melaksanakan tugas pokok organisasi

dalam rangka mencapai tujuan.

2. Sebagai Staff, yaitu orang-orang yang melakukan tugasnya dengan keahlian

yang dimilikinya, dalam hal ini untuk memberikan saran kepada unit-unit

operasional.

Pemegang saham sebagai pemilik perusahaan, dimana 51% bagian saham

adalah bagian pengusaha pribumi, sedangkan sisanya 49% bagian saham dijual

kepada pemilik modal asing yang berniat menanamkan modalnya dalam

perusahaan ini. Dalam pelaksanaannya tugas para Pemegang Saham diwakilkan

oleh Dewan Komisaris, sedangkan pelaksana tugas harian dalam menjalankan

seluruh kegiatan operasional perusahaan dilakukan oleh Dewan Direksi yang

terdiri dari oleh seorang Direktur Utama dibantu Direktur Teknik dan Produksi

serta Direktur Keuangan dan Umum. Direktur Teknik dan Produksi menangani

bidang produksi dan teknik, Direktur Keuangan dan Umum menangani bidang

pemasaran, keuangan, dan pelayanan umum.

Direktur-direktur ini membawahi beberapa Kepala Bagian yang

membawahi lagi beberapa Kepala Seksi dan masing-masing seksi akan

membawahi dan mengawasi karyawan perusahaan pada masing-masing

bidangnya. Karyawan perusahaan dibagi menjadi beberapa regu yang dipimpin

oleh Kepala Regu yang bertanggung jawab kepada atasannya pada masing-masing

seksi. Struktur organisasi perusahaan dapat dilihat pada gambar 5.1



107



108

5.3 TUGAS DAN WEWENANG

5.3.1 Pemegang Saham

Pemegang saham adalah beberapa orang yang mengumpulkan modal

untuk kepentingan pendirian dan jalannya operasional perusahaan. Kekuasaan

tertinggi berada pada Rapat Umum Pemegang Saham. Pada rapat tersebut,

pemegang saham berwewenang untuk mengangkat dan memberhentikan Dewan

Komisaris, mengangkat dan memberhentikan Dewan Direksi, mengesahkan hasil-

hasil usaha serta neraca perhitungan untung-rugi tahunan dari perusahaan.

5.3.2 Dewan Komisaris

Dewan Komisaris diangkat oleh para pemegang saham dalam Rapat

Umum Pemegang Saham. Dewan Komisaris mempunyai tugas serta wewenang

untuk menetapkan kebijaksanaan umum, target laba perusahaan, alokasi sumber

dan pemasaran, melakukan pengawasan terhadap Dewan Direksi, menolak dan

menyetujui rencana Dewan Direksi serta mempertanggungjawabkan perusahaan

kepada para pemegang saham.

5.3.3 Dewan Direksi

A. Direktur Utama

Direktur Utama merupakan pimpinan tertinggi dalam perusahaan dan

bertanggung jawab terhadap maju mundurnya perusahaan. Direktur Utama

bertanggung jawab kepada Dewan Komisaris atas segala tindakan dan



109

kebijaksanaan yang telah diambil sebagai pimpinan perusahaan. Direktur Utama

membawahi Direktur Teknik dan Produksi serta Direktur Keuangan dan Umum.

Berikut ini adalah tugas-tugasnya :

1. Melaksanakan kebijakan perusahaan serta mempertanggung

jawabkannya kepada para Pemegang Saham pada masa akhir

jabatannya.

2. Menjaga kestabilan organisasi dan membuat hubungan yang baik antara

pemilik saham, pimpinan, konsumen, dan para karyawan.

3. Mengangkat dan memberhentikan Kepala Bagian atas persetujuan Rapat

Umum Pemegang Saham.

4. Mengkoordinir kerjasama dengan Direktur Teknik dan Produksi serta

Direktur Keuangan dan Umum.

B. Direktur Teknik dan Produksi

1. Bertanggung jawab kepada Direktur Utama dalam bidang teknik dan

produksi yaitu yang berhubungan dengan bidang produksi,

pemeliharaan alat, penyediaan bahan baku dan laboratorium

2. Mengkoordinir, mengatur dan mengawasi pelaksanaan pekerjaan Kepala

Bagian yang menjadi bawahannya

3. Mengawasi pelaksanaan pekerjaan bagian Litbang.



110

C. Direktur Keuangan dan Umum

1. Bertanggung jawab kepada Direktur Utama dalam bidang keuangan,

pemasaran dan pelayanan umum.

2. Mengkoordinir, mengatur serta mengawasi pelaksanaan pekerjaan

Kepala Bagian yang menjadi bawahannya.

5.3.4 Staf Ahli

Staf ahli terdiri dari tenaga-tenaga ahli yang bertugas membantu Dewan

Direksi dalam menjalankan tugasnya, baik yang berhubungan dengan teknik,

produksi maupun administrasi. Staf ahli bertanggungjawab kepada Direktur

Utama sesuai dengan bidangnya.

Tugas dan wewenang Staf Ahli meliputi :

1. Memberikan saran dan perencanaan dalam pengembangan perusahaan.

2. Mengadakan evaluasi bidang teknik dan ekonomi perusahaan.

3. Memberikan saran-saran dalam bidang hukum.

5.3.5 Kepala Bagian

Secara umum tugas Kepala Bagian :

1. Mengkoordinir, mengatur dan mengawasi pelaksanaan pekerjaan sesuai

dengan garis-garis yang diberikan oleh Pimpinan Perusahaan.

2. Dapat bertindak sebagai Staf Direktur bersama-sama dengan Staf Ahli.

3. Bertanggung jawab kepada Direktur yang menangani bidang tersebut.



111

Kepala Bagian terdiri dari :

A. Kepala Bagian Produksi

Kepala bagian produksi bertanggung jawab kepada Direktur Produksi dalam

bidang mutu dan kelancaran produksi. Kepala Bagian Produksi

membawahi :

a. Seksi Proses

Tugas seksi proses yaitu

Mengawasi jalannya proses dan produksi

Menjalankan tindakan seperlunya pada peralatan produksi yang

mengalami kerusakan sebelum ditangani oleh seksi yang

berwenang.

b. Seksi Pengendalian

Tugas seksi pengendalian yaitu

Menangani hal-hal yang dapat mengancam keselamatan pekerja dan

mengurangi potensi bahaya yang ada.

c. Seksi Laboratorium

Tugas seksi laboratorium yaitu

Mengawasi dan menganalisa mutu bahan baku dan bahan pembantu.

Mengawasi dan menganalisa mutu hasil produksi dan mengawasi

hal-hal yang berhubungan dengan buangan pabrik.

Mengawasi hal-hal yang berhubungan dengan buangan pabrik,

membuat laporan berkala kepada Kepala Bagian Produksi.



112

B. Kepala Bagian Teknik

Tugas kepala bagian teknik antara lain bertanggung jawab kepada Direktur

Teknik dan Produksi dalam bidang pemeliharaan peralatan, utilitas, proses,

inspeksi, keselamatan proses serta lingkungan, ikut memberikan bantuan

teknik kepada bagian operasi; mengkoordinir kepala-kepala seksi yang

menjadi bawahannya.

Kepala Bagian Teknik membawahi :

a. Seksi Mesin

Bertugas melaksanakan pemeliharaan fasilitas gedung dan peralatan

pabrik, memperbaiki kerusakan peralatan pabrik, yang berhubungan

dengan mesin-mesin produksi.

b. Seksi Instrumentasi

Bertugas melaksanakan pemeliharaan peralatan pabrik dan memperbaiki

kerusakan peralatan pabrik yang berhubungan dengan listrik dan

peralatan instrumentasi pabrik.

c. Seksi Pengadaan Alat

Bertanggungjawab atas penyediaan peralatan yang diperlukan oleh

seksi mesin dan instrumentasi dalam rangka pemeliharaan dan perbaikan

peralatan produksi.

d. Seksi Utilitas

Bertanggungjawab atas tersedianya seala bahan penunjang yang

diperlukan untuk menjalankan seluruh operasional perusahaan baik itu

kebutuhan listrik, air, dan steam dengan cara menjalankan dan

mengontrol jalannya unit utilitas.



113

C. Kepala Bagian Pemasaran

Bertanggung jawab kepada Direktur Keuangan dan Umum dalam bidang

penyediaan bahan baku dan pemasaran hasil produksi.

Kepala bagian pemasaran membawahi :

a. Seksi Pembelian

Tugas seksi pembelian :

Melaksanakan pembelian barang dan peralatan yang dibutuhkan

perusahaan

Mengetahui harga pasaran dan mutu bahan baku

Mengatur keluar masuknya bahan dan alat dari gudang.

b. Seksi Penjualan

Tugas seksi penjualan :

Merencanakan strategi penjualan hasil produksi .

Mengatur distribusi hasil produksi dari gudang.

D. Kepala Bagian Keuangan

Kepala bagian keuangan bertanggung jawab kepada Direktur Keuangan dan

Umum dalam bidang administrasidan keuangan.

Kepala bagian keuangan membawahi :

a. Seksi Akuntasi

Tugas seksi keuangan :

Menghitung penggunaan kas perusahaan



114

Mengamankan uang dan membuat anggaran tentang keuangan masa

depan

Mengadakan perhitungan tentang gaji dan insentif karyawan

b. Seksi Administrasi

Tugas seksi administrasi :

Menyelenggarakan pencataatan hutang piutang, administrasi

persediaan kantor dan pembukuan serta masalah perpajakan.

E. Kepala Bagian Pelayanan Umum

Kepala bagian pelayanan umum bertanggung jawab kepada

Direktur Keuangan dan Umum dalam bidang personalia, hubungan

masyarakat, kesehatan dan keamanan. Untuk itu, kepala bagian umum harus

mampu mengkoordinir, mengatur dan mengawasi pelaksanaan pekerjaan

kepala seksi yang menjadi bawahannya.

Kepala bagian pelayanan umum membawahi :

a. Seksi Personalia

Tugas seksi personalia :

Merekrut dan membina tenaga kerja dan menciptakan suasana kerja

sebaik mungkin antara pekerja, pekerjaan dan lingkungan supaya

tidak terjadi pemborosan waktu dan biaya

Mengusahakan disiplin kerja yang tinggi dalam menciptakan kondisi

kerja yang tenang dan dinamis



115

Membina karier para karyawan dan melaksanakan hal-hal yang

berhubungan dengan kesejahteraan karyawan.

b. Seksi Humas

Tugas seksi humas :

Mengatur hubungan antara perusahaan dengan masyarakat diluar

lingkungan perusahaan.

c. Seksi Keamanan

Tugas seksi keamanan :

Menjaga semua bangunan pabrik dan fasilitas perusahaan

Mengawasi keluar masuknya orang-orang baik karyawan maupun

non karyawan di lingkungan pabrik

Menjaga dan memelihara kerahasiaan yang berhubungan dengan

intern perusahaan.

d. Seksi Kesehatan

Tugas seksi kesehatan :

Menjaga kinerja karyawan dan mengusahakan disiplin kerja yang

tinggi dalam menciptakan kondisi kerja yang tenang dan dinamis

Memberikan pelayanan kesehatan bagi karyawan.



116

5.3.6 Penelitian dan Pengembangan

Litbang bertanggung jawab kepada Direktur Teknik dan Produksi dalam

bidang penelitian dan pengembangan. Tugas dan wewenang staf penelitian dan

pengembangan adalah memperbaiki proses, perencanaan alat dan pengembangan

produksi; meningkatkan mutu produk; meningkatkan efisiensi kerja.

5.3.7 Kepala Seksi

Kepala seksi tugasnya adalah pelaksana pekerjaan dalam lingkungan

bagiannya sesuai dengan rencana yang telah diatur oleh para kepala bagian

masing-masing agar diperoleh hasil yang maksimal dan efektif selama

berlangsungnya proses produksi. Setiap kepala seksi bertanggung jawab terhadap

kepala bagian masing-masing sesuai dengan seksinya.

5.3.8 Kepala Regu

Bertanggung jawab kepada kepala seksi atas pelaksanaan tugas paada regu

yang diembannya dan melakukan koordinasi, mengatur dan mengawasi

pelaksanaan pekerjaan operator yang menjadi bawahannya.



117

5.4 PEMBAGIAN JAM KERJA KARYAWAN

Pabrik Paraxylene yang direncanakan akan beroperasi selama 330 hari

setiap tahunnya dan 24 jam per harinya. Sisa hari yang bukan libur digunakan

untuk perbaikan, perawatan alat atau shut down. Pembagian kerja karyawan dapat

digolongkan menjadi dua golongan, yaitu :

1. Karyawan Non-Shift

Karyawan non-shift adalah karyawan yang tidak menangani proses produksi

secara langsung. Yang termasuk karyawan non-shift yaitu Direktur, Staf

Ahli, Kepala Bagian , Kepala Seksi, serta bawahan yang berada di kantor.

Karyawan ini dalam satu minggu akan bekerja selama 6 hari dengan

pembagian kerja sebagai berikut :

Hari Senin – Jum’at : jam 08.00 – 16.00

Hari Sabtu : jam 08.00 – 12.00

dengan waktu istirahat

Hari Senin – Kamis : jam 12.00 – 13.00

Hari Jum’at : jam 11.00 – 13.00

Hari Minggu : libur

2. Karyawan Shift

Karyawan shift adalah karyawan yang langsung menangani proses produksi

atau mengatur bagian-bagian tertentu dari pabrik yang mempunyai

hubungan dengan masalah keamanan dan kelancaran produksi. Yang

termasuk karyawan shift adalah operator produksi, sebagian dari bagian

teknik, bagian gudang dan bagian-bagian lain yang harus selalu siaga untuk



118

menjaga keselamatan serta keamanan pabrik. Para karyawan shift akan

bekerja secara bergantian sehari semalam.

Karyawan shift dibagi menjadi tiga kelompok shift dengan pembagian

sebagai berikut :

Shift pagi : jam 07.00 – 15.00

Shift siang : jam 15.00 – 23.00

Shift malam : jam 23.00 – 07.00

Karyawan shift dibagi menjadi 4 regu, dimana 3 regu bekerja dan 1 regu

istirahat dan dilakukan secara bergantian. Tiap regu mendapat giliran 3 hari

kerja dan 1 hari libur. Pada hari libur atau hari raya besar yang ditetapkan

pemerintah, maka regu yang terjadwal untuk bekerja tetap masuk kerja.

