EVALUASI PENGARUH TEKANAN OPERASI TERHADAP KOMPOSISI STRIPPED WATER

EVALUASI PENGARUH TEKANAN OPERASI TERHADAP

KOMPOSISI STRIPPED WATER PADA UNIT SOUR WATER

STRIPPER DI KILANG FUEL OIL COMPLEX I (FOC I)

MENGGUNAKAN SIMULASI HYSYS

LAPORAN KERJA PRAKTIK

Oleh:

Iftahul Maulina Rofiqoh 102316050

PROGRAM STUDI TEKNIK KIMIA

FAKULTAS TEKNOLOGI INDUSTRI

UNIVERSITAS PERTAMINA

2019

iv

KATA PENGANTAR

Puji syukur kepada Allah SWT yang telah memberikan berkat dan rahmat-Nyasehingga penulis dapat melaksanakan kerja praktik di PT. Pertamina (Persero) Refinery Unit IV Cilacap dan dapat menyusun laporan kerja praktik ini sesuai dengan waktu yang telah ditentukan. Laporan kerja praktik ini disusun untuk memenuhipersyaratan mata kuliah Kerja Praktik di Jurusan Teknik Kimia, Fakultas TeknologiIndustri Universitas Pertamina yang bertujuan untuk mengetahui sejauh mana penerapan teori yang diperoleh dibangku kuliah dengan kenyataan yang ada di lapangan.

Dalam pelaksanaannya, penyusunan laporan kerja praktik ini tidak terlepas dari bantuan, bimbingan dan dukungan dari berbagai pihak yang telah membantu. Oleh karena itu, pada kesempatan ini penulis ingin mengucapkan terima kasih kepada:

1. Orang tua dan keluarga yang telah memberikan dukungan moral, spiritual, dan materiil sehingga kerja praktik ini dapat diselesaikan dengan baik dan lancar.

2. Bapak Eduardus Budi Nursanto, Ph.D selaku dosen pembimbing kerja praktik sekaligus Ketua Program Studi Teknik Kimia Universitas Pertamina atas waktu yang diberikan dan bimbingannya.

3. Mas M. Wahyu Aditia, selaku pembimbing lapangan, atas waktu, kesabaran, serta bimbingan yang diberikan kepada penulis dalam melaksanakan kerja praktik.

4. Ibu Ika Dyah Widharyanti, S.T., MS selaku Koordinator Kerja Praktik Program Studi Teknik Kimia, Fakultas Teknologi Industri Universitas Pertamina yang telah memberikan izin untuk mengadakan kerja praktik ini.

5. Devi Aryanihanan Yunitama selaku partner kerja praktik yang telah bekerja sama dengan baik.

6. Seluruh rekan-rekan Program Studi Teknik Kimia, Fakultas Teknologi Industri Industri Universitas Pertamina dan teman-teman kerja praktik selama berada di PT. Pertamina (Persero) Refinery Unit IV Cilacap yang tidak bisa disebutkan satu – persatu yang secara langsung maupun tidak langsung membantu penulis dalam banyak hal.

7. Serta semua pihak yang tidak dapat disebutkan satu persatu yang telah membantu penulis menyelesaikan laporan ini.

Akhir kata penulis memohon maaf atas segala kekurangan yang telah dilakukan selama kerja praktik ini karena keterbatasan pengalaman dan pengetahuan penulis. Semoga laporan ini dapat bermanfaat bagi semua pihak, khususnya mahasiswa Teknik Kimia.

Cilacap, 15 Agustus 2019

v

DAFTAR ISI

LEMBAR PERSETUJUAN ...1

SURAT TUGAS KERJA PRAKTIK ... ii

LEMBAR PENGESAHAN... iii

KATA PENGANTAR ... iv

DAFTAR ISI ...v

DAFTAR GAMBAR ... vii

DAFTAR TABEL ... viii

DAFTAR LAMPIRAN ... ix

BAB I PENDAHULUAN ...1

1.1 Latar Belakang ...1

1.2 Tujuan ...1

1.3 Waktu dan Tempat Pelaksanaan ...2

BAB II PROFIL INSTANSI...3

2.1 Sejarah Singkat PT. Pertamina (Persero) Refinery Unit IV Cilacap ...3

2.1.1 Kilang Minyak I ...4

2.1.2 Kilang Minyak II ...5

2.1.3 Kilang Paraxylene ...7

2.1.4 Kilang Sulfur Recovery Complex Unit (SRU) ...8

2.1.5 Kilang Residue Fluid Catalytic Cracking (RFCC) ...8

2.2 Fuel Oil Complex I (FOC I) ... 10

2.2.1 Unit 11: Crude Distillation Unit (CDU) ...12

2.2.2 Unit 12: Naphtha Hydrotreater Unit (NHT) ...13

2.2.3 Unit 13: Hydrodesulphurizer (HDS) ...15

2.2.4 Unit 14: Platformer ...16

2.2.5 Unit 15: Propane Manufacturing Unit ...16

2.2.6 Unit 16: Merox Treater Unit ...18

2.2.7 Unit 17: Sour Water Stripper Unit ...19

BAB III KEGIATAN KERJA PRAKTIK ...20

3.1 Kegiatan Kerja Praktik ... 20

3.2 Tugas Khusus ... 20

3.2 Data Aktual Stripper pada Unit SWS... 20

vi

4.1 Hasil Simulasi Kolom Berdasarkan Kondisi Aktual Operasi... 21

4.2 Pengaruh Variasi Tekanan Terhadap Komposisi Stripped Water ... 22

4.3 Transfer Massa Packed Bed Stripper ... 22

BAB V TINJAUAN TEORITIS ...27

5.1 Prinsip Stripping ... 27

5.2 Stripper ... 27

5.2.1 Driving Force Perpindahan Massa Pada Kolom Stripper ...27

5.2.2 Jenis-Jenis Stripper ...27

5.2.3 Komponen Kolom Stripper ...28

5.3 Sour Water Stripper (SWS) ... 29

5.3.1 Steam Stripper ...31

5.3.2 Unit SWS di PT. Pertamina (Persero) RU IV Cilacap ...31

BAB VI KESIMPULAN DAN SARAN ...32

6.1 Kesimpulan ...32

6.2 Saran ...32

DAFTAR PUSTAKA ...33

LAMPIRAN ...34

DAFTAR HADIR KERJA PRAKTIK ...34

SURAT KETERANGAN SELESAI KERJA PRAKTIK ...39

vii

DAFTAR GAMBAR

Gambar 2.1 Blok diagram proses PT. Pertamina RU IV Cilacap ...3

Gambar 2.2 Blok diagram proses Kilang I ...5

Gambar 2.3 Blok diagram proses Kilang Minyak II ...6

Gambar 2.4 Blok diagram proses Kilang Paraxylene ...7

Gambar 2.5 Blok diagram proses Kilang SRU ...8

Gambar 2.6 Blok diagram proses Kilang RFCC ...9

Gambar 2.7 Blok diagram Proses FOC I ...11

Gambar 2.8 Proses Naphtha Hydrotreater Unit (NHT) ...14

Gambar 2.9 Proses Hydrodesulphurizer Unit (HDS) ...15

Gambar 2.10 Proses Platforming Unit ...16

Gambar 2.11 Proses Propane Manufacturing Unit ...17

Gambar 2.12 Proses Merox Treater Unit ...18

Gambar 2.13 Proses Sour Water Stripper Unit ...19

Gambar 4.1 Model Simulasi Hysys ...22

Gambar 4.2 Grafik pengaruh tekanan terhadap komposisi NH3 dan H2S pada stripped water ...23

Gambar 4.3 Solute berdifusi dari fasa bulk liquid ke fasa bulk gas melalui liquid film di interface.25 Gambar 5.1 Tray and packed stripper column ...28

Gambar 5.2 Tray with valve caps ...29

viii

DAFTAR TABEL

Tabel 2.1 Kapasitas desain tiap unit pada FOC I dan LOC II ...4

Tabel 2.2 Kapasitas desain tiap unit pada FOC II dan LOC II...6

Tabel 2.3 Kapasitas desain tiap unit pada Kilang Paraxylene ...7

Tabel 2.4 Spesifikasi bahan baku FOC I ...10

Tabel 2.5 Karakteristik umpan CDU I ...12

Tabel 3.1 Data aktual stripper pada unit SWS. ...21

Tabel 4.1 Perbandingan kondisi aktual kolom stripper dan simulasi Hysys. ...21

Tabel 4.2 Pengaruh variasi tekanan terhadap komposisi NH3 dan H2S pada stripped water. ...21

Tabel 4.3 Konstanta Henry terhadap suhu ...21

ix

DAFTAR LAMPIRAN

Lampiran 1.Properties zat yang digunakan ... 34

Lampiran 2.Equipment Summary ... 35

1 BAB I

PENDAHULUAN

1.1 Latar Belakang

PT. Pertamina (Persero) Refinery Unit IV Cilacap sebagai unit yang memiliki produksi terbesar di Indonesia, berperan penting terhadap keberlangsungan ketersediaan kebutuhan BBM nasional maupun non-BBM yang menjadikannya termasuk salah satu objek strategis yang sangat vital. Dalam melaksanakan proses refinery atau pengolahannya, air merupakan salah satu elemen terpenting yang digunakan sebagai fluida kerja dalam perpindahan panas, pelarut, penggerak, dan lain-lain. Air yang telah digunakan biasanya akan mengalami penurunan kualitas sehingga harus diproses terlebih dahulu sebelum dapat digunakan kembali. Unit pengolahan air yang digunakan oleh PT. Pertamina RU IV Cilacap adalah unit Sour Water Stripper (SWS) di area FOC I.

