2.1. SPESIFIKASI BAHAN BAKU DAN PRODUK 2.1.1. Bahan Baku Toluene
Fasa : cair Kenampakan : jernih Kemurnian : min 99,0 % wt Impuritas - p-xylene : max 0,50 % wt - m-xylene : max 0,30 % wt - o-xylene : max 0,20 % wt
2.1.2. Bahan Baku Hidrogen
Fasa : gas
Kenampakan : tidak berwarna Tekanan : 1 atm
Kemurnian : min 99,9 % wt Impuritas
16
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 80 3 2 2 = O Al SiO
2.1.4. Produk Utama Paraxylene Fasa : cair Kenampakan : jernih Kemurnian : min 99,5 %wt Impuritas - m-xylene : max 0,30 % wt - o-xylene : max 0,15 % wt - toluene : max 0,05 % wt
2.1.5 Produk Samping Benzene Fasa : Cair
Kenampakan : jernih kekuningan Kemurnian : min 98,0 % wt Impuritas
17
Tabel 2.1 Data Fisik C8 Aromatis
SIFAT FISIK O-XYLENE M-XYLENE P-XYLENE ETIL BENZENE Titik beku, °C -25 -47,4 13,2 -94,975 Titik didih, °C 144 139,3 138, 5 136,186 Densitas, gr/ml 0 °C 20 °C 40 °C 0,8969 0,8802 0,8634 0,8811 0,8642 0,8470 padatan 0,8610 0,8437 0,8845 0,8670 0,8495 Panas jenis, kal°C 0,411 0,387 0,397 0,409 Flash point, °C 34,4 30,6 30,0 27,8 Viskositas, cp 0 °C 20 °C 40 °C 1,108 0,809 0,625 0,808 0,617 0,492 padatan 0,644 0,508 0,895 0,678 0,535 Sumber : “Kirk and Othmer“
Tabel 2.2 Thermodinamika C8 Aromatis
SIFAT KIMIA O-XYLENE M-XYLENE P-XYLENE
ETIL BENZENE Temperatur kritis, °C 359,0 346,0 345,0 346,4 Tekanan kritis, atm 36 35 34 37 Densitas kritis, gr/ml 0,28 0,27 0,29 0,29 ΔHv pada titik didih,
cal/gr 82,9 82,0 81,2 81,0 ΔH0f 298, kcal/mol gas liquid -5,841 4,54 -6,075 4,12 -5,838 4,29 -2,977 7,12 ΔS298, kcal/mol 58,91 60,27 59,12 60,99 ΔG0 298, kcal/mol gas liquid 26,37 29,177 25,37 28,405 26,31 28,952 28,61 31,208 ΔH0 C 298 ( tekanan tetap) kcal/mol gas liquid -1098,54 -1088,16 -1098,12-1087,92 -1098,29-1088,16 -1101,13-1091,03 ΔHfusion, kcal/mol 3,250 2,765 4,090 2,190
18 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 :
19 CH3
+
CH3 CH32
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-m-xylene yang diinginkan
CH3 CH3 CH3 o-xylene m-xylene p-xylene CH3 CH3 CH3 ACID ACID
20 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.
21 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
22
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).
2.2.3. Kondisi Operasi dan Reaktor
Reaksi disproporsionasi toluene ini berlangsung pada suhu 390 – 400 0 C, tekanan 28 – 30 atm, dan 0,5 H2 / HC. Sedangkan dalam perancangan ini dipilih suhu reaktan masuk reaktor adalah 4000 C dan tekanan 30 atm. Reaktor yang dipilih adalah fixed bed (multitube) katalitik.