Penentuan Jumlah Karyawan Proses

Berdasarkan Peter & Timmerhaus, hal 198-202

Kapasitas Produksi = 350.000 ton/tahun

1 tahun = 330 hari

Jadi kapasitas produksi = haritonhari

tahunxtahunton /606,1060

330

1/000.350

Dari Fig. 6-8, Peter & Timmerhaus (garis C)untuk kapasitas 1060,606

ton/hari diperoleh karyawan proses sebesar 58 manhour/hari tiap step

proses. Step proses pada pabrik ini ada 5, terdiri dari proses mixing, heating,

reaksi, distilasi 1, distilasi 2, cooling, separasi.

Maka jumlah karyawan proses = 1224

558 x manhour

Total karyawan proses (4 shift) = 4 x 12 = 48 karyawan.



119

Jadwal kerja masing-masing regu ditabelkan sebagai berikut :

Tabel 5.1 Jadwal Kerja Masing – Masing Regu

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

1 P P P L M M M L S S S L P P2 S S L P P P L M M M L S S S3 M L S S S L P P P L M M M L4 L M M M L S S S L P P P L M

keterangan :

P : Shift Pagi M : Shift Malam

S : Shift Siang L : Libur

Kelancaran produksi dari suatu pabrik sangat dipengaruhi oleh faktor

kesiplinan para karyawannya, karena kelancaarn produksi secara tidak

langsung akan mempengaruhi perkembangan dan kemajuan perusahaan.

Oleh karena itu kepada seluruh karyawan diberlakukan absensi, disamping

itu absensi juga digunakan oleh pimpinan perusahaan sebagai dasar dalam

pengembangan karier karyawan di dalam perusahaan.

5.5 STATUS KARYAWAN DAN SISTEM UPAH

Pada industri paraxylene diberlakukan sistem upah karyawan yang

berbeda-beda tergantung dari status karyawan, kedudukan, tanggung jawab dan

keahlian. Berdasarkan statusnya, karyawan dibagi menjadi tiga golongan sebagai

berikut :



120

1. Karyawan Tetap

Karyawan tetap yaitu karyawan yang diangkat dan diberhentikan dengan

Surat Keputusan ( SK )

2. Karyawan Harian

Karyawan harian yaitu karyawan yang diangkat dan diberhantikan oleh

Dewan Direksi tanpa Surat Keputusan ( SK ) Dewan Direksi dan mendapat

upah harian tiap akhir pekan.

3. Karyawan Borongan

Karyawan borongan yaitu karyawan yang digunakan oleh pabrik bila

diperlukan saja. Karyawan ini menerima upah borongan untuk suatu

pekerjaan.

Sistem penggajian karyawan dibagi menjadi tiga golongan berdasarkan

macamnya, yaitu :

1. Gaji bulanan

Gaji ini diberikan kepada pegawai tetap. Besarnya gaji disesuaikan dengan

peraturan perusahaan.

2. Gaji harian

Gaji ini diberikan kepada karyawan tidak tetap atau buruh harian.

3. Gaji lembur

Gaji ini diberikan kepada karyawan yang bekerja melebihi jam kerja yang

telah ditetapkan. Besarnya gaji sesuai dengan peraturan perusahaan.



121

5.6 PENGGOLONGAN JABATAN, JUMLAH KARYAWAN DAN GAJI

5.6.1 Penggolongan Jabatan dan Tingkat Pendidikan Karyawan

Tingkat pendidikan karyawan berpengaruh terhadap posisi jabatan

karyawan, dan perinciannya dapat dilihat dalam tabel 5.2

Tabel 5.2 Penggolongan Jabatan

NO JABATAN PENDIDIKAN1 Dewan Komisaris Sarjana semua jurusan2. Direktur Sarjana semua jurusan3. Kepala Bagian Produksi / Teknik Sarjana Teknik Kimia / Mesin /

Elektro

4. Kepala Bagian Komersil / Keuangan / Umum

Sarjana Ekonomi / Sosial

5. Kepala Seksi Proses, Pengendalian, Laboratorium dan Saff

Sarjana Teknik Kimia, Sarjana Kimia

6. Kepala Seksi Utilitas dan Pemeliharaan Sarjana Teknik Kimia, Mesin, Elektro

7. Kepala Seksi Pembelian dan Pemasaran Sarjana Ekonomi8. Kepala Seksi Administrasi dan Kas Sarjana Ekonomi9. Kepala Seksi Personalia, Huams, Security,

Pelayanan KesehatanSarjana Psikologi / Sosial, Hukum, Kedokteran

10. Kepala Regu Sarjana semua jurusan11. Karyawan, Operator Sarjana, Sarjana Muda, STM12. Sekretaris Sarjana Muda, Sarjana13. Medis, Paramedis Dokter, Ahli Madya, Perawat14. Lain – Lain / Pesuruh SMU, SMP, sederajat

5.6.2 Jumlah Karyawan dan Gaji

Jumlah karyawan harus ditentukan dengan tepat agar semua pekerjaan

yang ada dapat dilaksanakan dengan baik. Dengan demikian seluruh kegiatan

operasional di dalam industri paraxylene dapat berjalan dengan lancar dan efektif.

Perincian jumlah karyawan dapat dilihat pada tabel 5.3

Penggolongan gaji karyawan dapat dilihat pada tabel 5.4



122

Tabel 5.3 Perincian Jumlah Karyawan

NO JABATAN JUMLAH1 Direktur Utama 12 Direktur Produksi 13 Direktur Keuangan & Umum 14 Staf Ahli 25 Sekretaris 36 Kepala Bagian Produksi 17 Kepala Bagian Teknik 18 Kepala Bagian Keuangan 19 Kepala Bagian Pemasaran 1

10 Kepala Bagian Umum 111 Litbang 412 Kepala Seksi Proses 113 Kepala Seksi Pengendalian 114 Kepala Seksi Laboratorium 115 Kepala Seksi Utilitas 116 Kepala Seksi Pemeliharaan 117 Kepala Seksi Humas 118 Kepala Seksi Personalia 119 Kepala Seksi Keamanan 120 Kepala Seksi Pelayanan Kesehatan 121 Kepala Seksi Pembelian 122 Kepala Seksi Penjualan 123 Kepala Seksi Administrasi 124 Kepala Seksi Kas 125 Kepala Regu Proses 426 Kepala Regu Utilitas 427 Kepala Regu Pengendalian 428 Kepala Regu Laboratorium 429 Kepala Regu Pemeliharaan 430 Karyawan Unit Proses 4831 Karyawan Unit Utilitas 832 Karyawan Unit Pengendalian 833 Karyawan Unit Laboratorium 834 Karyawan Unit Pemeliharaan 835 Karyawan Unit Pembelian 436 Karyawan Unit Penjualan 437 Karyawan Unit Kas 438 Karyawan Unit Administrasi 439 Karyawan Unit Personalia 440 Karyawan Unit Humas 441 Karyawan Unit Keamanan 1642 Karyawan Unit Pelayanan Kesehatan 443 Dokter 144 Sopir 445 Pesuruh / Cleaning Service 10

TOTAL 189



123

Tabel 5.4 Penggolongan Gaji

NO JABATAN GAJI / BULAN1 Direktur Utama Rp 30.000.000,003 Direktur Rp 20.000.000,004 Staf Ahli Rp 10.000.000,005 Kepala Bagian Rp 5.000.000,006 Litbang Rp 5.000.000,007 Kepala Seksi Rp 3.000.000,008 Kepala Regu Rp 2.000.000,0010 Sekretaris Rp 1.500.000,0011 Karyawan Proses Rp 1.500.000,0012 Karyawan Pengendalian Rp 1.500.000,0013 Karyawan Laboratorium Rp 1.500.000,0014 Karyawan Pemeliharaan Rp 1.500.000,0015 Karyawan Utilitas Rp 1.500.000,00 16 Karyawan Pembelian Rp 1.200.000,0017 Karyawan Pemasaran Rp 1.200.000,0018 Karyawan Kas Rp 1.200.000,0019 Karyawan Administrasi Rp 1.200.000,0020 Karyawan Personalia Rp 1.200.000,0021 Karyawan Humas Rp 1.200.000,0022 Satpam (Keamanan) Rp 900.000,0023 Karyawan Pelayanan Kesehatan Rp 1.000.000,0024 Dokter Rp 2.000.000,0025 Sopir Rp 800.000,0026 Pesuruh / Cleaning Service Rp 500.000,00

5.7 KESEJAHTERAAN SOSIAL KARYAWAN

Salah satu faktor dalam meningkatkan efektifitas kerja pada perusahaan ini

yaitu dengan cara meningkatkan kesejahteraan karyawannya. Kesejahteraan sosial

yang diberikan perusahaan kepada karyawannya berupa :

1. Fasilitas Kesehatan

Perusahaan memberikan fasilitas poliklinik yang berada di areal pabrik.

Poliklinik ini berfungsi sebagai pertolongan pertama pada karyawan selama jam

kerja. Untuk menangani kecelakaan berat, baik akibat kerja maupun bukan,

yang menimpa karyawan dan keluarganya, perusahaan menunjuk rumah sakit

rujukan untuk menanganinya. Selain itu perusahaan juga bekerja sama dengan



124

beberapa rumah sakit. Bagi karyawan yang menderita sakit akibat kecelakaan

kerja, biaya pengobatan akan ditanggung perusahaan sesuai dengan undang-

undang yang berlaku. Sedangkan biaya pengobatan bagi karyawan yang

menderita sakit yang tidak diakibatkan oleh kecelakaan kerja, diatur

berdasarkan kebijaksanaan perusahaan.

2. Fasilitas Pendidikan

Perusahaan menyediakan beasiswa bagi anak-anak karyawan yang

berprestasi di sekolahnya. Selain itu perusahaan mengadakan pengembangan

Sumber Daya Manusia melalui pelatihan, pendidikan, pembinaan dan

pemantapan budaya perusahaan. Kegiatan ini bertujuan untuk memberi

kesempatan belajar kepada karyawan untuk mengembangkan diri sesuai

kemampuan yang dimiliki.

3. Fasilitas Asuransi

Fasilitas Asuransi (JAMSOSTEK) diberikan untuk memberikan jaminan

sosial dan memberikan perlindungan kepada karyawan terhadap hal yang tidak

diinginkan.

4. Fasilitas Transportasi

Perusahaan memberikan fasilitas transportasi berupa mobil dan supir

untuk kegiatan operasional, serta transportasi bus antar jemput karyawan non

shift maupun karyawan shift.



125

5. Fasilitas Perumahan

Perusahaan memberikan fasilitas perumahan tempat tinggal bagi karyawan

dengan jabatan minimal operator yang berasal dari luar kota dengan masa kerja

yang sudah ditetapkan oleh perusahaan.

6. Fasilitas Koperasi

Koperasi karyawan (KOPKAR) didirikan dengan tujuan untuk

meningkatkan kesejahteraan karyawan dan memenuhi kebutuhan sehari-hari

karyawan dengan harga murah.

7. Fasilitas Kantin

Kantin disediakan untuk memenuhi kebutuhan makan karyawan. Fasilitas

makan ini sepenuhnya ditanggung oleh perusahaan.

8. Fasilitas Peribadatan

Perusahaan menyediakan tempat ibadah seperti mushola di areal pabrik.

9. Fasilitas Tunjangan Lain

Perusahaan memberikan tunjangan-tunjangan berupa :

a. Tunjangan Hari Raya (THR) bagi semua karyawan

b. Bonus tahunan bila produksi melebihi target yang ditetapkan

c. Tunjangan hari tua yang dibayarkan sealigus.

d. Tunjangan perjalanan dinas

e. Pakaian kerja yang diberikan kepada karyawan sebanyak 2 pasang

seragam harian dan 1 pasang wear pack untuk karyawan bagian Produksi

dan Teknik per tahunnya.



126

10. Peralatan Safety

Untuk menjaga keselamatan kerja karyawan di pabrik diberikan peralatan

safety berupa safety helmet, safety shoes, masker, google, glove dan alat-alat

safety lainnya.

11. Fasilitas Cuti

Perusahaan memberikan kesempatan kepada karyawan untuk beristirahat

sesuai waktu yang telah ditentukan. Oleh karena itu perusahaan memberikan

waktu cuti karyawan berupa :

a. Cuti tahunan, yang diberikan kepada setiap karyawan selama 12 hari kerja

dalam 1 tahun. Cuti ini diberikan kepada karyawan yang masa kerjanya minimal

1 tahun.

b. Cuti sakit, diberikan kepada karyawan yang menderita sakit berdasarkan

keterangan dokter.

5.8 KESEHATAN DAN KESELAMATAN KERJA

Pabrik Paraxylene mengambil kebijaksanaan dalam aspek perencanaan,

pelaksanaan, pengawasan dan pemeliharaan keselamatan instalasi peralatan dan

karyawan di bawah unit Inspeksi Proses dan Keselamatan Lingkungan.

Manajemen perusahaan sangat mendukung dan ikut berpatisipasi dalam program

mencegah kerugian bik terhadap karyawan, harta benda perusahaan, terganggunya

kegiatan operasi.serta keamanan masyarakat sekitar yang diakibatkan oleh

kegiatan perusahaan.



127

Pelaksanaan tugas dalam kesehatan dan keselamatan kerja ini

berlandaskan :

1. UU no. 1/1990

Mengenai keselamatan kerja karyawan yang dikeluarkan oleh Departemen

Tenaga Kerja.

2. UU no. 2/1951

Mengenai ganti rugi akibat kecelakaan kerja yang dikeluarkan oleh

Departemen Tenaga Kerja.

3. PP no. 4/1982

Mengenai ketentuan pokok pengolahan lingkungan hidup yang dikeluarkan

oleh Menteri Negara Kelestarian Lingkungan Hidup.

4. PP no. 29/1986

Mengenai ketentuan AMDAL yang dikeluarkan oleh Menteri Negara

Kelestarian Lingkungan Hidup.

Kegiatan yang dilakukan dalam rangka kesehatan dan keselamatan kerja

antara lain :

1. Mengawasi keselamatan jalannya opersi proses

2. Bertanggungjawab terhadap alat-alat keselamatan kerja

3. Bertindak sebagai instruktur safety dan membuat rencana kerja pencegahan

kecelakaan

4. Membuat prosedur darurat penanggulangan kebakaran dan kecelakaan proses

5. Mengawasi kuantitas dan kualitas bahan buangan pabrik agar tidak berbahaya

bagi lingkungan.