Unit SWS berfungsi untuk mengolah air buangan yang dihasilkan oleh unit-unit lainnya. Jenis stripper yang digunakan pada unit SWS adalah steam stripper. Stripper jenis ini bertujuan untuk menurunkan tekanan partial diatas permukaan cairan, sehingga fraksi ringan yang terikut ke dasar kolom stripper akan lebih mudah menguap dengan menggunakan steam sebagai stripping agent. Steam yang digunakan untuk proses stripping berfungsi untuk memutus ikatan yang ada antara air dan hidrogen disulfida serta ikatan air dan ammonia. Saat terjadi pelarutan ammonia dan hydrogen sulfida pada air, terjadi pelepasan panas. Untuk memisahkan ammonia dan hidrogen sulfida, maka diperlukan suplai panas. Panas ini berasal dari panas laten dari steam yang terkondensasi.

Dalam unit SWS, kandungan impurities seperti partikel-partikel padatan, gas H2S, dan

gas NH3 dihilangkan atau dikurangi agar memenuhi standar yang telah ditetapkan. Salah satu

cara untuk mengetahui kinerja stripper dalam menghilangkan impurities adalah dengan menganalisa kandungan H2S dan NH3 pada hasil bawah stripper (stripped water). Tekanan yang

merupakan salah satu driving force perpindahan massa stripper dapat dijadikan parameter untuk mengevaluasi pengaruhnya terhadap hasil bawah stripper melalui simulasi Hysys.

1.2 Tujuan

Adapun kerja praktek yang dilakukan di PT. Pertamina (Persero) RU IV Cilacap ini bertujuan untuk:

1. Menerapkan ilmu pengetahuan yang diperoleh selama menjalaniperkuliahan.

2. Memenuhi salah satu syarat kelulusan Program Studi TeknikKimia Universitas Pertamina.

3. Melatih kemampuan mahasiswa untuk menemukan solusi masalahyang dihadapi di dalam dunia industri atau dunia kerja.

4. Mempelajari proses yang ada pada unit Sour Water Stripper (SWS).

5. Mengetahui cara mengatasi permasalahan yang muncul di stripper pada unit SWS.

6. Melakukan simulasi pada unit SWS sehingga dapat mengetahui efek tekanan terhadap komposisi hasil bawah stripper.

2 1.3 Waktu dan Tempat Pelaksanaan

Kerja Praktek ini dilaksanakan terhitung mulai tanggal 2 Juli 2019 sampai dengan 16 Agustus 2019 di PT. Pertamina (Persero) RU IV Cilacap yang terletak di Jl. MT. Haryono No.77, Rawakeong, Lomanis, Kec. Cilacap Tengah, Kabupaten Cilacap, Jawa Tengah. Dalam hal ini penulis ditempatkan pada area Fuel Oil Complex I (FOC I).

3 BAB II

PROFIL INSTANSI

2.1 Sejarah Singkat PT. Pertamina (Persero) Refinery Unit IV Cilacap

PT. Pertamina (Persero) RU IV Cilacap merupakan perusahaan yangmenerapkan ilmu dan disiplin Teknik Kimia pada skala Industri yang besar.Sebagai perusahaan yang bergerak di dalam bidang industri

oil and gas

, PT.Pertamina (Persero) RU IV Cilacap memiliki berbagai jenis proses yang eratkaitannya dengan materi-materi yang diberikan di bangku perkuliahan. Dengan demikian diharapkan dari Kerja Praktik di PT. Pertamina (Persero) RU IV akan menunjang perluasan wawasan dan pengaplikasian ilmu Teknik Kimia di duniaindustri secara nyata.

Pembangunan kilang di Cilacap merupakan pembangunan salah satu dari unit-unit pengolahan yang ada di Indonesia.

Refinery Unit

IV Cilacap inimerupakan unit pengolahan terbesar yang dikelola Pertamina secara keseluruhanyang dilihat dari hasil produksinya. Kilang Cilacap ini memasok 34% kebutuhanBBM nasional atau 67% kebutuhan BBM di Pulau Jawa. Selain itu, kilang inimerupakan satu-satunya kilang di tanah air saat ini yang memproduksi aspal dan

base oil

untuk kebutuhan pembangunan infrastruktur di tanah air. Kilang Minyak Cilacap didirikan dengan maksud untuk menghasilkan produk BBM dan Non BBM guna memenuhi kebutuhan dalam negeri yang selalu meningkat dan mengurangi ketergantungan terhadap suplai BBM dari luar negeri. Pembangunan kilang minyak di Cilacap dilaksanakan dalam lima tahap yaituKilang Minyak I, Kilang Minyak II, Kilang Paraxylene,

RFCC

, dan Kilang SRU. Garis besar proses pengolahan minyak bumi yang dilakukan di Pertamina RU IV Cilacap dapat ditunjukkan pada Gambar 1.1.

4 2.1.1 Kilang Minyak I

Pembangunan kilang minyak I Cilacap dimulai tahun 1974 dan mulaiberoperasi pada 24 Agustus 1976 setelah diresmikan oleh Presiden Soeharto. Kilang ini dirancang oleh Shell International PetroleumMaatschappij (SIPM), sedangkan kontraktornya adalah Fluor Eastern Inc.yang dibantu oleh beberapa sub kontraktor dari perusahaan nasionalIndonesia dan asing dengan Pertamina selaku pengawas dalam pelaksanaan proyek ini..

Kilang Minyak I ini dirancang dengan kapasitas semula 100.000barrel/hari, dengan crude berasal dari Timur Tengah yaitu Arabian LightCrude (ALC). Selain menghasilkan BBM, kilang ini juga merupakan satusatunya kilang penghasil pelumas (

lube base oil

) dan aspal. Dalam perkembangan selanjutnya, kilang ini mengolah

Iranian Light Crude (ILC)

dan

Basrah Light

Crude (BLC)

.

Kilang Minyak I Pertamina Refinery Unit IV Cilacap meliputi: a.

Fuel Oil Complex

(FOC I), untuk memproduksi BBM.

b.

Lube Oil Complex

(LOC I), untuk memproduksi bahan baku minyakpelumas (

lube base

oil

) dan aspal.

c.

Utilities Complex

I (UTL I), menyediakan semua kebutuhan utilitiesdari unit-unit proses seperti steam, listrik, angin instrumen, airpendingin serta

fuel system.

d.

Offsite Facilities

, yaitu sebagai fasilitas penunjang yang terdiri daritangki- tangki storage, sistem flare, utilitas, dan environment system.

Tabel 2.1 Kapasitas desain tiap unit pada FOC I dan LOC II

Fuel Oil Complex I (FOC I) Lube Oil Complex I (LOC I)

Unit Proses Kapasitas (ton/hari) Unit Proses Kapasitas (ton/hari)

CDU I 13.650 High Vacuum Unit 3.184

Naphtha Hydrotreater 2.275 Propane Deasphalting Unit 784

Gas Oil HDS 2.300 Furfural Extraction Unit 991-1.580

Platformer 1.650 MEK Dewaxing Unit 226-337

Propane Manufacturing 43,5

Merox Treater 1.940

Sour Water Stripper 743,469

N2Plant

N2 gas 100 Nm/jam3

N2 cair 65 Nm/jam3

5 2.1.2 Kilang Minyak II

Pembangunan Kilang Minyak II pada tahun 1981dilakukan untuk memenuhikebutuhan BBM dalam negeri yang terus meningkat. Kilang ini memulaiberoperasi setelah diresmikan oleh Presiden Soeharto pada tanggal 4 Agustus 1983. Perluasan ini dilakukan mengingat peningkatan konsumsiBBM yang menjadi tidak seimbang lagi dengan produksi yang ada.