2.2.4. Tinjauan Kinetika dan Thermodinamika  Tinjauan Kinetika
Reaksi disproporsionasi toluene merupakan reaksi orde dua dengan persamaan kecepatan reaksi sebagai berikut :
-rA = k CA2
dimana : (Leavenspiel3rd)
CA : konsentrasi reaktan
k : konstanta kecepatan reaksi Menurut persamaan Arhennius :
k = A e –E / RT Dalam hubungan ini :
k : konstanta kecepatan reaksi A : faktor frekuensi tumbukan E : energi aktifasi (kal/gmol) R : konstanta gas ideal (kal/gmol K) T : temperatur mutlak (K)
Dari persamaan Arhenius didapatkan: k = 2,51887 . e17 (-30928.16/T)
23
Dari persamaan Arhennius diatas, konstanta kecepatan reaksi ( k ) merupakan fungsi suhu ( T ), sehingga semakin besar temperatur maka harga k akan semakin besar. Oleh karena itu dari tinjauan kinetika, reaksi dipilih pada suhu yang tinggi.
Tetapi pemakaian suhu yang tinggi harus dibatasi tidak boleh terlalu tinggi, sebab bila suhu reaksi terlalu tinggi, maka akan terjadi reaksi samping yang merugikan yaitu, reaksi hydrodealkilasi toluene menjadi benzene dan metana, seperti dapat ditunjukkan pada reaksi berikut :
C6H5CH3 + H2 J C6H6 + CH4 Â Tinjauan Thermodinamika
Tujuan tinjauan thermodinamika untuk mengetahui sifat reaksi yang terjadi ditinjau dari panas pembentukan (∆Hf 0) serta untuk mengetahui apakah reaksi yang terjadi searah atau tidak ditinjau dari energi bebas Gibbs (∆Gf0).
Reaksi yang terjadi yaitu :
2 C6H5CH3 ' C6H6 + C6H4 ( CH3 ) 2 ditinjau dari panas pembentukan ( Δ Hfo ) :
U Hfo = U Hfo produk - U Hfo reaktan = ( 65,723 + ( - 9,4343 )) - 2 ( 28,6896 ) = - 1,0902 KJ / mol
Dari perhitungan diatas tampak bahwa reaksi tersebut tergolong reaksi eksotermis ( mengeluarkan panas ).
Reaksi bersifat dapat balik (reversible) atau searah (irreversible) dapat ditentukan secara thermodinamika, yaitu berdasarkan persamaan Van’t Hoff :
RT H dT RT G d( 0/ ) Δ 0 − = Δ dengan, ΔG0 = - RT ln K
24 sehingga 2 0 ln RT H dT K d Δ =
Jika ΔH0 merupakan entalpi standart (panas reaksi) dan dapat diasumsikan konstant terhadap temperatur, persamaan di atas dapat diintegrasikan dan menjadi : ⎟⎟ ⎠ ⎞ ⎜⎜ ⎝ ⎛ − Δ − = 0 0 1 1 ln T T R H K K
Data ∆Go298 untuk komponen yang terlibat dalam reaksi tersebut adalah :
Ditinjau dari energi bebas Gibbs ( U Gf0 )
U Gf0 = U Gf0 produk - U Gf0 reaktan = ( 295,407 + 211,624 ) - 2 ( 245,358 ) = 16,315 KJ / gmol ln K1 = - U Gf0 / RT = - 16,315 / ( 8,314 x 298 ) = - 0,006585076 K1 = 0,993436558 Pada T = 753 0 C ln K / K1 = - ΔHfo / R x ( 1 / T - 1 / T1 ) = 1,0902 / 8,314 x ( 1 / 753 - 1 / 298 ) = - 0,000265886 ln K = ln K1 - ( - 0,000265886 ) = 0,006850962 K = 1,006874484
Harga konstanta keseimbangan diatas kecil, yang berarti bahwa reaksi ini reversible. Dari persamaan Van’t Hoff hasil rentang T untuk 300 – 460 nilai k, x, T seperti pada tabel dan grafik di bawah ini:
25 Gambar 2.3
Grafik hubungan antara suhu (T) pada K0 dan kecepatan reaksi (k) Grafik hubungan antara suhu (T) dan kecepatan