128

5.9 MANAJEMEN PRODUKSI

Manajemen produksi salah satu bagian dari manajemen perusahaan yang

fungsi utamanya adalah menyelenggarakan semua kegiatan untuk memproduksi

bahan baku menjadi produk jadi dengan mengatur penggunaan faktor-faktor

produk sedemikian rupa sehingga proses produksi berjalan sesuai dengan yang

direncanakan.

Manajemen produksi meliputi manajemen perencanaan dan pengendalian

produksi. Tujuan perencanaan dan pengendalian produksi adalah mengusahakan

agar diperoleh kualitas produk yang sesuai dengan rencana dalam jangka waktu

yang tepat. Dengan meningkatnya kegiatan produksi maka selayaknya diikuti

dengan perencanaan dan pengendalian agar dihindari terjadinya penyimpangan-

penyimpangan.

Perencanaan ini sangat erat kaitannya dengan pengendalian, dimana

perencanaan merupakan tolok ukur bagi kegiatan operasional sehingga

penyimpangan yang terjadi dapat diketahui dan selanjutnya dikendalikan ke arah

yang sesuai.



129

5.9.1 Perencanaan Produksi

Dalam menyusun rencana produksi perlu mempertimbangkan dua hal

yaitu faktor eksternal dan faktor internal. Faktor eksternal adalah faktor yang

menyangkut kemampuan terhadap sejumlah produk yang dihasilkan, sedangkan

faktor internal adalah kemampuan pabrik.

1. Kemampuan Pasar

Dapat dibagi menjadi dua kemungkinan:

Kemampuan pasar lebih besar dibandingkan kemampuan pabrik maka

rencana produksi disusun secara maksimal.

Kemampuan pasar lebih kecil dibandingkan kemampuan pabrik. Ada 3

alternatif yang dapat diambil :

Rencana produksi sesuai dengan kemampuan pasar atau produksi

diturunkan sesuai dengan kemampuan pasar, dengan

mempertimbangakan untung-ruginya.

Rencana produksi tetap dengan mempertimbangkan bahwa

kelebihan produksi dapat disimpan dan dipasarkan pada masa

mendatang.

Mencari daerah pemasarannya lainnya.

2. Kemampuan Pabrik

Pada umumnya pabrik ditentukan oleh beberapa faktor, antara lain :

Material ( bahan baku )

Dengan pemakaian material yang memenuhi kualitas dan kuantitas

maka akan tercapai target produksi yang diinginkan.



130

Manusia ( tenaga kerja )

Kurang terampilnya tenaga kerja akan menimbulkan kerugian pabrik

oleh karena itu perlu dilakukan pelatihan/training pada karyawan agar

keterampilannya meningkat.

Mesin ( peralatan )

Ada dua hal yang mempengaruhi kehandalan dan kemampuan mesin

yaitu jam kerja efektif dan kemampuan mesin. Jam kerja mesin efektif

adalah kemampuan suatu alat untuk beroperasi pada kapasitas yang

diinginkan pada periode tertentu. Kemampuan mesin adalah

kemampuan mesin dalam memproduksi.

5.9.2 Pengendalian Produksi

Setelah perencanaan produksi disusun dan proses produksi dijalankan

perlu adanya pengawasan dan pengendalian produksi agar proses dapat berjalan

dengan baik. Kegiatan proses produksi diharapkan dapat menghasilkan produk

dengan mutu sesuai dengan standar dan jumlah produk sesuai dengan rencana

serta waktu yang tepat dengan jadwal. Untuk itu perlu dilaksanakan pengendalian

produksi sebagai berikut :

a. Pengendalian Kualitas

Penyimpangan kualitas terjadi karena mutu bahan baku jelek, kesalahan

operasi dan kerusakan alat. Penyimpangan dapat diketahui dari hasil

monitor analisa pada bagian laboratorium pemeriksaan.



131

b. Pengendalian Kuantitas

Penyimpangan kuantitas terjadi karena kesalahan operator, kerusakan

mesin, keterlambatan pembelian bahan baku, perbaikan alat terlalu lama dan

lain-lain. Penyimpangan tersebut perlu diidentifikasikan penyebabnya dan

diadakan evaluasi selanjutnya dengan perencanaan kembali sesuai dengan

kondisi yang ada.

c. Pengendalian Waktu

Untuk mencapai kuantitas tertentu perlu adanya waktu tertentu pula.

d. Pengendalian Bahan Proses

Bila ingin dicapai kapasitas produksi yang diinginkan maka bahan proses

harus mencukupi. Karenanya diperlukan pengendalian bahan proses agar

tidak terjadi kekurangan.

BAB I Pendahuluan

Pra Rancangan Pabrik Paraxylene Proses Disproporsionasi Tolene

1

BAB I

PENDAHULUAN

1.1 LATAR BELAKANG

Paraxylene yang disebut juga 1,4 dimetilbenzene digolongkan dalam

senyawa aromatik. Paraxylene merupakan produk antara yang banyak digunakan

dalam industri kimia, dimana bahan ini dapat diolah lebih lanjut menjadi beberapa

macam produk akhir, diantaranya untuk pembuatan Asam Terephtalat (PTA) dan

Dimetyl Terepthalat (DMT) yang digunakan sebagai bahan antara industri plastik

dan tekstil.

Berdasarkan data dari Biro Pusat Statistik kebutuhan paraxylene dari

tahun ke tahun mengalami peningkatan yang cukup besar, sehingga untuk

mencukupi kebutuhan sebagian besar Indonesia masih mengimpor dari negara

Singapura, Thailand, Jepang, Korea, dan China.

Keuntungan yang dapat diperoleh dengan pendirian pabrik paraxylene di

Indonesia adalah sebagai berikut :

1. Dapat memenuhi kebutuhan dalam negeri sehingga mengurangi impor dari

negara lain serta dapat menghemat devisa negara.

2. Dapat memicu pertumbuhan industri-industri hilir lainnya khususnya yang

menggunakan paraxylene sebagai bahan baku meupun bahan tambahan.

3. Menciptakan lapangan kerja baru, sehingga diharapkan dapat membantu

meningkatkan taraf hidup dan kesejahteraan masyarakat.

BAB I Pendahuluan


2

Pendirian pabrik ini pun dapat meningkatkan perkembangan industri asam

terephtalat (PTA) ataupun perkembangan produksi polyester di Indonesia yang

menggunakan paraxylene sebagai bahan baku antaranya. Saat ini penggunaan

xylene terbesar sebagai solvent untuk berbagai senyawa kimia, bahan penggosok,

zat pengemulsi untuk fungisida dan insektisida, bahan pencampur bensin, dan

lain-lain.

1.2 KAPASITAS PERANCANGAN

Penentuan kapasitas pabrik paraxylene dapat ditinjau dari beberapa

pertimbangan antara lain :

1.2.1. Proyeksi Kebutuhan Paraxylene di Indonesia

Kebutuhan paraxylene di Indonesia sebagian besar masih mengimpor dari

luar negeri. Kebutuhan import paraxylene nasional rata-rata per tahun mengalami

peningkatan terlihat pada table 1.1. Hal ini berhubungan dengan pekembangan

sektor industri yang menggunakan bahan baku paraxylene makin meningkat.

Tabel 1.1. Jumlah Impor Paraxylene

Tahun Import (kg/tahun)

1997 17.868.5971998 706.323.8151999 796.752.2162000 934.340.3632001 808.025.5162002 558.328.154

Sumber : “Statistik Perdagangan Luar Negeri”,

Badan Pusat Statistik 1997 – 2002, BPS Semarang.

BAB I Pendahuluan


3

Dengan menggunakan metode least square y = bx + a , maka dapat diperkirakan

kebutuhan import paraxylene (kg/tahun) sebagai berikut :

Kenaikan harga dianggap linier : y = bx + a

X Y X2 XY

1997 17868597 3988009 356835882091998 706323815 3992004 1.41123E+121999 796752216 3996001 1.59271E+122000 934340363 4000000 1.86868E+122001 954689907 4004001 1.91033E+122002 985039451 4008004 1.97205E+12

11997 4395014349 23988019 5.2727E+13

Sumber : “Import Barang Indonesia”, Badan Pusat Statistik

1997-2002, BPS Semarang

y = na + bx

xy = ax + bx2

4395014349 = 6 a + 11997 b

5,2727E+13 = 11997 a + 23988019 b

maka : b = 163386876,9

a = -3,2596E+11

sehingga diperoleh persamaan :

y = 163386876,9 x – 3,2596E+11

Pada tahun 2007 :

y = 163386876,9 x – 3,2596E+11

= 163386876,9 (2007) – 3,2596E+11

= 1.957.903.906

Kebutuhan paraxylene di Indonesia pada tahun 2007 diperkirakan mencapai

1.957.903.906 kg. Selama ini kebutuhan paraxylene dalam negeri hanya dipasok

oleh Pertamina’s Paraxylene Refinery pada Unit IV Cilacap dengan kapasitas

270.000 ton/tahun.

BAB I Pendahuluan


4

Import Paraxylene di Indonesia

0

200000000

400000000

600000000

800000000

1000000000

1200000000

1995 1996 1997 1998 1999 2000 2001 2002 2003

Tahun

Imp

ort

(k

g)

Gambar 1.1 Grafik Import Paraxylene di Indonesia

1.2.2. Ketersediaan Bahan Baku

Bahan baku pembuatan paraxylene yaitu toluene, gas hidrogen dan katalis

ZSM – 5. Toluene hingga saat ini masih harus diimpor dari pabrik di luar negeri

antara lain Petrochemical Corp of Singapore, China Petroleum Inc, Amoco

Chemicals Corp di Thailand demikian pula katalis zeolite ZSM-5 harus diimpor

dari luar negeri. Gas hidrogen dapat diperoleh dengan mengadakan hubungan

bisnis dengan PT ALIndo (Air Liquid Indonesia) yang terletak di Merak, Banten.

1.2.3. Kapasitas produksi pabrik yang sudah beroperasi

Kapasitas produksi pabrik mempengaruhi perhitungan teknis maupun

ekonomis dalam perancangan pabrik. Pada dasarnya semakin besar kapasitas

produksi maka kemungkinan keuntungan yang diperoleh semakin besar, namun

ada faktor lain yang harus diperhatikan dalam menentukan kapasitas produksi.

BAB I Pendahuluan


5

Kapasitas pabrik yang akan didirikan harus diatas kapasitas minimal atau paling

tidak sama dengan kapasitas minimal pabrik yang sedang berjalan.

Berdasarkan pabrik yang telah berjalan hingga kini tercatat bahwa

kapasitas pabrik antara 44.000 hingga 500.000 ton / tahun yaitu pabrik Esfahan

Petrochemical Company memproduksi 44.000 ton/tahun paraxylene dan China

Petroleum Inc memproduksi 500.000 ton/tahun paraxylene. Pabrik paraxylene di

Indonesia hanya kilang paraxylene Pertamina UP IV Cilacap yang telah

berproduksi dengan kapasitas 270.000 ton/tahun dan mulai beroperasi pada tahun

1990, sedangkan kebutuhan dalam negeri yang belum terpenuhi masih diimport

dari negara Amerika Serikat, Singapura, Thailand, Jepang, Korea dan China. Oleh

karena itu dilatarbelakangi oleh ketiga pertimbangan tersebut yaitu kebutuhan

paraxylene pada tahun 2007, ketersediaan bahan baku dan kapasitas pabrik yang

sudah beroperasi saat ini di seluruh dunia, maka tidaklah berlebihan bila

direncanakan pendirian pabrik paraxylene dengan kapasitas 350.000 ton /tahun

dan bila memungkinkan kapasitas produksi dapat ditingkatkan lebih besar lagi.

BAB I Pendahuluan


6

Gbr 1.2 Peta Lokasi Pabrik di Daerah Cilegon - Merak

BAB I Pendahuluan


7

1.3 PEMILIHAN LOKASI PABRIK

Perancangan pabrik paraxylene dipilih lokasi di Merak, Banten

berdasarkan pertimbangan :

a. Bahan Baku

Merak mempunyai letak yang sangat strategis sebab dekat dengan Pelabuhan

Merak selain itu juga daerah ini mempunyai fasilitas transportasi yang sangat

mendukung sehingga mudah dijangkau oleh jenis transportasi apa pun. Bahan

baku toluene yang diimpor dari luar negeri dapat dikirim melalui jalar laut

dengan menyewa dermaga di Pelabuhan Merak, sedangkan gas hidrogen dapat

diperoleh secara inline melalui pipa bawah tanah dari PT. ALIndo yang sama-

sama berlokasi di Merak.

b. Pemasaran

Pemasaran merupakan salah satu hal yang paling menentukan tingkat

kelayakan suatu proyek. Pabrik paraxylene pemasarannya ditekankan untuk

memenuhi kebutuhan dalam negeri. Seperti diketahui di Cilegon terdapat PT

Amoco Mitsui Indonesia, PT. Polyprima Karyareksa, dan PT. Mitsubishi

Chemical Indonesia memproduksi Purified Terephtalic Acid (PTA) yang

berbahan baku paraxylene.

c. Transportasi

Sarana transportasi diperlukan untuk mengangkut bahan, memasarkan produk

dan lainnya. Oleh karena itu fasilitas jalan raya dan pelabuhan laut sangat

diperlukan. Kawasan industri di Merak, Banten telah tersedia sarana

transportasi yang memadai yaitu jalan raya dan pelabuhan laut yang

BAB I Pendahuluan


8

memudahkan pengambilan bahan baku dan juga pemasaran produk ke

wilayah lain.

d. Utilitas

Dalam industri Petrokimia tersedianya air, listrik dan bahan bakar sangat

dibutuhkan agar proses produksi dapat berjalan dengan baik. Di daerah Merak

telah mempunyai sarana-sarana pendukung seperti tersedianya air, listrik,

energi dan sarana-sarana lainnya yang memadai karena daerah ini juga telah

banyak didirikan pabrik-pabrik berskala besar.

e. Tenaga Kerja

Tenaga kerja yang dibutuhkan dapat dipenuhi dari daerah Merak dan

sekitarnya serta wilayah Jabotabek yang padat penduduknya sehingga suplai

tenaga kerja tidak menjadi masalah.

f. Kemungkinan Pengembangan Lokasi Industri

Pabrik yang akan didirikan berada di daerah kawasan industri, maka sangat

memungkinkan untuk didapatkan kemudahan dalam pengurusan ijin dan

pengembangan lokasi pabrik di masa mendatang.