Kilang II dirancang terutama untuk mengolah minyak mentah dalam negeri karena sebelumnya minyak mentah dalam negeri diolah di kilangminyak luar negeri kemudian baru masuk kembali ke Indonesia dalambentuk BBM yang dinilai tidak efisien. Kilang ini mengolah minyak mentah dalam negeri yang kadar sulfurnya lebih rendah daripadaminyak mentah Timur Tengah. Awalnya, minyak mentah domestik yangdiolah merupakan campuran dari 80% Arjuna Crude (kadar sulfurnya0,1%/berat). Dalam perkembangannya, bahan baku yang diolah adalah minyak cocktail yang merupakan campuran dari minyak mentah dalam danluar negeri.

Sebelum diadakan

Debottlenecking Project

pada tahun 1997/1998, kapasitas Kilang Minyak II hanya 200.000 barrel/hari tetapi setelah diadakan proyek tersebut, kapasitasnya meningkat menjadi 230.000 barrel/hari.

Area Kilang Minyak II meliputi:

a.

Fuel Oil Complex

II (FOC II) yang memproduksi BBM.

b.

Lube Oil Complex

II (LOC II) yang memproduksi bahan dasar minyak

pelumas

dan aspal c.

Lube Oil Complex

III (LOC III) yang juga memproduksi bahan dasar

minyak pelumas dan aspal.

d.

Utilities Complex

II (UTL II) yang fungsinya sama dengan UTL I. Gambar 2.2 Blok diagram proses Kilang I

6 Tabel 2.2 Kapasitas desain tiap unit pada FOC II dan LOC II

Fuel Oil Complex I (FOC I) Lube Oil Complex I (LOC I)

Unit Proses Kapasitas (ton/hari) Unit Proses Kapasitas

(ton/hari)

CDU II 26.680 High Vacuum Unit 2.238

Naphtha Hydrotreater II 2.441 Propane Deasphalting Unit 538

CRR Platformer II 2.441 Furfural Extraction Unit 478-573

LPG Recovery 730 MEK Dewaxing Unit 226-337

AH Unibon 2.680

Visbreaking 8.387

7 2.1.3 Kilang Paraxylene

Kilang paraxylene dibangun pada tahun 1988 dengan

Japan Gasoline Corporation

(JGC)

sebagai kontraktor pelaksanaannya. Kilang ini mulai beroperasi setelah diresmikan oleh Presiden RI pada 20 Desember 1990. Pembangunan kilang ini didasarkan pada pertimbangan adanya bahan baku naphtha dan sarana pendukung yang tersedia, seperti tangki, dermaga, dan utilitas. Pertamina RU IV semakin penting dengan adanya kilang paraxylene, karena dengan mengolah 590.000 ton/tahun naphtha menjadi produk utama paraxylene

,

benzene

,

dan produk samping lainnya, otomatis menjadikan RU IV sebagai satu-satunya unit pengolahan minyak bumi di Indonesia yang terintegrasi dengan industri petrokimia.

Jenis produk kilang paraxylene yaitu paraxylene, benzene, LPG,

raffinate, heavy

aromate, dan

fuel gas/exces

s.

Paraxylene

yang dihasilkan menjadi bahan baku pabrik

Purified Terepthalic Acid

(PTA) pada pusat aromatik di Plaju, Sumatera Selatan. Hal ini merupakan suatu bentuk usaha penghematan devisa sekaligus sebagai usaha peningkatan nilai tambah produksi kilang BBM. Seluruh produk benzene diekspor, sedangkan produk-produk lainnya untuk memenuhi kebutuhan dalam negeri dan kilang sendiri.

Unit Proses Kapasitas (ton/hari)

Naphtha Hydrotreater 1.791 CCR Platformer 1.791 Sulfonate 1.100 Tatoray 1.730 Xylene Fractionator 4.985 Parex 4.440 Isomar 3.590

Tabel 2.3 Kapasitas desain tiap unit pada Kilang Paraxylene

8 2.1.4 Kilang Sulfur Recovery Complex Unit (SRU)

Pemerintah berencana mengurangi kadar emisi SOx pada buangan. Untuk mendukung komitmen terhadap lingkungan pada tanggal 27 Februari 2002 RU IV membangun kilang SRU dengan luas area proyek 24.200 m2 yang terdiri dari unit proses dan unit penunjang. Proyek ini dapat mengurangi emisi gas dari kilang RU IV, khususnya SO2 sehingga emisi yang dibuang ke udara akan lebih ramah terhadap lingkungan. Kilang ini mengolah off gas dari berbagai unit di RUIV menjadi produk berupa sulfur cair, LPG, dan condensate.

Kilang SRU ini memiliki beberapa unit antara lain

, Gas Treating Unit

,LPG

Recovery

Unit, Sulphur Recovery Unit, Tail Gas Unit,

dan

Refrigeration

. Umpan pada Gas Treating Unit terdiri dari 9 stream sour gasyang sebelumnya kesembilan stream gas ini hanya dikirim ke fuel gas system sebagai bahan bakar kilang atau dibakar di flare. Dengan adanya unit LPG Recovery pada kilang SRU ini akan menambah aspek komersialdengan pengambilan produk LPG yang memiliki nilai ekonomi tinggi daristream treated gas.Dengan melakukan treatment terhadap 9 stream sour gas denganjumlah total sebesar 600 metric ton/hari dapat diperoleh produk sulfur cair sebanyak 59-68 metric ton/hari, produk LPG sebanyak 324-407 metric ton/hari dan produk condensate (C5+) sebanyak 28-103 metric ton/hari.Sedangkan hasil atas yang berupa gas dengan kandungan H2S sangat rendah dari Unit LPG Recovery akan dikirimkan keluar sebagai fuel sistem.

2.1.5 Kilang Residue Fluid Catalytic Cracking (RFCC)

Pembangunan RFCC Project Cilacap adalah untuk meningkatkan produksi HOMC 1,13 juta barel/bulan, meningkatkan produksi LPG 350.000ton/tahun, menghasilkan produk baru Prolypene 140.000 ton/tahun, danmeningkatkan margin kilang dan daya saing RU IV. Dengan adanya RFCC proyek ini diharapkan ketergantungan Indonesia terhadap impor BBM dan produk petrokimia dapat berkurang, serta terjadi peningkatan Complexity Index kilang Pertamina RU IV Cilacap sehingga menambah economic value yang diperkirakan sebesar 154,82 juta dolar AS per tahun.

9 Gambar 2.6 Blok diagram proses Kilang RFCC

10 2.2 Fuel Oil Complex I (FOC I)

Fuel Oil Complex I (FOC I) dibangun pada tahun 1974 dan selesai padatahun 1967. Kilang ini dirancang oleh Shell International Petroleum Maatschappij (SIPM), sedangkan kontraktornya adalah Fluor Eastern Inc,dibantu oleh beberapa sub kontraktor Indonesia dana asing. Pada awalnyaFOC I dirancang untuk mengolah minyak mentah jenis Arabia Light Crude (ALC) dengan kapasitas pengolahan 100.000 barrel per hari. SetelahDebottlenecking Project, FOC I memiliki kapasitas pengolahan 118.000 barrel per hari atau 16,94 TPSD dan juga digunakan mengolah minyakmentah jenis Basrah Light Crude (BLC) dan Iranian Light Crude (ILC).

Fuel Oil Complex I (FOC I) yang terletak di area 10 terdiri dari unit–unit proses sebagai berikut :

1. Unit 11 : Crude Distilling Unit 2. Unit 12 : Naphtha Hydrotreating Unit 3. Unit 13 : Hydrodesulfurizer Unit

4. Unit 14:

Platforming Unit

5. Unit 15:

Propane Manufacture Facility Unit

6. Unit 16:

Marcaptan Oxidation Treating Unit

7. Unit 17:

Sour Water Stripping Unit

Tabel 2.4 Spesifikasi bahan baku FOC I

Arabian Crude Light

Wujud Cair

Warna Hitam

Bau Sedikit berbau belerang

Spesific Gravity pada 60/600o_{F 0,8594}

Viskositas Kinematik pada 37,80o_{C 6,590}

Viskositas Kinematik pada 500 o_{C 4,754}

Pour Point <-36 o_C

11 Fuel Oil Complex I (FOC I) menghasilkan produk berupa:

1. LPG

LPG (Liquefied Petroleum Gas) adalah campuran dari berbagai unsur hidrokarbon yang berasal dari gas alam . LPGdikenalkan oleh Pertamina dengan merk

Elpiji. Dengan

menambah tekanan dan menurunkan suhunya, gas berubahmenjadi cair. Komponennya didominasi propana (C3H8)dan butana (C4H10). Elpiji juga mengandung hidrokarbon

ringanlain dalam jumlah kecil, misalnya etana (C2H6)dan pentana (C5H12).