reaksi (k) 0 5 10 15 20 0 100 200 300 400 500 600 700 800 900 k Gambar 2.4
Grafik hubungan antara suhu (T) pada K0 dan konversi (Xa)
Grafik hubungan antara suhu (T) dan konversi
(Xa)
0 0,2 0,4 0,6 0,8 1 1,2 0 200 400 600 800 1000 XaBerdasarkan tabel dan grafik tersebut, maka T= 560 oC didapatkan konversi 99,27 %
2.3. Langkah Proses
Proses pembuatan paraxylene pada perancangan ini melalui lima tahapan langkah proses, yaitu tahap penyimpanan bahan baku, tahap penyiapan bahan
26
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 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 PT ALIndo Merak 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 :
¾ Pengubahan Fasa dan Menaikkan Tekanan Toluene
Fresh toluene dengan kemurnian min 99 %wt dipompa dari tangki ke HE-01 untuk menaikkan suhu yang semula 25 0C menjadi 100 0C lalu dipompa ke vaporizer untuk mengubah fase dari cair menjadi gas pada suhu 110 oC. Selanjutnya toluene suhunya di naikkan menggunakan furnace. Karena kondisi operasi reaktor pada suhu 560 0C dan tekanan 30 atm maka umpan reaktor berupa gas ini dikompresi kembali ke dalam centrifuge hingga 30 atm dan dialirkan ke furnace untuk menaikkan suhunya hingga mencapai 560 0C. Toluene siap diumpankan ke dalam reaktor.
27 ¾ Menaikkan Tekanan Hidrogen
Gas hidrogen yang dibeli dari PT ALIndo Merak, Banten dialirkan secara inline pada tekanan 1 atm lalu dikompresi hingga 30 atm dengan kompresor. Gas H2 make-up ini sebelumnya tekanannya dinaikkan dari 1 menjadi 30 atm dengan kompresor.
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 fase gasnya adalah toluene dan hidrogen sedangkan fase padatnya adalah katalis zeolite ZSM-5. Proses berlangsung secara non-isothermal non-adiabatis. Suhu reaksi 560 0C dan tekanan 30 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 560 0C dan tekanan 30 atm. Untuk proses pemisahan antara fraksi gas hidrokarbon dengan fraksi cairan BTX (benzene, toluene, xylene) maka produk ini dialirkan ke separator gas-cair steam. Gas H2 dikeluarkan dari atas pada T = 42,76 0C dan P = 1,1 atm. Fraksi cairan berupa BTX dialirkan ke dalam kolom distilasi pada T = 42,76 0C dan P = 1,1 atm untuk proses pemisahan benzene dari campurannya. Hasil atas
28
berupa destilat benzene dengan suhu 140 0C dan tekanan 1 atm. Hasil bawah berupa campuran xylene dan toluene pada suhu 97,75 0C dan tekanan 1,2 atm
Hasil bawah distilasi lalu diumpankan ke dalam kolom absorber untuk mengurangi kadar toluene, metaxylene, dan oxylene dari dari paraxylene. Diperoleh hasil bawah berupa toluene, metaxylene, dan oxylene. absorber pada suhu 110,78 0C dan tekanan 1 atm. Hasil bawah absorber berupa cairan mixed
xylene pada suhu 154,97 0C dan tekanan 1,5 atm. Paraxylene keluar sebagai hasil atas destilasi.
E. Tahap Penyimpanan Produk
Benzene dan paraxylene yang diperoleh sebagai hasil atas distilasi dipompa menuju tanki penyimpan pada kondisi T = 30 0C dan P = 1 atm. Kedua produk ini siap dipasarkan.