BAB I Pendahuluan


9

Pemilihan lokasi pabrik dapat dilihat pada tabel 1.2. hasil perbandingan

dua kota yaitu di Cilacap, Jawa Tengah dan Merak, Banten.

Tabel 1.2. Perbandingan Dua Lokasi Pabrik Paraxylene

Kriteria LokasiCilacap Merak

1. Bahan Baku 9 92. Sarana Angkutan Darat 8 93. Sarana Perhubungan Laut 8 104. Daerah Pemasaran 8 105. Sumber Tenaga Kerja 9 96. Pusat Informasi dan IPTEK 7 97. Sarana dan Prasarana Penunjang (Rumah Sakit, sekolah, tempat ibadah)

9 9

Jumlah Total 58 62

1.4 TINJAUAN PUSTAKA

1.4.1 Macam Proses

Proses pembuatan paraxylene dapat dilakukan dengan menggunakan

beberapa proses yang berbeda, antara lain :

A. Adsorbsi dan Isomerasi Xylene

Proses dengan proses adsorbsi dan isomerasi ini ada berbagai macam antara

lain :

a. Proses Mobil Oil Coorperation

C8 aromatis dipompa ke adsorber untuk menyerap paraxylene

dengan adsorbent AD (Barium Oxide on Silica Aluminium Support) yaitu

molecular sieve adsorbent temuan UOP. Zat ini merupakan materi zeolitik

yang memiliki afinitas penyerapan hanya terhadap paraxylene. Jumlah stage

dalam adsorber dibuat agar paraxylene dalam campuran dapat terserap dalam

BAB I Pendahuluan


10

pori-pori adsorbent. Sedangkan campuran xylene yang tidak terserap dikirim

ke aliran recycle.

Desorben para-diethylbenzene digunakan sebagai larutan pencuci

untuk mengambil komponen paraxylene dari pori-pori adsorben. Kelarutan

paraxylene dalam diethylbenzene adalah 1.08 gr per 100 cc, sedangkan

kebutuhan para-diethylbenzene untuk menyerap dibuat ekses 5%.

Sebelum masuk reaktor, umpan dipanaskan dalam furnace agar

sesuai dengan kondisi reaktor kemudian reaksi isomerasi terjadi. Isomerasi

katalitik ini digunakan katalis jenis ZSM-5 yang menghasilkan konversi total

80,3% dengan konversi ethylbenzene 31,6%, ortoxylene 26,4%, metaxylene

22,3% sehingga untuk memperoleh kemurnian maksimal perlu bahan baku

dengan kemurnian tinggi.

Reaksi yang terjadi dalam reaktor :

Ethylbenzene + 3 H2 ortoxylene + 3 H2

Ethylbenzene + H2 C7H8 + CH4

Ortoxylene metaxylene paraxylene

Reaksi terjadi secara eksotermis reversibel dengan selectivity

paraxylene total 30%. Sistem operasi reaktor non-isotermal non-adiabatis.

Reaksi terjadi dalam tube katalis pada suhu 380C dan tekanan 9 atm. Produk

keluaran reaktor diturunkan tekanannya menjadi atmosferik dengan

menggunakan ekspander. Aliran gas dikirim ke separator, didinginkan dalam

kondensor sampai kondisinya antara dew point dan buble point sehingga

aliran terpisah antara gas dan cairan. H2, CH4, dan C7H8 terpisah sebagai hasil

atas dan dikirim ke off gas sedangkan aliran bawah C8 aromatis dan sedikit

BAB I Pendahuluan


11

toluene dikirim ke menara distilasi untuk dimurnikan dan diambil toluennya

kemudian dikirim ke mixing tank untuk dicampur dengan umpan segar.

b. Proses Kombinasi Aromax dan Isolene (Kombinasi Adsorpsi dan

Isomerisasi)

Proses kuno pemisahan C8 aromatis dengan menggunakan

fraksional kristalisasi hanya akan memperoleh 50% dari aliran umpan

sedangkan hasil yang tinggi tidak dimungkinkan karena adanya formasi

eutetik yang akan mengurangi kemurnian produk.

Proses Aromax mengembangkan substansi yang membuat proses

lebih ekonomis dengan menyusun seri padatan adsorbent yang dapat

mengadsorbsi secara selektif isomer tertentu dari campuran xylene. Aliran

inlet umpan masuk ke dalam adsorber diatur dengan menggunakan on-off

valve melalui control computer sehingga memungkinkan bed dapat bergerak.

Setelah terjadi operasi mother liquor mengandung komponen tinggi orto,

metaxylene dan ethylbenzene. Proses isolene dikembangkan untuk

mengisomerasasi keluaran ini untuk memperbanyak hasil C8 aromatis. Dua

macam katalis isolene yang digunakan disini yaitu tipe non mulia

hidrocracking dan isolene II menggunakan katalis logam mulia yang dapat

mengisomerasasi ethylbenzene menjadi xylene. Keduanya membutuhkan

make up H2 dan membutuhkan senyawa kimia yang korosif untuk menjaga

aktifitas katalis. Lebih dari 97% C8 aromatis dihasilkan dengan kedua katalis

BAB I Pendahuluan


12

ini. Sekarang lebih banyak digunakan secara komersial dan isolene I hanya

sebagai pelengkap.

Aromax adalah kolom adsorbsi yang terdiri dari stage yang saling

bebas dan secara horizontal disusun seri berisi adsorbent susunan fixed bed.

Mixed xylene dilewatkan dalam adsorber dan rafinat yang terdiri dari

sejumlah kecil dialirkan lagi ke beberapa stage adsorbsi tersebut untuk

memurnikan paraxylene dan memperbanyak kontak antara adsorbent dan

umpan. Paraxylene yang telah teradsorbsi didesorbsi dengan senyawa

aromatik tertentu yang akan terpisah ke atas dan akan kemudian diekstraksi.

Desorbent direcycle ke adsorber setelah didestilasi.

Aliran adsorpsi hampir sama dengan operasi rektifikasi. Adsorbent

kontak dengan xylene dengan aliran counter current untuk menggerakkan

dengan valve on-off yang diatur secara periodik. Hasil aliran satu pass xylene

menghasilkan 90% paraxylene lebih baik dibandingkan kristalisasi

konvensional yang hanya mencapai 60%. Paraxylene yang terkandung dalam

larutan induk hanya 2%. Hasil yang tinggi dapat diperoleh dengan flow rate

umpan yang lebih sedikit dengan didukung unit isolene yang menghasilkan C8

aromatis sebagai umpan segar.

Larutan induk yang berasal dari langkah Aromax dicampur dengan

hidrogen dan dipanaskan hingga suhu reaksi kemudian dikirim ke reaktor

fixed bed adiabatik. Keluaran reaktor didinginkan dan diseparasi menjadi liuid

dan fase gas. Produk xylene direcycle ke unit aromax lagi. Satu aliran hasil C8

BAB I Pendahuluan


13

aromatis didapatkan lagi 98%. Tekanan reaktor berkisar 24 – 31 atm dan suhu

250 – 450 0C.

B. Kristalisasi dan Isomerisasi Xylene (Proses Isomar Maruzen)

Proses ini digunakan untuk mengkristalkan dan

mengisomerisasikan mixed C8 aromatis menjadi paraxylene dengan

kemurnian tinggi hingga 99,9% dari umpan yang mengandung 32% xylene.

Aromatik berat dan ringannya dapat digunakan dalam campuran bensin

dengan octane number 92 atau lebih.

Umpan C8 aromatik displit menjadi fraksi ringan dan berat, aliran

yang kaya akan xylene dipisahkan lalu dimasukkan bersama recycle xylene ke

sistem fraksionasi. Titik beku paraxylene murni adalah 13,26C sedangkan

senyawa isomer yang lainnya mempunyai titik beku di bawah –25C.

Bagaimanapun juga tidak seluruhnya paraxylene terecorvery dengan

pembekuan ini karena paraxylene membentuk campuran eutetik dengan

metaxylene pada –52,9C dengan ratio 12, – 87,1. Ada beberapa diluent yang

digunakan untuk mengubah system eutetik seperti CCl4 digunakan

membentuk padatan kristal dengan titik lebur –3,9C. Kristalisasi

konvensional dengan fraksionasi kristalisasi hanya akan memperoleh 50%

paraxylene dari campuran.

Pada tipe proses ini, xylene berisi 15 – 20% paraxlene yang

didinginkan pada precooler –40C kemudian dilewatkan melalui heat

exchanger yang suhunya dijaga pada –70C dengan pendinginan luar

BAB I Pendahuluan


14

memakai ethylene. Slurry kristal paraxylene dilewatkan ke holding tank

kemudian scara bertahap dilewatkan ke centrifuge. Tiap centrifuge dilengkapi

dengan tanki pelelehan. Sisa mother liquor dialirkan sebagai cooling medium

dalam precooler. Centrifuge dibuat secara kontinyu.

Kristal mentah dari centrifuge mengandung 80% paraxylene lalu

dilelehkan dan dikristalkan kembali hingga kemurnian 95%. Kapasitas unit

kristalisasi kedua kurang dari 1/8 unit kristalisasi pertama tapi mempunyai

desain yang hampir sama. Pendingin dijaga pada perbedaan suhu –18C

dengan refrigerant. Larutan induk dari kristalisasi kedua mengandung 45%

paraxylene dikembalikan ke stage pertama. Dengan recycle filtrate semua

paraxylene dapat diperoleh semua.

Sisa larutan induk dari centrifuge stage pertama dilewatkan ke

reaktor fixed bed katalis silica alumina pada tekanan atmosfer. Katalis

mempunyai selektifitas terhadap paraxylene dan menjaga aromatik dapat

terecorvery 100%.

C. Alkilasi Toluene

Bahan bakunya adalah toluene dan methanol sebagai pemberi

gugus alkyl. Umumnya disebut methylasi dari toluene. Gugus methyl dari

methanol akan masuk pada senyawa benzene dan membentuk paraxylene.

Reaksi utamanya yaitu reaksi alkilasi toluene dan reaksi sampingnya adalah

dehydrasi methanol, methylasi toluene dan dealkylasi xylene.

BAB I Pendahuluan


15

Reaksi Utama :

C6H5CH3 + CH3OH C6H4(CH3)2 + H2O

Toluene Methanol p-xylene air

Reaksi Samping :

1. Dehidrasi Methanol :

CH3OH ½ gas hidrokarbon + H2O

2. Disproporsionasi :

Toluene : 2 C6H5CH3 C6H6 + C6H4(CH3)2

Dealkylasi Xylene : C6H4(CH3)2 C6H5CH3 + ½ gas

hidrokarbon

Kinetika reaksi alkilasi toluene dengan methanol pada katalis

Mg-modified ZSM-5 telah diselidiki oleh Jose L Sotelo, dkk (Ind.

Eng. Chem. Res.,1993).

D. Disproporsionasi Toluene

Proses disproporsionasi merupakan proses trans-alkilasi secara

katalitik. Dalam bentuk yang paling sederhana toluene dikonversi menjadi

benzene dan p-xylene. Gugus methyl dari molekul toluene satu pindah ke

molekul toluene yang lain. Senyawa toluene yang menerima gugus methyl

akan menjadi p-xylene

Reaksi : C6H5CH3 zeolite C6H4(CH3)2 + C6H6

Xylene yang terjadi pada campuran ini adalah campuran p-xylene

dan benzene. Dari percobaan oleh Young Butter dan Kaeding (journal of

catalyst 76, 1982, hal 418 – 432) didapatkan bahwa penggunaan katalis

modified ZSM-5 Zeolite pada disproporsionasi toluene akan memberikan

menghasilkan 70 – 90% p-xylene. Konsentrasi ini jauh lebih besar daripada

konsentrasi dalam kesetimbangannya hanya 24%.

BAB I Pendahuluan


16

Kenaikan para selectivity dalam katalis ini disebabkan karena

adanya kontrol secara aktif dari pori-pori katalis. Benzene yang terbentuk dari

reaksi disproporsionasi toluene dapat dengan cepat meninggalkan permukaan

katalis kemudian diikuti paraxylene. Ortoxylene dan metaxylene memiliki

waktu tinggal yang lebih lama dalam katalis sebab kemampuan difusifitasnya

lebih rendah daripada paraxylene.

Umpan toluene kering dan 25% dari C8 aromatis dicampur dengan

recycle gas H2 dan selanjutnya dipompakan ke heat exchanger untuk

selanjutnya dimasukkan ke dalam reaktor STDP (Selective Toluene

Disproportionation) dalam hal ini toluene dalam fase uap untuk menghasilkan

xylene dan produk benzene. H2 dipisahkan dalam separator tekanan tinggi

kemudian direcycle balik ke reaktor sebagai hidrogen make-up. Toluene yang

tidak bereaksi direcycle ke reaktor.

Dari beberapa proses diatas, keuntungan proses disproporsionasi toluene

adalah :

1. Reaksi disproporsionasi toluene tidak mempunyai reaksi samping

sedangkan reaksi alkilasi toluene mempunyai reaksi samping yang

cukup banyak (hingga 3 reaksi samping).

2. Reaksi disproporsionasi toluene mempunyai produk samping benzene

yang cukup besar, namun dalam hal ini benzene dapat diolah untuk

dijual.

BAB I Pendahuluan


17

1.4.2 Kegunaan Produk

A. Produk Utama : Paraxylene

Kegunaan utama dari komersial paraxylene adalah sebagai solvent dalam

industri kimia dan campuran bensin. Paraxylene juga digunakan sebagai bahan

mentah dari beberapa produk intermediete seperti xylidines, pthalic anhidrid,

terepthalic acid dan isopthalic acid. Ethylbenzene jarang dihasilkan dari komersial

xylene tapi dari alkilasi benzene, yang merupakan bahan mentah styrene yang

dapat dipolimerisasikan menjadi polystyrene dan dikopolimerisasi dengan

butadiene menjadi karet GR-S. Dalam penggunaan di bidang kimia o-xylene

banyak digunakan dalam oksidasi pthalic anhidrid. Metaxylene banyak dikonversi

dengan oksidasi menjadi isopthalic acid, tapi kebanyakan digunakan untuk nitrasi

pada xylidine.