2. Kerosene

Minyak tanah atau kerosene merupakan bagian dari minyak mentah yang memiliki titik didih antara 150 °C dan 300 °C dan tidakberwarna. Digunakan selama bertahun-tahun sebagai alat bantupenerangan, memasak, water heating, dan lain-lain yang umumnyamerupakan pemakaian domestik (rumahan).

3. Avtur

Avtur adalah salah satu jenis bahan bakar berbasis minyakbumi yang berwarna bening hingga kekuning-kuningan, memiliki rentang titik didih antara 145 hingga 300oC, dan digunakan sebagaibakar pesawat terbang. Secara umum, avtur memiliki kualitas yanglebih tinggi dibandingkan bahan bakar yang digunakan untukpemakaian yang kurang ‘genting’ seperti pemanasan atau transportasi darat. Avtur biasanya mengandung zat aditif tertentu untuk mengurangi resiko terjadinya pembekuan atau ledakan akibattemperatur tinggi serta sifat-sifat lainnya.

4. Industrial Diesel Oil (IDO)

Minyak Diesel adalah hasil penyulingan minyak yang berwarna hitam yang berbentuk cair pada temperature rendah. Biasanya memiliki kandungan sulfur yang rendah dan dapat diterimaoleh Medium Speed Diesel Engine di sektor industri. Oleh karenaitulah, diesel oil disebut juga Industrial Diesel Oil (IDO) atau Marine Diesel Fuel (MDF).

12 5. Gasoline/ Premium

Premium adalah bahan bakar minyak jenis distilat berwarna kekuningan yang jernih. Warna kuning tersebut akibat adanya zat pewarna tambahan. Penggunaan premium pada umumnya adalah untuk bahan bakar kendaraan bermotor bermesin bensin, seperti:mobil, sepeda motor, motor tempel dan lain-lain. Bahan bakar inisering juga disebut motor gasoline atau petrol.

6. Automotive Diesel Oil (ADO)/Solar

Minyak solar adalah bahan bakar jenis distilat berwarnakuning kecoklatan yang jernih. Penggunaan minyak solar padaumumnya adalah untuk bahan bakar pada semua jenis mesin diesel dengan putaran tinggi (diatas 1.000 RPM), yang juga dapat

dipergunakan sebagai bahan bakar pada pembakaran langsung dalam

dapur-dapur kecil, yang terutama diinginkan pembakaran yang bersih.Minyak solar ini biasa disebut juga Gas Oil, Automotive Diesel Oil, High Speed Diesel.

7.

Industrial Fuel Oil (IFO)

Sebuah campuran bahan bakar minyak gasoil dan berat,dengan gasoil kurang dari minyak diesel laut.

2.2.1 Unit 11: Crude Distillation Unit (CDU)

Unit CDU berkapasitas 16.094 TPSD atau 118.000 BPSD ini digunakan untuk memisahkan feed crude oil menjadi beberapa fraksi sebelum diolah sebagaiumpan di unit-unit lain. Umpan yang digunakan umumnya adalah Arabian LightCrude (ALC), Basrah Light Crude (BLC), dan Irian Light Crude (ILC), dengankarakteristik sebagai berikut:

Tabel 2.5 Karakteristik umpan CDU I

Secara garis besar, di unit CDU I terdiri dari 4 tahapan proses, yaitu desalting,preheating, distilation, dan stripping. Adapun bahan kimia yang ditambahkan yaitu demulsifier sebelum proses desalting, dan soda kaustik (NaOH) yang ditambahkansebelum proses distilasi sebagai zat anti korosi. Bagian-bagian pokok dari unit CDUI adalah :

1. Crude Splitter Column (11C1)

2. Heavy Gas Oil Stripper (11C2)

Jenis Crude Kandungan Titik Didih (o_{C) Yield Berat (%)}

ALC

Light Tops < 150 16,8

Kerosene 150-221 13,2

Light Gas Oil (LGO) 221-271 8,4

Heavy Gas Oil (HGO) 271-364 17,6

Long Residue >364 44

Wax 3

Sulfur 1,88

13 3. Light Gas Oil Stripper (11C4)

4. Kerosene Stripper (11C6) 5. Stabilizer Column (11C7)

6. Gasoline Stripper Column (11C8)

Chemical injection yang digunakan dalam unit ini adalah soda kaustik (NaOH), amonia (NH3), dan demulsifier.

Crude dipompa dari tangki menuju kolom distilasi melalui jaringan penukarpanas untuk preheating (mengurangi beban pemanasan furnace) menggunakanpanas dari bottom column. Setelah preheating, crude melalui proses desalting didalam desalter dengan tujuan untuk mengurangi garam-garam yang terlarut atauterjebak di dalam crude. Setelah proses desalting, crude dipompa ke preflash drum. Sebelum masuk preflash drum, soda kaustik dari mixer ditambahkan ke dalam aliran crude. Preflash drum berguna sebagai distilasi awal guna memisahkan fraksimenengah dengan fraksi yang berat. Fraksi menengah yang keluar melalui puncakpreflash drum langsung diteruskan ke kolom distilasi sementara fraksi berat keluardari bottom flash drum dipanaskan dahulu dengan furnace dan kemudian masuk kedalam kolom distilasi.

Di dalam kolom distilasi, crude terbagi menjadi lima fraksi, yaitu fraksioverhead (light top, light end, dan naptha), fraksi kerosene, fraksi light gasoil (LGO), fraksi heavy gasoil (HGO), dan long residue. Sebagian dari fraksi-fraksi tersebut dikembalikan lagi ke kolom sebagai refuk. Produk naphtha dari unit CDU digunakan sebagai umpat unit NHT. Produk kerosene digunakan untuk umpan unitMerox. Produk LGO dan HGO diumpankan ke unit HDS. Long residue dikirim kestorage untuk umpan unit LOC.

2.2.2 Unit 12: Naphtha Hydrotreater Unit (NHT)

Unit ini berfungsi mengolah hasil puncak

crude distiller

(Unit 11) dengan kapasitas 25.600 BPSD. Produk dari unit ini digunakan sebagai umpan

Platformer

(fraksi 6-15 C). Proses yang digunakan adalah proses “

Shell Vapour Phase Hydrotreating”

. Katalis yang digunakan adalah

Cobalt Molebdenum

dengan jenis

Alumina

“

Extrude

” sedangkan gas hydrogen diambil dari

platforming

unit

. Dalam unit ini terjadi penghilangan sulfur, oksigen, dan nitrogen yang bisa meracuni katalis pada unit

Platformer

. Sulfur yang terdapat pada

naphtha

(umumnya berbentuk

thioles

,

mercaptan

, dan sulfide) direaksikan dengan hydrogen secara katalitik sehingga hydrogen disulfide mudah dipisahkan dengan hidrokarbon.

Nafta dari coalescer 11S1 dipompa oleh 12P1 yang kemudian aliran dibagimenjadi dua aliran parallel menuju ke feed/effluent exchanger train 12E1A-J. Masing-masing aliran digabungkan dengan aliran H2 recycle/fresh yang sebelumnya telah dikompresi dengan kompresor 12K1. Kedua aliran ini masuk keshell dan dipanaskan menggunakan panas effluent reactor. Setelah umpanseluruhnya menjadi uap, kedua aliran ini digabungkan menjadi satu dan dipanaskandengan furnace 12F1.Dalam furnace, campuran dipisahkan menjadi 6 pass yang lalu dimasukanmelalui bagian atas reaktor 12R1. Umpan mengalir melalui unggun berkatalis dalam reaktor. Sulfurnya akan bereaksi dengan H2 menjadi H2S. Effluent reactor (100% uap) yang keluar dari bottom reaktor dipisah menjadi dua aliran dan masuk ke tube side 12E1. Masing-masing didinginkan dan dikondensasikan secara parsial denganmenukarkan panasnya

14 dengan feed reaktor hingga suhu 134oC. Kedua aliran laludigabung dan didinginkan hingga mengembun lewat air-cooler 12E2 hingga suhu55oC.