29 2.4. Diagram alir neraca massa dan panas
2.4.1. Neraca Massa
1. Neraca Massa Reaktor (R-01) Komponen Masuk
(mol) Keluar (mol) Masuk (Kg) Keluar (Kg)
Benzene 0 256.5389235 0 20038.25531 Paraxylene 0.757969927 243.7003305 80.47139323 25872.93298 M-xylene 0.454781956 11.48595567 48.28283594 1219.429455 Oxylene 0.303187971 2.868577205 32.18855729 304.5482362 Toluene 1745.162745 1232.084898 160781.8437 113511.9816 Hidrogen 872.5813723 872.5813723 1745.162745 1745.162745 Methane 0.108909579 0.108909579 1.46909654 1.746909654 Total 162689.6961 162694.0573
2. Neraca Massa Separator (S-01) Komponen Masuk
(Massa) Keluar 4 (massa) Keluar 5 (massa)
Benzene 20038.25531 0 20038.25531 Paraxylene 25872.93298 0 25872.93298 M-xylene 1219.429455 0 1219.429455 Oxylene 304.5482362 0 304.5482362 Toluene 113511.9816 0 113511.9816 Hidrogen 1745.162745 1745.162745 0 Methane 1.746909654 1.746909654 0 Total 162694.0573 1746.909654 160947.1476 162694.0573 162694.0573
3. Neraca Massa Destilasi (D-01) Komponen Masuk (Massa) Keluar 6 (massa) Keluar 7 (massa) Benzene 20038.25531 19637.49021 400.7651062 Paraxylene 25872.93298 99.17924346 25773.75374 M-xylene 1219.429455 59.50754608 1159.921909 Oxylene 304.5482362 39.67169739 264.8765388 Toluene 113511.9816 0 113511.9816 Total 162694.0573 19835.84869 14111.2989 162694.0573 162694.0573
30 4. Neraca Massa Absorber (AB-01)
Komponen Masuk
(Massa) Keluar 8(massa) Keluar 9 (massa) Benzene 400.7651062 400.7651062 0 Paraxylene 25773.75374 521.2284871 25252.52525 M-xylene 1159.921909 312.7370922 847.1848168 Oxylene 264.8765388 208.4913948 56.38514395 Toluene 113511.9816 102160.7835 113511.9816 Total 14111.2989 103604.0055 37507.29338 14111.2989 14111.2989
5. Neraca Massa Destilasi (D-02) Komponen Masuk (Massa) Keluar 10 (massa) Keluar 11 (massa) Benzene 0 0 0 Paraxylene 25252.52525 25000 252.5252525 M-xylene 847.1848168 176.7676768 670.41714 Oxylene 56.38514395 50.50505051 5.880093449 Toluene 113511.9816 25.25252525 11325.94564 Total 37507.29338 25252.52525 12254.76812 37507.29338 37507.29338 2.4.2. Neraca Panas
1. Neraca Panas Heat Exchanger (HE-01)
KOMPONEN
INPUT OUTPUT (kJ/jam) (kJ/jam)
Qin 24.497.631,23
Qout 89.534.999,23
Panas yang dilepas 65.037.368
TOTAL 89.534.999,23 89.534.999,23
2. Neraca Panas Vaporazer (V-01)
Komponen Input KJ/jam Output KJ/jam Q masuk 64.621.634,24
Panas yang dibutuhkan 64.621.634,24
31 3. Neraca Panas Compresor (C-01)
Komponen Input Output Paraxylene 9357,546777 9357,546777 M-xylene 5628,287599 5628,287599 O-xylene 3896,616809 3896,616809 Toluene 18030542,56 18030542,56
Total 18.049.425,01 18.049.425,01
4. Neraca Panas Furnace (F-01)
Komponen Input Output Paraxylene 993,462.67 9,327,330.05 M-xylene 597,538.41 5.600,604.43 O-xylene 413,692.12 3,785,699.31 Toluene 1,661,153,885.83 15,683,316,128.61 Hydrogen 3764.797794 13687755.87 methane 0.593570953 2929.847366 Bahan bakar 14052558104 Total 15715720448.12 15715720448.12