Konsentrasi H2SO4 dingin yang direaksikan dengan xylene akan

membentuk asam xylene sulfonat, sebagai bahan antara (intermediet) lalu dengan

pembakaran kaustik akan terbentuk xylenols. Campuran eutetik terdiri dari 87,1%

m-xylene dan 12,9 % p-xylene dapat disulfonasi secara parsial dengan 95% asam

sulfat dan dinetralkan dengan lime akan mengendapkan kalsium sulfat dan

meninggalkan kalsium sulfat dalam larutan. Lapisan hidrokarbon yang tidak

tersulfonasi yang banyak mengandung m-ylene didinginkan untuk mendapatkan

kristal murni p-ylene sedangkan kandungan m-xylene bisa mencapai 87,1%

Dalam refinary petroleum, xylene digunakan sebagai campuran bensin

(bahan bakar kendaraan bermotor) karena mempunyai harga anti ketukan yang

BAB I Pendahuluan


18

tinggi. Sebagai bahan campuran bensin, xylene dipekatkan menjadi 75% dan

dapat digunakan dalam grade industri.

Harga anti ketukan dari keempat isomer sangat tinggi, tapi ada perbedaan

yang cukup mencolok antara isomer itu bila ada secara tunggal. Paraxylene

mempunyai harga tertinggi dari ketiga isomernya dan o-xylene mempunyai harga

yang terendah.

Di dalam industri paraxylene mempunyai banyak kesamaan penggunaan

dengan toluene yang digunakan sebagi solvent dalam penguapan. Paraxylene juga

digunakan sebagai bahan pembersih kering untuk spotting, operasi setelah

penggunaan solvent Stoddard. Fungisida dan insektisida seperti toxaphene,

hexachlorobenzene, dilarutkan dalam paraxylene untuk mengkonsentrasikan

larutan dengan tujuan pembentukan emulsi.

Seperti toluene, paraxylene juga digunakan sebagai pelindung lapisan,

sebagai pelarut dalam resin. Yang pelapisan dengan menggunakan p-xylene yaitu

penyikatan enamel, pengecatan untuk kapal, pelapisan alat-alat kapal, campuran

cat, pelapisan kertas, pelapisan tekstil, bahan tahan api, bahan tahan air. Tipe resin

yang biasanya dilarutkan dalam paraxylene adalah resin alam, alkid, phenol

murni, vinyl, polystearine, resin akrilik, resin maleic, ester untuk permen karet,

resin coumarone-indene yang berasal dari urea dan fenol formaldehide atau

melamine. Paraxylene digunakan sebagai ekstender pada karet sintesis serta

digunakan dalam pencetakan berwarna fotografi, tinta logam lithografi, untuk

pencetakan sutera dan minyak kain.

BAB I Pendahuluan


19

Adapun gambaran proses pemakaian paraxylene dalam berbagai macam

industri tercantum dalam Tabel 1.3

Tabel 1.3. Penggunaan Paraxylene dalam Industri

No Jenis Penggunaan Proses Pemakaian

1 PTA Bahan baku produk intermediate PTA

2 Solvent penguapan Ditambahkan pada zat yang akan diuapkan sehingga prosesnya

lebih cepat

3 Xylidine Nitrasi senyawa xylene menjadi nitroxylene dan diubah menjadi

xylidine

4 Serat Sintesis Dacron Paraxylene dioksidasi dicampur metanol dan ethyl glycol

5 Petroleum Komponen aviasi dan sebagai campuran bensin dengan harga

antiknoc tinggi

6 Emulsifier dari fungisida

dan insektisida

Pelarutan toxaphene, hexachlorobenzene

7 Solvent resin Pelarut resin alam, phenol murni, vinyl, styrene, resin aklirik, resin

maleic, karet, melamine, fenol, fenol formaldehide

8 Pewarna Digunakan untuk fotographi, lithographi, cetak sutera, batik, dll

9 Perekat Dicampur dengan karet sintesis, neoprena, perbunan.

10 Hidrotoping agent Reaksi sulfonasi untuk pembedaan kelarutan pada pemisahan

isomer

11 Bahan penggosok Penghilang spotting untuk pengeringan kering

12 Xylenols Sulfonasi yang dilanjutkan dengan desulfonasi sebagai bahan

pembakaran kaustik.

B. Produk Samping : Benzene

Benzene banyak digunakan dalam industri sebagai :

» Bahan pelarut dalam keperluan operasi ekstraksi dan distilasi

» Bahan baku untuk pembuatan senyawa kimia organik lain atau intermediate

dari produk – produk komersial, misalnya : styrene, cumene cyclohexane, alkyl

benzene, deterjen alkylate, nitrobenzene, dan chlorobenzene.

BAB I Pendahuluan


20

1.5 SIFAT FISIS DAN KIMIA

1.5.1 Bahan Baku

A. Toluene

Sifat-Sifat Fisis :

● Berat molekul : 92,141 gr/mol

● Fasa pada T,P kamar : cair

Titik didih ( P=1 atm) : 110,625C

Titik beku ( P=1 atm) : 0,046633C

Densitas ( 20C) : 0,867gr/ml

Indeks bias (20 0C) : 1,4449693

Temperature kritis : 320,8C

Tekanan kritis : 41,6 atm

Volume kritis : 0,131 l/mol

∆H0c (25 0C dan P konstan)

gas : -943,58 kcal/mol

liquid : -934,50 kcal/mol

∆H0v( 25C) : 6,670 kcal/mol

Panas pembentukan, ∆H0f (25 0C)

gas : 11,95 kcal/mol

liquid : 2,867 kcal/mol

Entropy, ∆S gas : 76,42 kJ/0K

liquid : 52,48 kJ/0K

● ∆G0f (25 0C) gas : 29,228 kcal/mol


BAB I Pendahuluan


21

Sifat-Sifat Kimia :

Toluene merupakan derivat dari benzene, yang mempunyai sifat-sifat kimia :

1. Jika gas chlor dialirkan ke dalam toluene yang mendidih dengan bantuan

sinar UV maka atom H pada gugus methylnya akan digantikan oleh atom

Cl.

C H 3

+ C l2

C H 2 C l

+ H C lS in a r U V

2. Jika gas chlor dialirkan pada suhu kamar dengan bantuan katalisator besi,

maka atom hydrogen dalam siklus akan digantikan oleh atom Cl.

H C l

C H 3

+ C l2

C H 3

+C l

K a t : F e

3. Jika direaksikan dengan asam nitrat dan asam sulfat akan terbentuk

nitrotoluene.

C H 3

+ H N O 3

C H 3

+ H 2 ON O 2

4. Pada reaksi oksidasi dengan oksigen serta dengan bantuan katalis bromin,

cobalt,.dan mangan menghasilkan asam benzoat.

BAB I Pendahuluan


22

B. Hidrogen

Sifat-Sifat Fisis :

● Fasa pada T dan P kamar : gas


● Titik didih ( P =1 atm) : -252,7 C

● Titik leleh : -259,1 0C

Density ( 25C ) : 0,0352 gr/ml

Temperature kritis : -239,9 0C

Tekanan kritis : 12,83 atm

Viskositas ( 25C) : 0,013 cp

● Spesifc heat : 19,7 gr/mol 0K

Sifat – Sifat Kimia :

1. Reaksi hidrogen dengan halogen membentuk asam hidrohalogenida.

H2 + X2 → 2 HX

2. Reaksi antara hidrogen dengan oksigen membentuk air.

H2 + ½ O2 → H2O

3. Reaksi antara hidrogen dengan karbon membentuk metana.

2H2 + C → CH4

4. Reaksi antara hidrogen dengan nitrogen membentuk amoniak.

3H2 + N2 → 2NH3

5. Reaksi antara hidrogen dengan logam membentuk logam hibrida.

H2 + N → NH2

6. Reaksi antara hidrogen dengan oksida logam membentuk logam dan air.

H2 + MO → M + H2O

7. Reaksi hidrogenasi ikatan tak jenuh

R-CH=CH-R + H2 → R-CH2-CH2-R

BAB I Pendahuluan


23

1.5.2 Produk

A. Paraxylene (Produk Utama)

Sifat-Sifat Fisis :

● Fasa (T dan P kamar) : cair

Berat molekul : 106,167 gr/mol

Densitas ( 20C ) : 0,861 gr/ml

Titik didih ( P = 1 atm) : 138,36C

Titik beku ( P = 1 atm) : 13,26C

Refraktive index, 20C : 1,0653

Tegangan permukaan (20 0C) : 28,31dyne/cm

Dielectric constant ( 25C ) : 2,27

Temperature kritis : 3433,05C

Tekanan kritis : 34 atm

Heat of fusion : 4,090 kcal/mol

∆H0 f (25 0C) : – 5,838 kcal/mol

∆HV ( pada titik didihnya ) : 81,20 cal/mol

Entropy (25 0C) : 59,12 cal/mol

Tabel 1.4. Data Fisik C8 Aromatis

SIFAT FISIK O-XYLENE M-XYLENE P-XYLENE ETIL BENZENE

Titik beku, C -25,17 -47,85 13,26 -94,975Titik didih, C 142,43 139,12 138, 36 136,186Densitas, gr/ml

0 C20 C40 C

0,89690,88020,8634

0,88110,86420,8470

padatan0,86100,8437

0,88450,86700,8495

Panas jenis, kalC 0,411 0,387 0,397 0,409Flash point, C 34,4 30,6 30,0 27,8Konstanta dielektrik (20C) 2,26 2,24 2,23 2,24Viskositas, cp

0 C20 C40 C

1,1080,8090,625

0,8080,6170,492

padatan0,6440,508

0,8950,6780,535

Tegangan permukaan, dyne/cm, (20 C) 30,03 28,63 28,31 29,04

Sumber : “Kirk and Othmer“

BAB I Pendahuluan


24

Tabel 1.5. Thermodinamika C8 Aromatis

SIFAT O-XYLENE M-XYLENE P-XYLENE ETIL BENZENE

Temperetur kritis, C 359,0 346,0 345,0 346,4Tekanan kritis, atm 36 35 34 37Densitas kritis, gr/ml 0,28 0,27 0,29 0,29Hv pada titik didih, cal/gr 82,9 82,0 81,2 81,0H0f298, kcal/mol gas liquid

-5,8414,54

-6,0754,12

-5,8384,29

-2,9777,12

S298, kcal/mol 58,91 60,27 59,12 60,99G0

298, kcal/mol gas liquid

26,3729,177

25,3728,405

26,3128,952

28,6131,208

H0C 298 ( tekanan tetap)

kcal/mol gas liquid

-1098,54-1088,16

-1098,12-1087,92

-1098,29-1088,16

-1101,13-1091,03

Hfusion, kcal/mol 3,250 2,765 4,090 2,190

Sumber : “Kirk and Othmer“

Sifat-Sifat Kimia :

Xylene disini terdapat 3 isomer yang mempunyai sifat – sifat kimia sebagai

berikut :

1. Mengalami reaksi oksidasi :

CH3

CH3+ O2

COOH

COOH

o-xylene asam pthalat

CH3

CH3

+ O2

COOH

COOH

m-xylene asam isopthalatCH3

CH3

+ O2

COOH

COOH

p-xylene asam terepthalat

BAB I Pendahuluan


25

2. Mengalami reaksi isomerisasi :

C H 3

C H 3

C H 3

C H 3

C H 3

C H 3

A C I D A C I D

o-xylene m-xylene p-xylene

Susunan/komposisi ketiga isomer di atas dalam kesetimbangan dipengaruhi oleh

suhu reaksi, jenis katalis, % konversi toluene, WHSV (Weight Hourly Space

Velocity) dan sebagainya.

3. Sulfonasi dan Desulfonasi

Paraxylene paling suli bereaksi dalam sulfonasi dibandingkan dengan

isomer-isomer lainnya karena karakteristik sifat ini, maka dapat digunakan

untuk pemisahannya dengan isomer lainnya. Sodium xylene sulfonat banyak

digunakan untuk pemisahan kelarutan / hidrotoping agent.

B. Benzene (Produk Samping)

Sifat – Sifat Fisis :

● Rumus molekul : C6H6


● Kenampakan : jernih

● Fasa (pada T, P kamar) : cair

● Density (20 0C) : 0,879 gr/ml

● Titik beku : 5,5 0C

● Titik didih : 80,1 0C

● ΔHfusion : 30,1 cal/mol

● ΔH0C 298 gas : -789,08 kcal/mol

liquid : -780,98 kcal/mol

● ΔH0f 298 gas : 19,82 kcal/mol


BAB I Pendahuluan


26

● ΔG0f 298 gas : 30,989 kcal/mol


● Temperatur kritis : 288,5 0C

● Tekanan kritis : 47,7 atm

Sifat – Sifat Kimia :

1. Substitusi

Dalam kondisi yang sesuai, satu atau lebih atom hidrogen pada benzene

dapat digantikan dengan atom halogen atau pun gugus nitro, sulfonat dan

lainnya.

2. Oksidasi

Benzene dapat dioksidasi menjadi produk – produk yang berlainan.

Dengan katalisator seperti permanganat atau asam kromat, benzene

teroksidasi menjadi air dan CO2.

3. Reduksi

Benzene dapat direduksi menjadi sikloheksana. Pada suhu kamar, benzene

dapat dihidrogenasi dengan katalisator nikel, kecepatan hidrogenasi akan

menjadi tiga kali lipat dengan kenaikan suhu dari 20 0C hingga 50 0C.

4. Pirolisa

Jika benzene dilewatkan melalui red hot iron tube atau dalam temperatur

tinggi akan menghasilkan senyawa diphenyl dengan katalisator vanadium.

Pada temperatur diatas 750 0C benzene akan terdekomposisi menjadi

carbon dan hidrogen.

5. Halogenasi

Produk substitusi atau adisi diperoleh dengan halaogenasi benzene.

Direaksikan dengan Br2 dan Cl2 diperoleh benzene klorida dan benzene

bromida dengan katalis FeCl3. Klorobenzene diperoleh dengan

mereaksikan pada suhu 30 – 50 0C dengan katalis molibdenum klorida.