Effluent yang sudah didinginkan lalu didinginkan lebih lanjut dengan air cooler 12E2. Kemudian aliran masuk ke HP separator 12V2 yang akan memisahkanfase gas dari fase cair dan air dari hidrokarbon. Sour gas dari separator 12V2 direcycle dan dicampur dengan gas H2 dari 14K1 unit Platforming. Campuran gasmasuk knock-out drum 12V1 untuk dimurnikan dan gas ditarik oleh kompresor12K1-A/B/C untuk dicampurkan dengan feed nafta. Sebagian gas dari HPSeparator di-discharged ke FGS (Fuel Gas System) untuk memurnikan recycle gas.Air dikeluarkan secara manual dari HP separator water-boot menuju LP separator 12V3 melalui separate nozzle. Produk cair dari 12V2 di-flash sepanjang 12LV-4 dan masuk LP separator dalam 2 fase (gas dan cair). Air dikeluarkan secara manual dari LP separator waterboot ke Unit Sour Water Stripper sementara unstabilized naphtha dialirkan denganpompa 12P2/2A menuju kolom stabilizer 11C7. Jika terjadi kegagalan pompa 12P2/2A, produk cair dari 12V2 dapat dialirkan ke kolom 11C7 dengan menggunakan tekanan pada 12V2, dan mem-bypass jalur 12V3 dan pompa12P2A/B.

Gambar 2.8 Proses Naphtha Hydrotreater Unit (NHT) 12P-1 12E-1 P-94 12F-1 12R-1 12E-2 12V-2 12V-3 11C-8 FGS 12V-1 12K-1 A/B/C Fresh H2 11S-1

15 2.2.3 Unit 13:

Hydrodesulphurizer

(HDS)

Unit ini dirancang untuk memproses LGO dan HGO dengan kapasitas masing-masing 23 ton/hari dengan derajat desulfurisasi untuk HGO lebih rendah. Proses unit ini dipercepat dengan katalisator Co dan Mo pada Al2O3 yang merupakan hidrogenasi selektif dengan mengurangi kadar

chloride

,

olefin

,

oxygen

,

sulfur

, dan senyawa

nitrogen

. Proses yang digunakan adalah “

Shell Trickle Hydrodesulfurization Process

”.

Sulfur

yang terdapat dalam LGO dan HFO dikontakkan dengan

hydrogen

, sehingga

sulfur

terkonversi menjadi

hydrogen sulfide

(H2S) yang mudah dipisahkan dari hidrokarbon. Dari tempat penyimpanan (

storage

) LGO dan HGO dipompa melalui

feed

(

effluent

) HE 13E-1 A/B/C/D dan masuk

furnace

dan reaktor 13R-1. Kandungan

sulfur

pada LGO dan HGO diikat oleh

hydrogen

menjadi H2S yang kemudian di-

flare

ke udara.

Gambar 2.9 Proses

Hydrodesulphurizer Unit

(HDS) 13C-2 13P-1 13E-1 _13F-1P-94 13R-1 13E-5 13V-3 13V-4 13E-3

LGO / HGO 13E-4

13C-1 _{LP Steam} 13E-6 13P-4 A/B 13E-7 13E-11 DLGO Storage 13E-8 13E-9 A/B 13V-8 13P-6 17V-1 13P-5 A/B Slop MP Steam 13V-7 17V-1 13P-3 / 7 Slop FGS Flare 13S-1 13S-2 LP Steam 13E-2 13V-5 13V-6 SRU 13P-2 / 2A Slop SWS 13V-2 13K-1 A/B 13E-10 13V-9 13V-1 14K-1 13V-5 Flare FGS Flare 13V-1

16 2.2.4 Unit 14:

Platformer

Unit ini berfungsi untuk menaikkan bilangan oktan

naphtha

dari

Naphtha

Hydrotreater Unit

(Unit 12) dengan pengolahan 14.300 BPSD atau 1,65 ton/hari. Sebelum masuk unit

Platformer

,

naphtha

dikurangi kandungan sulfurnya hingga 5 wt ppm di unit

Naphtha Hydrotreater

. Dalam unit ini

naphtha

dikonversikan dengan bantuan katalis. Reaksi yang terjadi antara lain:

a.

Dehydrogeneration

, pengambilan hydrogen dari

naphtha

untuk membentuk senyawa aromatis. Reaksi ini bersifat endotermis dengan kecepatan reaksi relatif cepat. Reaksi dehydrogenasi cyclohexana menjadi aromat sangat ekstrim dan dalam jumlah banyak. Naphtenes adalah komponen dalam feed yang diinginkan karena reaksi dehydrogenasinya mudah dan menghasilkan produk samping hidrogen.

b.

Hydrocracking

, reaksi ini merupakan reaksi perengkahan untuk memecah molekul

paraffin

rantai panjang menjadi rantai pendek, dengan penambahan H2. Reaksi ini bersifat eksotermis.

c. Isomerisasi, reaksi pembentukan molekul dengan jumlah atom C yang sama tetapi dengan struktur molekul yang berbeda.

d. Siklisasi, perubahan senyawa hidrokarbon parafinik menjadi senyawa hidrokarbon naftenik.

e. Desulfurisasi, yaitu reksi penyingkiran sulfur menjadi H2S. H2S disingkirkan dari

hidrokarbon dalam stabilizer sehingga platfromat yang di hasilkan bebas dari senyawa belerang. Dalam unit ini di tambahkan IPA (Iso Propil Alcohol) dan PDC (Chloride) untuk menjaga konsetrasi air dan chloride pada recycle gas tetap yang diperlukan untuk menjaga performance katalis pada kondisi optimum.

2.2.5 Unit 15:

Propane Manufacturing Unit

Unit ini berfungsi memisahkan LPG dari Unit

Platformer

menjadi

propane

dan

fuel

gas

, jadi tidak memproduksi LPG untuk dipasarkan. Kapasitas unit ini sebesar 7 ton/hari,

Gambar 2.10 Proses

Platforming Unit

14P-1 14E-1 14F-1 14R-1 14F-2 14R-2 14F-1 14R-3 14E-2 14E-3 14V-1 FGS 14K-1 Flare 14E-1 14E-4 A/B/C 14C-1 14E-5 _Storage 14P-5 A/B 14F-4 14E-6 A/B 14V-6 14P-4 A/B PMF Injeksi PDC / Cond 11C-8 / 31T-4 HDT / HDS

17 Gambar 2.11 Proses

Propane Manufacturing Unit

dengan dua kali produksi dapat mencukupi kebutuhan bahan bakar

Lube Oil Complex

dalam satu bulan.

LPG diambil dari unit platformer yang dilewatkan ke depropanizer dimana terjadi pemisahan menjadi propane dan butane. Propane accumulator keluar dari puncak depropanizer, lewat sebuah condenser dan masuk kolom dethanizer (propane). Gas yang tidak mencair dikirim ke fuel gas system, yang mencair di bagi menjadi 2 bagian. Uap yang dihasilkan stripper pada propane reboiler dikembalikan ke depropanize overhead line. Hasil dasar deethanizer kemudian didinginkan dikirim ke storage dengan menggunakan tekanan deethanizer kemudian dipompakan ke lube oil plant. Sebagian hasil dasar depeopanizer dipanaskan di butane reboiler dan sirkulasi depropanizer di mana sebagian hasil (Produk butane) didinginkan kemudian dialirkan ke srorage. Pada unit platformer, pemisahan campuran hidrokarbon “multi component” berdassarkan proses fisika yang berjalan secara terus menerus dalam menara pemisah.

Menara pemisah tersusun oleh 2 seksi, yaitu:

a. Seksi rektifikasi (bagian diatas tray umpan masuk) b. Seksi stripping (bagian dibawah tray umpan masuk )

Di dalam menara, fraksi-fraksi gas dikontrakan dengan cairan secara berlawanan (counter current). Pada prinsipnya proses pemisahan itu merupakan penerapan proses fisika dari usur-unsur yang mempunyai daya uap (volatility)

14V-6 15P-1 15C-1 15C-2 15E-1 LP Steam 15E-3 Vaporizer 15V-1 47V-1/2 15E-5 CW CW 15FV-008 15FV-005 15FV-005 15LV-004 15LV-001 FGS 15PV-001 15E-4 CW 15P-2

18 Gambar 2.12 Proses

Merox Treater Unit

2.2.6 Unit 16:

Merox Treater Unit

Unit ini berfungsi menghilangkan kadar garam/

mercaptan

yang korosif pada

kerosene

, dengan merubahnya menjadi disulfide yang tidak korosif dengan cara oksidasi katalitik dengan menginjeksikan udara ke dalam reaktor. Proses Merox Treater ini dikembangkan oleh UOP (Universal Oil Product) untuk chemical treatment daridistilasi minyak bumi yang mempunyai end point 320 0_{C – 340} 0_C.

Proses ini menggunakan katalis “

iron group metal

chelate

” dalam suasana basa untuk

mengoksidasikan merkaptan menjadi disulfida menggunakan udara sebagai sumber oksigen yang bertujuan untuk menghasilkan produk

kerosene

yang sesuai dengan spesifikasi

aviation

fuel

(avtur). Kapasitas pengolahan unit ini sebesar 16.900 BPSD atau 2.119 ton/hari. Proses yang terjadi pada unit ini dapat dibagi menjadi beberapa bagian,yaitu:

a.