32 5. Neraca Panas Reaktor (R-01)
KOMPONEN INPUT OUTPUT Toluene 170230284,7 - 123145016 Paraxylene 87855,26623 - 28943962,18 Metaxylene 52752,78035 - 1365170,483 Ortoxylene 35657,96634 - 345613,9245 Benzene 0 - 4100349,291 H2 13687755,87 13946729,32 CH4 2929,847366 3001,204822 Panas reaksi 51638206,83 -
Panas yang lepas (Q) 63885600,84
TOTAL 235735443,3 235735443,3
6. Neraca Panas Heat Exchanger (HE-02)
KOMPONEN INPUT OUTPUT (kJ/jam) (kJ/jam) Qin -3,99955E+11 Qout -17636947853 Qpendingin -382319E+11 TOTAL -3,99955E+11 -3,99955E+11
33 7. Neraca Panas Separator (S-01)
KOMPONEN
INPUT OUTPUT Arus 3 Arus 4 Arus 5
Toluene 65269200,41 19719523,88 Paraxylene 15335364,57 4653156,356 Metaxylene 722895,7411 219792,7589 Ortoxylene 1811710,3892 56774,64493 Benzene 1823142,369 930908,7552 H2 6201134,254 3166355,331 CH4 1551,49762 532,1380526 3166887,469 25580156,39 TOTAL 28747043,86 28747043,86
8. Neraca Panas Destilasi (D-01)
KOMPONEN
INPUT OUTPUT H12 (kJ/jam) H14 (kJ/jam) H15 (kJ/jam)
Toluene 5148437,561 26129310,83 5600985,051 Paraxylene 6445162,932 6445162,932 7003374,367 Metaxylene 266121,2101 266121,2101 289161,2096 Ortoxylene 31044631,41 6116936,932 31044631,41 Benzene 96024,50726 96024,50726 104520,12 83096228,57 Panas Reboiler 4894372992 Panas Condenser 4884115299 TOTAL 4937373370 4967211527
34 9. Neraca panas Absorber (AB-01)
Komponen Input Output
Arus 7 Arus 8 Arus 9
Benzene 75444,86 75444,86 0 Paraxylene 5082290,51 102780,05 4979510,19 Metaxylene 209903,72 56594,05 153309,67 Oxylene 49,625,94 39061,90 10564,04 Toluene 20551657,04 18496491,34 2055165,70 Total 25968922,07 25968922,07
10. Neraca Panas Destilasi (D-02)
KOMPONEN
INPUT OUTPUT Arus 9(kJ/jam) Arus 10(kJ/jam) Arus 11(kJ/jam)
Paraxylene 1628393409 1814587936 1814587936 Metaxylene 11985944,72 13191889,14 13191889,14 Oxylene 3463688,041 3819827,125 3819827,125 Toluene 1524585,121 1675156,846 1675156,846 3666549619 Panas Reboiler 19094401751 Panas Condenser 17073219759 TOTAL 20739769378 20739769378
11. Neraca Panas Heat Exchanger (HE-03)
KOMPONEN INPUT OUTPUT (kJ/jam) (kJ/jam) Qin 4753070,5 Qout 3734556,389 Qpendingin 1018514,11 TOTAL 4753070,5 4753070,5
35 12. Neraca Panas Heat Exchanger (HE-04)
KOMPONEN INPUT OUTPUT (kJ/jam) (kJ/jam) Qin 1964595189 Qout 1362452855 Qpendingin 602142333,5 TOTAL 1964595189 1964595189
2.5. 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.
2.5.1 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.
36
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.
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.
37 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.
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 diletakkan dan proses berlangsung 3. Daerah Pergudangan Umum, Bengkel dan Garasi
4. Daerah Utilitas
Merupakan daerah dimana kegiatan penyedian air dan listrik dipusatkan.