BAB I Pendahuluan


27

6. Nitrasi

Benzene dengan asam sulfat dan asam nitrat pada suhu 50 – 75 0C

menjadi mono derivat degnan yield mencapai 98 %. Bila benzene

direaksikan dengan campuran asam nitrat dan mercury palmiat diperoleh

nitrophenol.

7. Alkilasi

Alkilasi benzene seperti etil benzene dan cumene diproduksi secara

komersial dengan mereaksikan benzene dengan etilen atau propilen baik

dalam fasa uap maupun cair. Katalisator yang digunakan adalah AlCl3,

BF3, zeolite.

1.6 TINJAUAN PROSES SECARA UMUM

Proses pembentukan paraxylene melalui reaksi disproporsionasi toluene

pada prinsipnya yaitu proses pemindahan gugus metil dari molekul toluene yang

satu ke molekul toluene yang lain. Molekul toluene yang kehilangan gugus

metilnya akan menjadi benzene sedangkan molekul toluene lain yang menerima

gugus metil akan membentuk xylene.

Dengan kata lain dalam reaksi ini, 2 mol toluene akan pecah membentuk

1 mol benzene dan 1 mol xylene. Reaksi yang terjadi sebagai berikut :

CH3

+

CH3

CH3

2

TOLUENE BENZENE XYLENE

Secara teoritis campuran yang terjadi adalah equimolar : 50% benzene dan

50% xylene, namun pada kenyataannya yang diperoleh 37% benzene dan 55%

xylene. (Mc Ketta, hal 257)

BAB I Pendahuluan


28

Xylene yang terbentuk pada reaksi di atas merupakan campuran antara

isomer-isomer xylene (mixed xylene). Paraselectivity adalah jumlah proporsi

paraxylene di dalam total keseluruhan campuran xylene. Kenaikan paraselectivity

di dalam katalis disebabkan karena adanya kontrol difusi secara selektif melalui

pori-pori katalis. Dalam hal ini katalis yang digunakan berupa katalis zeolite

ZSM-5.

Pada proses Disproporsionasi Toluene, bahan baku berupa toluene dan

hidrogen masuk ke dalam reaktor fixed bed multitube katalitik dimana terjadi

reaksi pada fase gas untuk membentuk paraxylene sebagai produk utama dan

benzene sebagai produk samping. Hasil keluaran reaktor didinginkan dengan

menggunakan heat exchanger dan produk berupa campuran gas-cair dipisahkan di

dalam separator. Gas hidrogen sebagai hasil atas direcyle kembali ke dalam

reaktor bersama-sama dengan hidrogen make-up dan sebagian hidrogen dipurging

untuk menghindari akumulasi yang tidak diinginkan. Produk cairannya sebagai

hasil bawah dikirim ke menara distilasi dan kristalizer untuk proses pemisahan

paraxylene dari campurannya.

BAB IV Unit Pendukung Proses Dan Laboratorium


73

BAB IV

UNIT PENDUKUNG PROSES

DAN LABORATORIUM

4.1 UNIT PENDUKUNG PROSES/UTILITAS

Unit pendukung proses merupakan sarana penunjang kelancaran suatu

proses produksi dalam suatu pabrik. Unit pendukung proses pabrik paraxylene

meliputi :

A. Unit penyediaan dan pengolahan air

Menyediakan air untuk pendingin, umpan boiler, sanitasi dan hydrant.

B. Unit pembangkit steam

Menyediakan steam untuk media pemanas di alat penukar panas heater dan

boiler

C. Unit pembangkit listrik

Menyediakan listrik untuk tenaga penggerak peralatan proses, pendingin

ruangan maupun penerangan. Listrik ini disuplay dari PLN dan dari

generator set sebagai cadangan bila listrik dari PLN terganggu.

D. Unit pembangkit udara instrumen

E. Unit penyediaan bahan bakar



74

4.1.1 Unit Penyediaan dan Pengolahan Air

Air untuk kebutuhan pabrik diperoleh dari air laut di sekitar pabrik

(Pelabuhan Merak) dan berasal dari air tanah melalui sumur artesis. Air ini

dipergunakan untuk :

1. Air Pendingin

Air digunakan sebagai media pendingin karena :

Air merupakan materi yang dapat diperoleh dalam jumlah besar

Mudah dalam pengaturan dan pengolahannya

Dapat menyerap panas dalam jumlah tinggi tiap satuan volumenya

Tidak mudah menyusut secara berarti dalam batasan tertentu dengan

adanya perubahan temperatur.

Tidak terdekomposisi

Hal-hal yang perlu diperhatikan untuk air pendingin yaitu hardness, besi

dan minyak merupakan penyebab terganggunya film corrosion inhibitor,

menurunkan koefisien perpindahan panas, dan dapat menjadi makanan

mikroba sehingga menimbulkan endapan. Air pendingin digunakan pada

penukar panas cooler, condenser pada kolom distilasi

2. Air Umpan Ketel (Boiler Feed Water)

Pada umumnya air masih mengandung larutan garam-garam dan asam yang

akan merusak material konstruksi dan mengganggu kerja sistem. Beberapa

hal yang perlu diperhatikan dalam penanganan air umpan boiler :



75

Zat-zat yang dapat menyebabkan korosi

Korosi yang terjadi di dalam boiler disebabkan air mengandung larutan-

larutan asam, gas yang terlarut seperti : O2, CO2, H2S dan NH3.O2 dan

CO2 masuk karena adanya aerasi maupun adanya kontak dengan udara

luar.

Zat yang menyebabkan scale forming/pembentukan kerak

Pembentukan kerak disebabkan karena adanya kesadahan dan suhu

tinggi yang biasanya berupa garam-garam karbonat dan silikat.

Zat yang menyebabkan foaming

Air yang diambil kembali dari proses pemanasan bisa menyebabkan

foaming pada boiler karena mengandung zat-zat organik, anorganik dan

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

terjadi pada tingkat alkalinitas yang tinggi.

3. Air Sanitasi

Air sanitasi digunakan untuk keperluan sanitasi yaitu masak, mandi,

mencuci, laboratorium dan lain-lain. Syarat – syarat air sanitasi :

a. Syarat fisik :

Warna jernih

Tidak mempunyai rasa dan tidak berbau

b. Syarat kimia :

Tidak mengandung zat organik maupun anorganik

Tidak beracun



76

c. Syarat biologis :

Tidak mengandung bakteri, terutama bakteri patogen.

4. Air Hydrant

Yaitu air yang digunakan untuk memadamkan kebakaran. Pada umumnya

air ini tidak memerlukan syarat-syarat yang spesifik.

4.1.1.1 Pengolahan Air

Kebutuhan air dalam suatu pabrik diperoleh dari sumber air di sekitar

pabrik yaitu dari air laut dan air tanah yang diolah terlebih dahulu agar memenuhi

syarat untuk digunakan. Pengolahan tersebut meliputi pengolahan secara fisik dan

kimia, penambahan desinfektan maupun penggunaan ion exchanger.

Pengolahan air melalui beberapa tahapan :

a. Penghisapan

Tahap ini menggunakan penghisap yang dilengkapi pompa vakum untuk

mengalirkan air dari laut ke stasiun pemompa air.

b. Penyaringan

Tahap ini menggunakan Coarse and Fine Screen yang berfungsi untuk

menyaring kotoran laut berukuran besar yang terpompa.

c. Pengendapan

Pengendapan dilakukan secara gravitasi dengan menggunakan settling pit

untuk mengendapkan partikel-partikel yang tersuspensi dalam air.



77

d. Koagulasi dan Flokulasi

Koagulasi adalah penambahan coagulant aids lalu dilakukan

pengadukan dengan cepat sehingga terjadi penggumpalan partikel-partikel

koloid yang tidak stabil dan suspended solid yang halus

Flokulasi adalah pengadukan lambat untuk menggumpalkan partikel

yang tidak stabil dan membentuk flok -flok kecil menjadi flok besar sehingga

dapat mengendap secara cepat.

Prosesnya sebagai berikut :

Air dari proses pengendapan (c) dialirkan ke bak penampungan kedua. Pada

bak ini ditambahkan bahan-bahan kimia (koagulan) sehingga akan terbentuk

gumpalan sambil diinjeksikan kalsium hipoklorit atau Cl2 cair. Zat kimia yang

digunakan adalah tawas. Proses koagulasi diikuti dengan proses flokulasi.

Dengan menggunakan clarifier, maka gumpalan-gumpalan yang terbentuk di

blow down dan diperoleh air bersih.

e. Sand Filter

Air yang keluar dari clarifier masih mengandung partikel halus yang dapat

dipisahkan dengan penyaringan. Filter yang digunakan adalah jenis sand filter

dengan menggunakan pasir kasar dan halus. Lalu air yang telah disaring

ditampung ke dalam dua buah tangki, yaitu :

Filtered water storage tank, berfungsi untuk menampung air yang digunakan

untuk keperluan make up air pendingin, air hydrant dan air umpan boiler (BFW).

Portable water storage tank, berfungsi untuk menampung air yang digunakan

untuk keperluan sehari-hari di pabrik dan di perkantoran.



78

Air yang digunakan sebagai air umpan boiler (BFW) harus diproses lebih lanjut,

diantaranya :

Unit Demineralisasi Air

Unit ini berfungsi untuk menghilangkan mineral-mineral yang terkandung

dalam air seperti : Ca2+, Mg2+, K+, Fe2+, Al3+, HCO3-, SO4

2-, Cl- dan lain-lain

dengan bantuan resin. Air yang diperoleh adalah air bebas mineral yang akan

diproses lebih lanjut menjadi air umpan boiler (boiler feed water).

Demineralisasi diperlukan karena air umpan ketel memerlukan syarat-

syarat sebagai berikut :

1. Tidak menimbulkan kerak pada ketel maupun pada tube alat penukar

panas jika steam digunakan sebagai pemanas. Kerak akan mengakibatkan

turunnya efisensi operasi bahkan bisa menyebabkan tidak beroperasi sama

sekali.

2. Bebas dari semua gas-gas yang mengakibatkan terjadinya korosi terutama

gas O2 dan gas CO2

Air dari filtered water storage tank diumpankan ke carbon filter yang

berfungsi untuk menghilangkan gas klorin, warna, bau serta zat-zat organik

lainnya. Air yang keluar dari carbon filter diharapkan mempunyai pH sekitar

7,0-7,5. Selanjutnya air tersebut diumpankan ke dalam cation exchanger yang

berfungsi menukar ion-ion positif/kation ( Ca2+, Mg2+, K+, Fe2+, Mn2+, Al3+ ) yang

ada di dalam air umpan. Alat ini sering disebut softener yang mengandung resin

jenis Strong Acid Cation Resin (SACR) dimana kation-kation dalam umpan akan

ditukar dengan ion H+ yang ada pada SACR.



79

Akibat tertukarnya ion H+ dari resin kation-kation yang ada dalam air

umpan, maka air keluaran cation exchanger mempunyai pH rendah (3,7) dan Free

Mineral Acid (FMA) yaitu CaCO3 sekitar 12 ppm. FMA merupakan salah satu

parameter untuk mengukur tingkat kejenuhan resin (exhausted resin). Pada

operasi normal FMA stabil sekitar 12 ppm, apabila FMA turun berarti resin telah

jenuh sehingga perlu diregenerasi menggunakan larutan H2SO4 dengan

konsentrasi 4%.

Air keluaran cation exchanger kemudian diumpankan ke dalam anion

exchanger yang berfungsi sebagai alat penukar anion-anion ( HCO3-, SO4

2+, Cl-,

NO3-, dan CO3

- ) yang terdapat di dalam air umpan. Di dalam anion exchanger

mengandung resin jenis Strong Base Anion Resin (SBAR) dimana anion-anion

dalam air umpan ditukar dengan ion OH- yang berasal dari SBAR. Dengan

menukar anion-anion dari umpan tersebut, maka ion H+ dari asam-asam yang

terkandung di dalam umpan exchanger menjadi bebas kemudian berikatan dengan

OH- yang lepas dari resin mengakibatkan terjadinya netralisasi sehingga pH air

keluar anion exchanger kembali normal dan ada penambahan konsentrasi OH-

sehingga pH akan cenderung basa.

Batasan yang diijinkan pH (8,8 – 9,1), kandungan Na+ = 0,08 – 2,5 ppm dan

0,01 ppm. Kandungan silika pada air keluaran anion exchanger merupakan

kriteria sebagai titik tolak bahwa resin telah jenuh (12 ppm). Resin diregenerasi

menggunakan larutan NaOH 4%. Air keluaran unit cation dan anion exchanger

ditampung dalam demineralizer water storage sebagai penyimpan sementara

sebelum diproses lebih lanjut di unit deaerator.



80

Unit Polisher

Hampir sebagian hasil kondensasi steam (80%) yang digunakan pada alat-

alat proses dan pembangkit tenaga dikembalikan untuk digunakan kembali

sebagai air umpan boiler (condensate return system). Kondensat ini biasanya akan

membawa produk-produk korosi sepanjang perpipaan. Hal ini dimungkinkan

karena masih terdapatnya kontaminan-kontaminan yang terdapat dalam steam

kondesat maupun kemungkinan adanya kebocoran di dalam sistem air pendingin.

Kontaminan dalam steam kondensat menyebabkan korosi meningkat maka

kondensat ini perlu diolah sebelum digunakan sebagai umpan boiler di unit

polisher untuk mengurangi/mengambil ion-ion produk yang terbawa ke dalam

kondensat.

Produk korosi sebagian besar berupa ion-ion besi (Fe) dan tembaga (Cu)

maka yang digunakan untuk menukar ion-ion Fe dan Cu hardness ( Ca, Mg ) yang

terlarut. Apabila resin telah jenuh maka diregenerasi menggunakan NaCl.

Proses regenerasi resin polisher mempunyai pengaruh yang sangat penting

terhadap kualitas air yang akan diolah khususnya adanya siklus sodium. Air yang

keluar dari unit polisher selanjutnya dikirim bersama air dari unit demineralisasi

untuk diolah di unit deaerator.



81

Unit Dearator

Air yang sudah diolah di unit polisher dan demineralisasi masih

mengandung gas-gas terlarut terutama O2 dan CO2. Gas-gas tersebut dihilangkan

dari air di unit deaerator karena dapat menyebabkan terjadinya korosi. Pada unit

deaerator kadarnya diturunkan sampai kurang dari 5 ppm.