Pretreatment

, tujuannya adalah mengambil H2S atau asam naphtenik pada umpan, karena bila tidak diambil akan bereaksi dengan soda kaustik pada unggun reaktor membentuk sodium

naftena yang dapat mengurangi aktivitas katalis.

b. Pencucian dengan kaustik soda encer, untuk mencegah pembentukan emulsi antara kaustik soda dan

kerosene

.

c.

Sweetening

, yaitu proses oksidasi

mercaptan

menjadi disulfide dalam unggun reaktor. Reaktor yang digunakan adalah tipe

fixed bed

reactor

. Reaktor berisi

activated charcoal

yang ditambah

Merox

catalyst

dan dibasahi dengan NaOH. Katalis diadsorbsi ke unggun dengan dilarutkan dalam metanol dan dilewatkan pada unggun. Agar unggun tetap dalam suasana basa, unggun dijenuhkan teratur dengan NaOH setiap 5 hari sekali.

d.

Post treatment

,

kerosene

dicuci dengan air untuk mengambil sisa kaustik dan surfaktan yang larut dalam air.

Kerosene

kemuddian dibebaskan dari air pada

salt dryer

dan kemudian dilewatkan pada

clay dryer

untuk mengambil tembaga dan surfaktan yang tidak bisa

larut dalam air. Proses ini bertujuan untuk memperbaiki warna produk akhir agar sesuai dengan spesifikasi. 16V-1 16P-1 16T-2/3 11E-55 By pass Merox 16C-1 16M-1 16R-1 P-9 16V-4 16V-5 16C-2 16C-3 Avtur Storage 16P-4 16T-4 16P-2 16T-1 11V-6 A 16K-1 Udara 16V-6 16FV-015 16FV-322

19 Gambar 2.13 Proses

Sour Water Stripper Unit

2.2.7 Unit 17:

Sour Water Stripper Unit

Unit ini berfungsi untuk membersihkan air buangan proses dari CDU dan unit lain yang masih banyak mengandung H2S dan NH3 sehingga apabila langsung dibuang akan memberikan

bau dan mengakibatkan terjadinya polusi air. Pada proses pembersihan air ini digunakan LP steam sebagai

separating agent

(zat pembersih) di dalam

packed column

. Hasil atas yang berupa uap/gas sebagai bahan bakar pada

crude heater

, sedang airnya dikirim ke

corrugated

plate interceptor

(CPI) untuk mengambil minyak yang masih terikat. Unit ini didesain untuk mengolah 32,3 m3_{/jam (733 ton/hari) sour water dengan perkiraan kandungan H2S sebesar 29}

kg/jam (0,7 ton/hari) dan kandungan NH3 sebesar 7 kg/jam (0,16 ton/hari). Bahan pendukung yang digunakan adalah

packing

berupa

Ceramics Intallox Sadle 2

.

Pada kondisi konsentrasi garam NH4HS yang tinggi, akan menyebabkan korosi terutama

pada pompa dan HE. Dalam bentuk larutan, garam ini terhidrolisis menjadi H2S dan NH3. H2S

dan NH3 bersifat basa, gas dalam cairan bersifat volatil dan menaikan tekanan parsial. H2S dan

NH3 dapat diambil dengan stripping menggunakan steam. Reaksi hidrolisasi akan semakin cepat

dengan menaikkan temperatur. H2S yang lebih larut dalam air akan lebih mudah untuk di

stripping.

Beda temperatur dalam kolom menunjukan bahwa sebagian besar steam terkondensasi di puncak kolom, yang menandakan bahwa pelucutan umunya terjadi di bottom kolom. Sebagian besar H2S terambil pada bagian atas kolom, sementara pelucutan NH3 terjadi di seluruh kolom

secara merata. Variable proses dalam unit ini adalah jumlah dan komposisi umpan serta kondisi operasi kolom (suhu,tekanan, dan laju air).

43T-5 Well Water Desalter 43P-5 A/B/C 17V-1 Sour Water 17P-2 Slop Header 17P-1 A/B 17E-1 A/B P-14 17C-1 17P-3 17E-2 43P-5 A/B/C Sewer LP Steam Fuel Gas 17HV-001 17PV-001 17LV-006 17FV-004 17LV-004

20 BAB III

KEGIATAN KERJA PRAKTIK 3.1 Kegiatan Kerja Praktik

Kegiatan kerja praktek dilakukan pada tanggal 1 Juli – 30 Agustus 2019. Padaminggu pertama dilakukan daftar ulang dengan cara mengisi identitas,menyerahkan berkas-berkas yang telah ditentukan oleh perusahaan, serta pembuatan badge dan briefing umum keamanan lingkungan RU IV oleh bagian Health,Safety and Environment (HSE). Minggu kedua dilakukan orientasi dan mengambil AlatPelindung Diri (APD). Pembagian lokasi kerja praktek dan juga pembimbingdilakukan pada tanggal 18 Juli 2019. Bimbingan mulai dilakukan pada pertengahan bulan Juli. Awal bulan Agustus mulai dilakukan pembuatanlaporan hasil kerja praktik.

3.2 Tugas Khusus

Selama kegiatan kerja praktik berlangsung, mahasiswa diberikan tugas khusus oleh engineer pembimbing yang bersangkutan dengan area FOC I sebagai penerapan ilmu yang sudah diberikan, dan juga sebagai syarat kelulusan kerja praktik yang dilakukan di PT Pertamina (Persero) RU IV Cilacap. Tugas khusus yang dikerjakan mahasiswa berjudul "Evaluasi Pengaruh Tekanan Operasi Terhadap Komposisi Stripped Water pada Unit Sour Water Stripper di Kilang Fuel Oil Complex I (FOC I) dengan Menggunakan Simulasi HYSYS".

Stripper pada unit SWS saat ini tidak bekerja secara optimal karena kandungan H2S dan

NH3 pada stripped water memiliki perbedaan yang cukup signifikan setiap harinya dan belum

sesuai dengan standar. Salah satu cara untuk mengetahui kinerja stripper dalam menghilangkan impurities adalah dengan menganalisa komposisi H2S dan NH3 pada hasil bawah stripper

(stripped water). Salah satu caranya yaitu dengan mengevaluasi driving force perpindahan massanya. Mengacu pada hal itu, tugas khusus ini diperuntukkan untuk mensimulasikan pengaruh variasi tekanan terdahap komposisi stripped water.

3.3 Data Aktual Stripper pada Unit SWS

Pengumpulan data dilakukan selama 5 hari yaitu dari tanggal 5 hingga 9 Agustus 2019. Tabel 3.1 Data aktual stripper pada unit SWS

Tanggal LP Steam

(ton/day)

Sour Water Stripped Water

Kapasitas (ton/day) Ammonia (ppm) H2S (ppm) Ammonia (ppm) H2S (ppm) 5 31 719 157 157 45 18 6 31 721 582 131 353 27 7 31 724 153 97 72 118 8 31 713 571 60 67 166 9 31 725 386 124 226 59 Rata-rata 31 720,4 113,8 369,8 77,6 152,6

21 BAB IV

HASIL KERJA PRAKTIK 4.1 Hasil Simulasi Kolom Berdasarkan Kondisi Aktual Operasi

Jenis kolom yang digunakan pada stripper unit SWS yaitu berupa packed column. Packed digunakan untuk meningkatkan bidang kontak antarafase cair dan uap. Kontak antara fasa gas dan cair dalam packed bed column berlangsung secara kontinyu, tidak secara bertahap seperti dalam plate column.

Perancangan yang dilakukan menggunakan perangkat lunak Hysys sesui dengan parameter kondisi aktual operasi pabrik memberikan hasil berikut ini. Property method yang digunakan yaitu Sour PR. Model Sour PR model menggabungkan persamaan Peng-Robinson dan Wilson's APISour Model untuk menangani sistem sour water and dapat diaplikasikan untuk sour water strippers, hydrotreater loops, crude columns, atau proses lain yang mengandung hidrokarbon, gas asam, and H2O.