Proses pengurangan gas-gas dalam unit deaerator dilakukan secara

mekanis dan kimiawi. Proses mekanis dilakukan dengan cara mengontakkan air

umpan boiler dengan uap tekanan rendah (stripping gas) mengakibatkan sebagian

besar gas terlarut dalam air umpam terlepas dan dikeluarkan ke atmosfer.

Selanjutnya dilakukan proses kimiawi dengan penambahan bahan kimia

dioxoaromatic yang mengandung senyawa hydrokuinone, reaksi sebagai berikut :

2C6H4(OH)2 + O2 2 C6H4O2 + 2 H2O

Setelah dilakukan injeksi, kandungan oksigen akan mencapai kurang dari 10 ppb.

Untuk mengolah CO2 diinjeksikan neutralizing amine yang akan menetralisir

pembentukan CO2 dan akan menaikkan pH kondensat sekitar 8,5 – 9,5 dengan

reaksi :

R-NH2 + H2O R-NH3+ + OH-

R-NH3 + + OH- + H2CO3 R-NH3

+ + HCO3- + H2O

Dengan adanya ion OH- maka air umpan boiler tetap terjaga pada kondisi

yang diinginkan selain itu larutan amine berfungsi untuk membentuk lapisan film

di dalam pipa sehingga menghindari timbulnya korosi.

Keluar dari aerator ke dalam air umpan boiler diinjeksikan larutan phospat

(Na3PO4.H2O) untuk mencegah terbentuknya kerak silika dan kalsium pada steam



82

drum dan boiler. Sebelum diumpankan ke boiler, air terlebih dahulu diberi

dispersant.

Unit Air Pendingin

Unit air pendingin yang digunakan dalam proses sehari-hari berasal dari

air pendingin yang telah digunakan dalam pabrik yang kemudian didinginkan

dalam cooling tower. Kehilangan air karena penguapan, terbawa udara atau pun

dilakukannya blow down di cooling tower diganti dengan air yang disediakan di

filtered water storage.

Air pendingin harus mempunyai sifat-sifat yang tidak korosif, tidak

menimbulkan kerak dan tidak mengandung mikroorganisme yang bisa

menimbulkan lumut. Untuk mengatasi hal ini maka ke dalam air pendingin

diinjeksikan bahan-bahan kimia sebagai berikut :

Phospat, berguna untuk mencegah timbulnya kerak

Chlorine, berguna untuk membunuh mikroorganisme

Zat dipersant untuk mencegah terjadinya penggumpalan

Skema unit pengolahan air dapat dilihat pada gambar 4.1



83

Air Laut Air Tanah

Filtrasi

Injeksi :- Klorin cair- Kaporit

Tanki Penyimpan

Koagulasi & Flokulasi

Clarifier

Sand Filter

Injeksi :- Tawas- Alum

Portable WaterStorage Tank

Filtered WaterStorage Tank

Tanki ChlorinatorInjeksi :- Klorin cair- Kaporit

Carbon FilterCarbon Aktif

Tanki Air Sanitasi

Mengikat gasCl2, warna,bau, bahan2organik

Tanki ChlorinatorInjeksi :- Klorin cair- Kaporit

Carbon FilterCarbon Aktif

Cation Exchanger

Anion Exchanger

DemineralizerWater Storage

SACR (Resin)

SABR (Resin)

Kondensat

Tanki Kondensat

Tanki Polisher

Tanki Deaerator

Injeksi :1. Lart. Phospat2. Zat Dispersant

Air Umpan Boiler(BFW)

Air Pendingin

Blow-down:sampah

Blow-down:Flok-flok lumpur

Blow-down:partikel2 halus

Gambar 4.1 Blok Diagram Pengolahan Air



84

4.1.2 Kebutuhan Air

Kebutuhan total air pada pabrik paraxylene berdasarkan pada perhitungan.

Kebutuhan air untuk pendingin dapat dilihat pada tabel berikut :

1. Kebutuhan air untuk pendingin

Tabel 4.1 Kebutuhan air pendingin

No Kode Alat Nama Alat Kebutuhan (kg/jam)1. I-C01 Intercooler 291.785,43032. I-C02 Intercooler 125.262,86193. I-C03 Intercooler 6.403,66224. CD-01 Kondensor 312.618,01915. CD-02 Kondensor 2.342.766,46106. CD-03 Kondensor 1.811.894,87567. HE-02 Heat Exchanger 367.339,0854

Total 5.258.070,3949

Jadi kebutuhan total air untuk pendingin = 5.258.070,3949 kg/jam= 5.258.070,3949 m3/jam= 126.193.689,4780 m3/hari

Diperkirakan air yang hilang sebesar 20 % (Severn hal 140) sehingga kebutuhan

make- up air untuk pendingin :

Make- up yang ditambahkan = 0,2 x 126.193.689,4780 m3/hari

= 25.238.737,8956 m3/hari

2. Kebutuhan air sebagai pemanas

Kebutuhan air sebagai pemanas dapat dilihat pada tabel berikut :

Tabel 4.2 Kebutuhan air sebagai pemanas melter

No Kode Alat Nama Alat Kebutuhan (kg/jam)1 M-01 Melter 10758,356

Total 10758,356

Total kebutuhan air sebagai pemanas = 10758,356 kg/jam

= 258.200,544 m3/hari



85

Diperkirakan air yang hilang sebesar 20 % (Severn hal 140) sehingga kebutuhan

make-up air:

Make-up air yang ditambahkan = 0,2 x 258.200,544 m3/hari

= 51.640,1082 m3/hari

3. Kebutuhan air untuk sanitasi

a. Air untuk karyawan sebanyak 189 karyawan dan untuk setiap karyawan

diperlukan air sebanyak 40 lt /hari.

= 189 x 40 lt/hari = 7560 lt/hari = 7,56 m3/hari

b. Air untuk perumahan

Perumahan karyawan pabrik sebanyak 30 rumah, masing-masing dihuni

sekitar 4 orang dan kebutuhan air untuk perumahan diperkirakan sebesar

250 lt/orang/hari.

Maka kebutuhan air untuk perumahan = 250 x 4 x 30

= 30.000 lt/hari = 30 m3/hari

c. Air untuk laboratorium = 2500 lt/hari = 2,5 m3/hari

d. Air untuk kebersihan, tanaman dan lain-lain diperkirakan sebesar :

10000 lt / hari = 10 m3/hari.

Total kebutuhan air sanitasi = 50,06 m3/hari

Total air bersih yang disuplai :

= make up air pendingin + make up air melter + air sanitasi

= 25.290.428,06 m3/hari.

Kehilangan akibat kebocoran diperkirakan 5% sehingga suplai air dari sumber air:

= 1,05 x 25.290.428,06 m3/hari = 26.554.949,46 m3/hari



86

4.1.2 Unit Penyediaan Steam

4.1.2.1 Kebutuhan Steam

Steam digunakan sebagai media pemanas pada alat penukar panas seperti

vaporizer dan heat exchanger. Steam yang digunakan adalah steam jenuh

(saturated steam) pada suhu 533,15 K, tekanan 46,3 atm dengan = 1661,5 kJ/kg.

Total kebutuhan steam sebesar 203.288,3818 kg/jam. Untuk menjaga

kemungkinan kebocoran pada saat distribusi jumlah steam dilebihkan sebanyak

10%.

Jadi jumlah steam yang dibutuhkan (ms) = 223.617,22 kg/jam = 492.991,6 lb/jam

4.1.2.2 Perhitungan Kapasitas Boiler

Jumlah saturated steam yang dibutuhkan = 492.991,6 lb/jam

Blow down = 10% dari steam yang dihasilkan

= 0,1 x 492.991,6 = 49.299,16 lb/jam

Umpan air masuk boiler = blow down + steam yang dihasilkan

= 492.991,6 + 49.299,16 = 542.290,76 lb/jam

Kondensat yang kembali = 90% dari steam yang dihasilkan

= 0,9 x 492.991,6 = 443.692,44 lb/jam

Kondensat yang hilang = steam yang dihasilkan – kondensat kembali

= 492.991,6 – 443.692,44 = 49.299,16 lb/jam

Make up air untuk boiler = kondensat yang hilang + blow down

=49.299,16 + 49.299,16 = 98.598,32lb/jam

Make up air pada suhu 30oC dan kondensat kembali pada suhu 228,5oC



87

).λm(mCp.dTmQ kondm.uair

533,15

303

m.uair

lb/kg)20462kj/Btu)(2,(1,055

kj/kg))kg)(1661,5443.692,44(98.598,32

lb/kg),20462kg/kmol)(2kj/Btu)(18(1,055

kj/kmol)817)kg)(7.838,(98.598,32

= 405.849.424 Btu/jam

Efisiensi boiler 85% jadi panas yang diperlukan untuk pembentukan steam

Btu/jam5,910.469.4770,85

4405.849.42Q

4.1.2.3 Menentukan Luas Penampang Perpindahan Panas

Dari Severn hal 140 konversi panas menjadi daya adalah :

,5)(970,3)(34

QHp

Hp3284,263.14,5)(970,3)(34

0,5477.469.91

Dari Severn hal 126 ditentukan luas bidang pemanasan adalah 10 ft2/Hp sehingga

total heating surface :

A = 10 ft2/Hp x 14.263,3284 Hp

= 142.633,2841 ft2

4.1.2.4 Perhtungan Kebutuhan Bahan Bakar

Bahan bakar yang digunakan adalah fuel oil no 2

Net Heating Value (NHV) fuel oil no.2 (solar) = 139.600 Btu/gal

= 557.506,1412 kj/dm3



88

= 54,26 lb/ft3

Kebutuhan bahan bakar :

Eb x η

Qms

2178,292139.600 x 0,75

7,8432122.168.07dm

/jamm292178,0bakarbahan volume 3

Kebutuhan per bulan = 0,292178 m3/jam x 24 jam/hari x 30 hari/bulan

= 210,36816 m3/bulan

4.1.2.5 Spesifikasi Boiler

Tipe : Water tube boiler

Jumlah : 1 buah

Heating surface : 145.000 ft2

Bahan bakar : fuel oil no.2 (solar)

Rate bahan bakar : 10,31817 ft3/jam

4.1.3 Unit Penyedia Dow Term

Dow Term A digunakan sebagai media Pendingin pada reaktor.

Kebutuhan Dow Term A = 1.302.908,763 kg

Diperkirakan kehilangan akibat kebocoran selama sirkulasi sebesar :

= 0,001 x 1.302.908,763 kg/jam

= 1302,909 kg/jam

Jadi perlu disediakan make-up Dow Term sebesar 1302,909 kg tiap jam.



89

4.1.4 Unit Penyedia Ammonia

Digunakan untuk krisatalizer dari neraca panas kebutuhan diperoleh hasil sebesar

3271,9897 kg

Diperkirakan kehilangan akibat kebocoran selama sirkulasi sebesar :

= 0,001 x 3271,9897 kg/jam

= 3,272 kg/jam

Jadi perlu disediakan make up sebesar 3,272 kg tiap jam.

4.1.4 Unit Pengadaan Tenaga Listrik

Kebutuhan tenaga listrik suatu industri dapat diperoleh dari :

- Suplai dari Pembangkit Listrik Negara (PLN)

- Pembangkit tenaga listrik sendiri (generator set)

Generator yang digunakan adalah generator arus bolak-balik dengan

pertimbangan :

- Tenaga listrik yang dihasilkan cukup besar

- Tegangan dapat dinaikkan atau diturunkan sesuai dengan kebutuhan

dengan menggunakan transformator.

Generator AC yang digunakan jenis generator AC, 3 phase yang mempunyai

keuntungan :

- Tenaga listrik stabil

- Daya kerja lebih besar

- Kawat penghantar yang digunakan lebih sedikit

- Motor 3 phase harganya relatif murah dan sederhana.



90

Kebutuhan listrik untuk pabrik meliputi :

1. Listrik untuk keperluan proses dan pengolahan air

2. Listrik untuk penerangan dan AC.

3. Listrik untuk laboratorium dan instrumentasi.

4.1.4.1 Kebutuhan Listrik untuk Peralatan Proses dan Pengolahan Air

Keperluan listrik untuk peralatan proses dan keperluan pengolahan air dapat

dilihat pada tabel 4.3

Tabel.4.3. Kebutuhan listrik untuk proses

No Kode Nama Alat Jumlah HP Total1 C-01 Kompresor 1 8 82 C-02 Kompresor 1 8 83 C-03 Kompresor 1 8 83 C-04 Kompresor 1 12 124 P-01 Pompa 1 5 55 P-02 Pompa 1 21 216 P-03 Pompa 1 21 217 P-04 Pompa 1 26 268 P-05 Pompa 1 26 269 P-06 Pompa 1 4 410 P-07 Pompa 1 4 411 P-08 Pompa 1 4 412 P-09 Pompa 1 4 413 P-10 Pompa 1 2 414 P-11 Pompa 1 2 215 P-12 Pompa 1 2 216 E-01 Expander 1 -11 -11

Total 144

Kebutuhan listrik untuk keperluan proses = 144 Hp

Maka total power yang dibutuhkan = 144 Hp x 0,7457 kW / Hp

= 107,381 kW



91

Tabel 4.4. Kebutuhan listrik untuk pengolahan air

No Kode Nama Alat Jumlah HP Total1 P-1 Pompa raw water 2 5 102 P-2 Pompa dari bak pengendap ke tangki filtrasi 2 1 23 P-3 Pompa dari tangki filtrasi ke tangki air bersih 2 1 24 P-4 Pompa air lunak 2 1 25 P-5 Pompa umpan air boiler 2 1 26 P-6 Pompa klorinator 2 1 27 P-7 Pompa bahan bakar 2 1 28 P-8 Pompa air cooling water 2 2 49 P-9 Pompa kondesat 2 1 2

10 P-10 Fan di cooling tower 1 12 12Total 40

Kebutuhan listrik untuk pengolahan air = 40 Hp

Maka total power yang dibutuhkan = 40 Hp x 0,7457 kW / Hp

= 29,828 kW

Jadi total kebutuhan listrik untuk proses dan pengolahan air = 131,2432 kW



92

4.1.4.2 Kebutuhan Listrik untuk Penerangan dan AC

Besarnya tenaga listrik yang dibutuhkan untuk keperluan proses dipakai standar

yang terdapat dalam buku Perry edisi 3 hal 1758.