Tabel 4.1 Perbandingan kondisi aktual kolom stripper dan simulasi Hysys. Kondisi Aktual Unit Sour Water Stripper Feed Stripper Bottom Stripped

Water Off Gas

LP Steam Fraksi gas 0 0 - - 1 1 Temperatur C 45 96 - - - 210 Tekanan kg/cm2_{_g 6 - 1,100 - 1 3} Laju alir massa kg/h 30017 - - - - - NH3 ppm 369,800 - 152,600 152,600 - - H2O ppm - - - - H2S ppm 113,800 - 77,600 77,600 - - Pemodelan Hysys Unit Sour Water Stripper Feed Stripper Bottom Stripped

Water Off Gas

LP Steam Fraksi gas 0 0 0 0 1 1 Temperatur C 45 96 121,526 72,725 119,806 210 Tekanan kg/cm2_g 6 5,297 1,100 0,397 1 3 Laju alir massa kg/h 30017 30017 30999,630 30999,630 309,370 1292 NH3 ppm 374,108 374,108 299,459 299,459 629 0 H2O ppm 999510 999510 999658 999658 986713 1 H2S ppm 115,126 115,126 41,664 41,664 6995 0

22 Karena spesifikasi produk yang dihasilkan dari perancangan kolom menggunakan perangkat lunak Hysys mendekati kondisi aktual, maka konfigurasi kolom yang telah di input dianggap valid dan dapat digunakan untuk melakukan simulasi.

Gambar 4.1 Model Simulasi Hysys

4.2 Pengaruh Variasi Tekanan Terhadap Komposisi Stripped Water

Simulasi yang dilakukan dengan variasi tekanan terhadap hasil bawah stripper (stripped water) memberikan hasil berikut ini:

Tabel 4.2 Pengaruh tekanan terhadap komposisi H2S dan Ammonia pada stripped water

Tekanan (kg/cm2_g) Komposisi H2S (ppm) Komposisi NH3 (ppm)

0,7 11,751 311,923 0,75 14,929 310,225 0,8 18,981 308,420 0,85 23,608 306,481 0,9 29,016 304,383 0,95 34,918 302,074 1 41,664 299,459 1,05 61,223 293,319

23 Gambar 4.2 Grafik pengaruh tekanan operasi terhadap komposisi NH3 dan H2S

Berdasarkan table 4.2, tekanan operasi pada steam stripper mempengaruhi komposisi pada hasil bawah stripper (stripped water). Pada saat tekanan divariasikan, terjadi perubahan komposisi H2S dan NH3 pada stripped water. Semakin menurun tekanan operasi, maka

komposisi H2S akan semakin bertambah. Hal ini sesuai dengan teori yang menyebutkan bahwa

penurunan tekanan operasi akan disertai dengan penurunan kelarutan gas dalam fasa cair serta volatilitas gas yang semakin tinggi.

Tabel 4.3 Konstanta Henry terhadap suhu

kH = kH 298 exp ((d(lnkH)/d(1/T))( (1/T)-(1/298))), T = 369 K

Komponen kH 298 (M/atm) d(lnkH)/d(1/T) (1/T)-(1/298) kH (M/atm)

NH3 59,782 4200 -6,457E-04 3,970 H2S 0,101 2100 -6,457E-04 0,026

Tabel 4.4 Pengaruh tekanan terhadap kelarutan dan titik saturasi NH3 dan H2S

Tekanan (kg/cm3_{_g)}

Kelarutan (M) Titik Saturasi (o_C)

NH3 H2S NH3 H2S 0,7 1,076E-03 1,769E-06 -40,774 -67,375 0,75 1,153E-03 1,896E-06 _{-39,482 -66,124} 0,8 1,230E-03 2,022E-06 -38,260 -64,942 0,85 1,306E-03 2,148E-06 -37,113 -63,830 0,9 1,383E-03 2,274E-06 -35,999 -62,748 0,95 1,460E-03 2,401E-06 _{-34,918 -61,742} 1 1,537E-03 2,527E-06 -33,878 -60,725 0 10 20 30 40 50 60 70 280 285 290 295 300 305 310 315 0,7 0,75 0,8 0,85 0,9 0,95 1 1,05 Tekanan (kg/cm2_{_g)} K an d u n gan H2 S (p p m ) Ka nd un ga n NH 3 (pp m ) Komposisi NH3 (ppm) Komposisi H2S (ppm)

24

1,05 1,614E-03 2,654E-06 -32,918 -59,787

Oleh karena itu, saat tekanan diturunkan akan semakin banyak kandungan H2S yang

berada di overhead dan semakin sedikit kandungan H2S yang berada di stripped water seperti

yang telah ditunjukkan oleh gambar 4.2. H2S yang lebih tidak larut dalam air akan lebih mudah

untuk di stripping dibandingkan dengan NH3 yang sangat larut dalam air. Berbanding terbalik

dengan komposisi H2S pada saat tekanan diturunkan, komposisi NH3 mengalami kenaikan.

Sehingga penurunan tekanan operasi pada stripper efektif dalam mengurangi komposisi H2S

namun tidak dengan komposisi NH3. Hal ini dapat disebabkan oleh beberapa hal yaitu:

1. Terjadi ionisasi dalam proses stripping.

Ammonia dan hydrogen sulfide tidak bisa di-stripping dalam bentuk ion. Keberadaan ion juga dapat mengubah pH operasi. Ion yang dapat menurunkan pH hingga kurang dari 5 akan mengikat NH3 dan membantu stripping H2S. Sebaliknya, jika keberadaan

ion yang dapat meningkatkan pH hingga lebih dari 10 akan mengikat H2S dan

membantu stripping NH3. Sehingga dengan kondisi pH yang tidak seimbang akan

mengurangi kinerja stripper dalam memisahkan NH3 dan H2S dengan air.

H2S(aq) ↔ HS- + H+

HS- _{↔ S}-2 _{+ H}+

Saar pH lebih dari 5, maka akan terbentuk ion-ion seperti HS- _{ataupun S}-2 _{yang tidak}

diingkan sehingga pH operasi harus dijaga agar kurang dari 5. NH3 + H2O ↔ NH4+ + OH-

Saat pH tinggi, maka kesetimbangan akan bergeser ke kanan sehingga meningkatkan produksi gas ammonia. Sedangkan pH rendah akan meningkatkan produksi ion ammonium yang tidak diinginkan.

2. Terjadi reaksi samping.

Kandungan NH3 yang tinggi kemungkinan akibat adanya reaksi kontaminan dengan

asam. Nitrogen akibat adanya panas dan sumber hidrogen dari hidrkarbon juga dapat membentuk ammonia.

N2 + 3H2 ↔ 2NH3

Reaksi samping juga dapat mengubah ammonia menjadi ion sehingga tidak dapat di-stripping.

NH3 + CO2 ↔ N2COO- + H+

3. Pemilihan desain stripper yang tidak tepat.

Single stripper biasanya digunakan untuk umpan yang komposisi NH3 nya rendah

tidak seperti umpan feed PT. Pertamina RU IV yang memiliki komposisi NH3 lebih

banyak 3 kali lipat dibanding H2S. Untuk kondisi tersebut biasa digunakan two-stage

stripper. Stage pertama digunakan untuk stripping H2S pada tekanan tinggi dengan

menggunakan steam sedangkan stage kedua digunakan untuk stripping NH3 dan

sedikit H2S.

Berdasarkan gambar 4.2 juga didapatkan tekanan operasi optimal yaitu 0,98 kg/cm2_{_g.}

Meskipun stripper yang beroperasi pada tekanan rendah (vakum) menjadi lebih efisien dan memungkinkan penggunaan internal plastik untuk melawan korosi. Namun, stripper yang beroperasi pada tekanan rendah juga memiliki beberapa batasan. Tekanan operasi yang terlalu rendah dapat menyebabkan penurunan temperatur jenuh, sehingga entrainment dari komponen

25 yang sulit menguap dapat terbawa ke dalam overhead. Proses stripping dengan tekanan operasi rendah juga sulit diterapkan apabila komposisi NH3 pada umpan tidak konstan. Ketika

komposisi NH3 dalam umpan meningkat, akan ada peningkatan suhu dan beban uap di kolom

stripper sehingga tekanan kolom meningkat dengan cepat karena beban uap yang berat. Untuk mengadakan kondisi vakum juga dibutuhkan alat tambahan seperti steam jet ejector sebagai alat pembangkit vakum dengan menggunakan steam sebagai media pendorong yang berfungsi untuk mengeluarkan gas atau uap dari suatu ruang sehingga dapat mempertahankan kondisi vakum yang diinginkan. Maka lebih baik jika stripper beroperasi pada tekanan sekitar atmosfer seperti pada gambar 4.2 untuk memanfaatkan volatilitas gas yang cukup tinggi dan suhu operasi yang lebih rendah tanpa harus menambah biaya operasional.