Tabel 4.5. Konsumsi listrik untuk penerangan

No Area Luas Cd,ft Lumen

1 Pos Keamanan 50 20 10.760,910

2 Jalan taman, saluran * 5000 10 538.195,500

3 Kantor administrasi 1500 30 484.376,100

4 Laboratorium 600 30 129.166,920

5 Poliklinik 200 15 32.291,730

6 Masjid 400 15 64.583,460

7 Kantin 300 10 32.291,730

8 Pemadam kebakaran* 500 15 80.729,325

9 Bengkel 1000 20 215.278,200

10 Packaging dan Gudang 2000 10 215.278,200

11 Daerah Proses* 10000 30 3.229.173,000

12 Perluasan Pabrik* 12500 10 1.345.489,000

13 Utilitas* 2500 20 538.195,600

14 Unit Pengolahan Limbah* 750 10 80.729,330

15 Parkir* 1800 10 215.278,200

16 Perpustakaan 100 15 16.145,865

17 Power Plant* 200 10 21.527,820

18 Aula 200 5 10.763,910

16 Area Penyediaan Bahan Bakar* 400 10 43.055,640

Total 7.303.310,440

Keterangan : (*) area di luar bangunan

Untuk semua area dalam bangunan direncanakan menggunakan lampu TL 40

Watt (dari Perry edisi 3, hal 1758) lumen output tiap lampu instant starting

daylight 40 Watt adalah 1960 lumen.

Jumlah lumen di dalam ruangan = 1.210.937,025 lumen

Maka jumlah lampu yang dibutuhkan =1.210.937,025 / 1960 = 618 buah.



93

Untuk semua area di luar bangunan direncanakan menggunakan lampu

merkuri 250 Watt, lumen output tiap lampu adalah 10000 lumen.

Jumlah lumen di luar ruangan = 6.092.373,415 lumen

Maka jumlah lampu yang dibutuhkan =6.092.373,415 / 10000 = 610 buah

Total daya penerangan = (40 x 618) + (250 x 610)

= 177.220 Watt = 177,22 kW

Listrik untuk AC diperkirakan sebesar 15.000 W = 15 kW

Listrik untuk laboratorium dan instumentasi diperkirakan 100.000 W=100 kW

Jadi total kebutuhan listrik untuk penerangan, proses dan utilitas sebesar :

= 100,0425 + 29,828 + 15 + 100

= 423,4632 kW

Generator

Digunakan generator dengan efisiensi 80%, maka input generator :

= 423,4632 / 0,8 = 529,329 kW

Ditetapkan input generator 1000 kW sehingga untuk keperluan lain masih tersedia

= (1000-529,329) x 0,8 = 376,5368 kW



94

Spesifikasi Generator

- Tipe : AC Generator

- Kapasitas : 1000 kW

- Tegangan : 220/360 V

- Effisiensi : 80%

- Phase : 3

- Jumlah : 1 buah

- Bahan bakar : solar

4.1.5 Unit Pengadaan Bahan Bakar

Untuk menjalankan generator tersebut digunakan bahan bakar :

Jenis bahan bakar : solar

Heating value : 19440 Btu / lb

Efisiensi bahan bakar : 80 %

Specific gravity : 0,8691

solar : 54,26 lb/ft3

Ditetapkan kapasitas input generator = 1000 kW

= 1.000.000 W / 0,29307

= 3.412.154,09 Btu/jam

Kebutuhan solar :

= 3.412.154,09 / (0,8 x 0,8691 x 19.440)

= 252,45 lb/jam = 4,65 ft3/jam

= 3161,91 lt/hari



95

4.1.6 Unit Pengadaan Udara Tekan

Udara Tekan yang digunakan untuk menjalankan sistem instrumentasi di

seluruh area proses dan utilitas, dihasilkan dari kompresor dan didistribusikan

melalui pipa-pipa. Untuk memenuhi kebutuhan digunakan satu buah kompresor.

Kapasitas kompresor adalah 25 m3/menit dan mempunyai tekanan 8 kg/cm2 dan

31 kg/cm2.Udara tekan yang dihasilkan harus bersifat kering, bebas minyak dan

tidak mengandung partikel-partikel lainnya.

4.1.7 Unit Pengolahan Limbah

4.1.7.1 Limbah Cair

Limbah cair yang dihasilkan oleh pabrik Paraxylene antara lain adalah

limbah buangan sanitasi dan air limbah proses, air berminyak dari alat-alat proses

dan air sisa proses.

a. Air buangan sanitasi dan limbah proses

Air buangan sanitasi yang berasal dari seluruh toilet di kawasan pabrik dan air

limbah proses dikumpulkan dan diolah dalam unit stabilisasi dengan

menggunakan lumpur aktif, aerasi dan desinfektan Ca-hypochlorite.

b. Air berminyak dari mesin proses

Air berminyak berasal dari buangan pelumas pada pompa dan alat lain.

Pemisahan dilakukan berdasarkan perbedaan berat jenisnya. Minyak di bagian

atas dialirkan ke penampung minyak dan pengolahannya dengan pembakaran

didalam tungku pembakar, sedangkan air di bagian bawah dialirkan ke

penampungan akhir kemudian dibuang.



96

c. Air sisa proses

Limbah air sisa proses merupakan limbah cair yang dihasilkan dari kegiatan

proses produksi, seperti air sisa regenerasi. Air sisa regenerasi dari unit

penukar ion dan unit demineralisasi dinetralkan dalam kolam penetralan.

Penetralan dilakukan dengan menggunakan larutan H2SO4 jika pH air

buangannya lebih dari 7,0 dan dengan menggunakan larutan NaOH jika

pHnya kurang dari 7,0.

Air yang netral dialirkan ke kolam penampungan akhir bersama-sama dengan

aliran air dari pengolahan yang lain dan blow down dari cooling tower.

4.1.7.2 Limbah Padat

Limbah padat yang dihasilkan adalah katalis yang sudah habis massa

aktifnya. Penanganannya adalah dengan mengemas katalis non aktif tersebut

sedemikian rupa sehingga terhindar dari kebocoran dan kemudian dibuang pada

tempat pembuangan akhir bahan – bahan berbahaya.

4.1.7.3 Limbah Gas

Limbah gas buangan dari proses dikeluarkan dari purging bahan baku H2,

Hal ini tidak memerlukan penanganan khusus karena kandungan H2 tidak

berbahaya terdiri dari bahan inert yang tidak aktif



97

4.2. LABORATORIUM

Tugas pokok laboratorium adalah sebagai pelaksanaan pengamatan

terhadap bahan baku, bahan pembantu, dan produk. Dengan demikian spesifikasi

yang diinginkan dapat terpenuhi sesuai dengan standart kualitas. Tugas

laboratorium yang lain adalah meneliti polusi udara maupun air, serta melakukan

percobaan yang ada kaitannya dengan proses produksi.

4.2.1 Pembagian Kerja

Laboratorium melaksanakan kerja 24 jam sehari dibagi dalam kelompok

kerja shift dan non shift.

4.2.1.1 Kelompok kerja non shift

Kelompok kerja ini mempunyai tugas melakukan analisa khusus yaitu

analisa yang sifatnya tidak rutin dan menyediakan reagen yang diperlukan oleh

laboratorium dalam rangka membantu kelancaran pekerjaan kelompok shift.

Tugas kelompok ini di laboratorium antara lain :

Menyiapkan reagent untuk analisa laboratorium.

Melakukan analisa bahan penyebab polusi lingkungan baik gas maupun

cair.

Melakukan penelitian atau percobaan-percobaan untuk melakukan

kelancaran produksi.



98

4.2.1.2 Kelompok Kerja Shift

Kelompok ini melakukan tugas pemantauan dan analisa-analisa rutin

terhadap proses produksi. Dalam melakukan tugasnya kelompok ini menggunakan

sistem bergilir, yaitu kerja shift selama 24 jam, masing-masing bekerja selama 8

jam, terbagi atas :

Shift 1 : jam 07.00 – 15.00

Shift 2 : jam 15.00 – 23.00

Shift 3 : jam 23.00 – 07.00

Shift 4 : libur

Tugas kelompok ini di laboratorium adalah melakukan analisa atau

pemantauan kualitas terhadap bahan baku dan penolong yang digunakan serta

pemantauan selama proses berlangsung.

Beberapa tugas pokok kelompok ini antara lain :

Melakukan analisa-analisa bahan baku, bahan pembantu, arus proses dan

hasil produksi secra kontinyu.

Melakukan pengamatan terhadap unjuk kerja proses produksi dengan

melakukan analisa terus-menerus terhadap pencemaran lingkungan, baik

polusi udara maupun cairan yang dihasilkan oleh unit-unit produksi.

Melakukan pemantauan analisa terhadap mutu air dan lain-lain yang

berkaitan langsung dengan proses produksi.



99

4.2.2 Penanganan Sampel

Dalam menganalisa harus diperhatikan jenis sampel yang diambil,

bahaya-bahaya yang ada pada saat pengambilan sampel-sampel yang diperiksa

untuk analisa terbagi atas 3 bentuk, yaitu :

4.2.2.1 Gas

Cara penanganan atau analisa sampel dalam bentuk gas bisa dilaksanakan

langsung dengan pengambilan sampel yang selanjutnya dibawa ke laboratorium

untuk dianalisa. Pengambilan sampel dalam bentuk gas harus diperhatikan

keamanannya, terlebih bila gas yang dianalisa sangat bebahaya. Alat pelindung

diri harus disesuaikan dengan sifat sampel yang akan diambil. Arah angin jga

harus diperhatikan, yaitu harus membelakangi arah angin.

4.2.2.2 Cairan

Untuk melakukan analisa dalam bentuk cairan terlebih dahulu contoh

harus didinginkan. Bila contoh yang dianalisa panas susah untuk dianalisa. Untuk

cairan yang berbahaya, pengambilan cuplikan dilakukan dengan pipet atau alat

lainnya dan diupayakan tidak tertelan atau masuk ke dalam mulut.

4.2.2.3 Padatan

Limbah padat yang dihasilkan adalah katalis yang sudah habis masa

aktifnya. Penanganannya adalah dengan mengemas katalis non aktif tersebut

sedemikian rupa sehingga terhindar dari kebocoran dan kemudian dibuang pada

tempat pembuangan akhir bahan-bahan berbahaya.



100

4.2.3 Program Kerja Laboratorium

Dalam upaya pengendalian mutu produk paraxylene dan pengoptimalan

kerja laboratorium terhadap pengujian mutu sangatlah penting. Analisa dalam

pembuatan paraxylene ini dilakukan terhadap :

Bahan baku toluene, yang dianalisa adalah kadar xylen dan toluen.

Hidrogen, yang analisa adalah kadar H2, metana, kelembaban, dan

kandungan debu/partikel lainnya.

Produk paraxylene, yang dianalisa kadar paraxylen, kadar metaxylen,

kadar ortoxylen, kadar toluen.

Produk benzene, yang dianalisa kadar benzene dan toluene.

Analisa untuk utilitas, meliputi :

Air lunak, yang dianalisa pH, silikat sebagai SiO2, Ca sebagai CaCO3,

sulfur sebagai SO42-, chlor sebagai Cl2 dan zat padat terlarut.

Air umpan boiler (BFW), yang dianalisa meliputi pH, kesadahan, daya

hantar listrik, suhu, kebasaan, jumlah O2 terlarut dan kadar Fe.

Air dalam boiler, yang dianalisa meliputi pH, kesadahan, daya hantar

listrik, suhu, kebasaan, jumlah zat padat terlarut, kadar Fe, kadar

CaCO3, SO32-, PO4

2-, SiO2.

Air sanitasi, yang dianalisa pH, sisa chlor, suhu, warna, dan kekeruhan.

Dalam menganalisa harus diperhatikan juga mengenai jenis sampel yang

akan diambil dan bahaya-bahaya yang ada pada saat pengambilan sampel. Sampel

yang diperiksa untuk analisa terbagi menjadi 3 bentuk, yaitu gas, cairan, padatan.



101

Untuk mempermudah program kerja laboratorium dalam pabrik paraxylene ini

dibagi dalam 2 bagian :

4.2.3.1 Laboratorium Pengamatan dan Analisa

Kerja dan tugas laboratorium ini adalah melakukan analisa secara fisika

semua arus yang berasal dari proses produksi maupun tangki serta mengeluarkan

“sertificate of quality” untuk menjelaskan spesifikasi hasil pengamatan.

Selain itu laboratorium ini juga melakukan analisa sifat-sifat dan

kandungan kimia terhadap bahan baku, bahan penunjang, produk akhir, analisa

akhir, analisa air, gas yang merupakan bahan baku dan bahan kimia yang

digunakan (aditif, katalis, bahan reaksi, dan lain-lain).

4.2.3.2 Laboratorium Penelitian, Pengembangan, dan Lindungan

Lingkungan

Kerja dan tugas laboratorium ini adalah melakukan penelitian dan

pengembangan terhadap permasalahan yang berhubungan dengan kualitas

material terkait dalam proses untuk meningkatkan hasil akhir. Laboratorium ini

melakukan penelitian hal-hal yang baru untuk keperluan pengembangan.

Dalam melaksanakan tugasnya, juga senantiasa melakukan penelitian

terhadap kondisi lingkungan serta mengadakan pegembangannya.



102

4.2.4 Alat-alat Utama Laboratorium

Alat-alat utama yang digunakan di laboratorium ini adalah :

1. Meter Calorimetreating System untuk menganalisa H2.

2. Atomic Absorption Spectrofotometer (AAS) untuk menganalisa

hidrokarbon.

3. Portable Oxygen Tester (POT) untuk menganalisa kandungan oksigen

dalam cerobong asap.

4. Infrared Spectrofotometer (IRS) untuk menganalisa kandungan minyak

dalam sampel air.

5. Hydrometer untuk menganalisa spesific gravity.

4.2.5 Metode yang digunakan

Metode yang digunakan dalam laboratorium ini adalah :

1. ASTM D 847, untuk mengetahui keasaman xylene.

2. ASTM D 851, untuk mengetahui kadar parafin dalam xylene.

3. ASTM D 891, untuk mengukur spesific gravity xylene.

Download - PEMBUATAN PARAXYLENE

Top Related