4.3 Transfer Massa Packed Bed Stripper

Gambar 4.3 Solute berdifusi dari fasa bulk liquid ke fasa bulk gas melalui liquid film di interface

N = A. Z. kL. a (x-xint)………(4.1)

A = column cross-sectional area, m2

Z = kedalaman packed

kL = liq-film mass transfer coefficient, kmol/(h.m2.kmol/kmol)

a = interfacial area (area transfer massa antara fasa gas dan liquid), m2_/m3 _{of packed bed}

A.Z = bed volume

A.Z.a = total interface area dalam keseluruhan packed bed

Karena xint sulit untuk ditentukan, interfacial area dikombinasikan dengan overall liquid phase

MTC (mass transfer coefficient) untuk menghasilkan overall volumetric coefficient (KL.a).

xint =

𝑦.𝑃

𝐻……….………(4.2)

Didapatkan overall driving force, Δx = x - 𝑦.𝑃

𝐻………(4.3)

N = A.Z.KL.a.Δx……….(4.4)

Persamaan tersebut dapat digunakan jika sistem menerapkan Henry’s Law. Ketika Henry’s Law tidak diterapkan dalam sistem, maka dapat digunakan rasio kesetimbangan (K) untuk menyatakan overall driving force

K = 𝑦

𝑥……….………(4.5)

Rasio kesetimbangan ini merupakan fungsi temperatur, tekanan, dan komposisi. Sehingga didapat persamaan:

Δx = x - 𝑦

𝐾………..…………(4.6)

26

N = A.Z.KL.a.Δxlm……….(4.7)

Δxlm adalah rata-rata logarithmic mean driving force di bagian bottom dan top packed bed.

Δxlm =

Δxt−Δxb lnΔxt

Δxb

……….…(4.8) Δxt= perbedaan fraksi mol di tower bagian atas

Δxb= perbedaan fraksi mol di tower bagian atas

Dikarenakan banyak informasi yang tidak diketahui seperti kedalaman packed (Z), liq-film mass transfer coefficient (kL), dan area transfer massa antara fasa gas dan liquid (a) maka

pengaruh tekanan terhadap transfer massa stripped water tidak dapat dihitung secara manual. Liq-film mass transfer coefficient (kL) dipengaruhi oleh struktur packing dan dapat dihitung jika

diketahui effective area of packing (𝑎𝑒) untuk disubstitusi dalam persamaaan 4.9.

kL = 𝑢𝐿 𝑍𝑎𝑒ln

𝐶𝑖,𝑖𝑛

𝐶𝑖,𝑜𝑢𝑡………..(4.9)

Banyaknya informasi yang tidak ketahui akibat dari kurangnya informasi yang diberikan oleh pembimbing lapangan serta informasi yang tidak tercantum pada spesifikasi stripper SWS ini.

27 BAB V

TINJAUAN TEORITIS

5.1 Prinsip Stripping

Stripping merupakan proses pemisahan komponen dari fase cair ke fase gas, yaitu dengan mengontakkan cairan yang berisi solute dengan pelarut berupa gas (stripping agent) yang tidak larut ke dalam cairan sehingga terjadi pelepasan komponen fasa gas dari komponen cairan. Proses stripping dilakukan pada suhu yang tinggi dan tekanan yang rendah. Alat yang digunakan untuk proses stripping disebut stripper.

5.2 Stripper

Stripper adalah suatu alat yang digunakan untuk mengambil suatu zat atau senyawa dari senyawa lainnya dengan fase yang berbeda. Stripper disebut juga sebagai kolom distilasi berfungsi sebagai unit operasi untuk melakukan proses pemisahan sebuah campuran menjadi dua atau lebih produk yang memiliki titik didih berbeda, dengan mengeluarkan komponen yang lebih mudah menguap dari campuran.

5.2.1 Driving Force Perpindahan Massa Pada Kolom Stripper

Driving force (gaya pendorong) terjadinya perpindahan massa stripper pada unit SWS adalah perbedaan tekanan parsial zat terlarut pada permukaan dengan fase gas disekitarnya. Untuk mempercepat perpindahan massa zat tersebut, driving force haruslah diperbesar. Driving force dapat diperbesar dengan cara:

1. Menurunkan tekanan operasi sistem.

Semakin rendah tekanan maka volatilitas gas pada larutan akan semakin tinggi sehingga mudah menguap dan kandungan solut pada hasil bawah stripper akan semakin berkurang. 2. Menaikkkan jumlah steam.

Steam berfungsi untuk menurunkan tekanan parsial sehingga semakin besar jumlah steam yang dimasukkan kedalam stripper, maka solut akan mudah menguap.

3. Menaikkan temperatur larutan.

Dengan menaikkan temperatur maka tekanan uap larutan juga akan meningkat, sehingga akan memperbesar driving force.

4. Luas bidang kontak diperbesar. 5.2.2 Jenis-Jenis Stripper

• Stripper dengan Injeksi Steam

Injeksi steam dilakukan dengan tujuan untuk menurunkan tekanan persial di atas permukaan cair, sehingga fraksi yang lebih ringan yang terikut kedalam kolom stripper akan mengalami penguapan dan dimasukkan kembali kedalam kolom destilasi.

• Stripper dengan Reboiler

Pemanas ini dilakukan pada stripper fraksi diesel dengan tujuan agar terjadi penguapan, karena uap dari dalam reboiler memiliki SG (Specific gravity) yang lebih rendah jika

28 dibandingkan dengan cairan yang berada di dasar kolom stripper, Sehingga uap yang dimasukkan ke dalam dasar kolom akan membuat cairan mendorong uap (fraksi ringan) ke atas dan dimasukkan kembali ke dalam kolom destilasi.

5.2.3 Komponen Kolom Stripper

Kolom stripper diisi dengan tray atau packing yang berfungsi untuk meningkatkan area kontak antara gas dan liquid yang bertujuan untuk mengoptimalkan efisiensi pemisahan. Packed column biasanya digunakan untuk operasi dengan skala lebih kecil (diameter kolom kurang dari 2 ft dan tinggi packing kurang dari 20 ft).

Gambar 5.1 Tray and packed stripper column • Tray Column

Liquid yang terdistribusi di bagian atas tray bertemu dengan aliran gas yang mengalir ke atas melalui lubang-lubang pada tray, sehingga terjadi perpindahan massa. Liquid kemudian turun ke tray berikutnya melalui downcomer berdasarkan gaya gravitasi. Laju alir liquid, luas area tray, dan downcomer perlu diperhitungkan dengan baik untuk mencegah terjadinya flooding pada kolom. Beberapa jenis tray yang sering digunakan antara lain sieve tray, valve tray, dan bubble-cap tray.

29 •

Gambar 5.2 Tray with valve caps • Packed Column

Packed digunakan untuk meningkatkan bidang kontak antara fase cair dan uap. Ada berbagai jenis kemasan yang digunakan dan masing-masing keuntungan dan kerugiannya. Kontak gas cair dalam packed bed column berlangsung secara kontinyu. Gas dan liquid terdistribusikan melalui sela-sela packing yang disusun hingga ketinggian tertentu. Packing adalah material yang berguna untuk memperluas permukaan didalam kolom. Cairan akan lebih mudah menguap apabila bersentuhan dengan suatu permukaan yang bersuhu berbeda. Demikian juga uap akan lebih mudah terkondensasi apabila bersentuhan dengan permukaan yang berbeda suhu. Karena itu sebagian besar ruang didalam kolom harus diisi dengan material yang bisa menyediakan permukaan yang lebih banyak untuk bersentuhan dengan uap.

Dalam rangka memperluas permukaan kontak antar fase gas-cair, digunakan kolom berisi packing (packed coloumn). Pemilihan packing dilakukan dengan mempertimbangkan hal-hal sebagai berikut ( Perry and green, 1984) :

1. Memiliki luas permukaan terbasahi tiap unit volum yang besar.

2. Memiliki ruang kosong yang cukup besar sehingga kehilangan tekanan kecil. 3. Karakteristik pambasahan baik.

4. Densitas kecil agar berat kolom keseluruhan kecil. 5. Tahan korosi dan ekonomis.

Packing dapat ditumpuk secara acak (random) ataupun terstruktur. Umumnya packing terbuat dari material seperti tanah liat, porselin, grafit, atau plastik. Untuk mencegah pendistribusian cairan yang tidak merata (liquid channeling), ukuran packing biasanya tidak lebih dari seperdelapan diameter kolom. Beberapa jenis random packing yang sering digunakan anatara lain:

a. Rasching ring

Rasching ring merupakan generasi pertama random packing, biasanya terbuat dari logam seperti baja karbon seperti yang ditampilkan di sini, atau dari non-logam karbon hitam. Hal ini biasanya lebih tebal daripada jenis random packing yang lainnya. jenis packing ini menawarkan durability korosi tinggi.

30 Pall ring mempunyai efisiensi yang tinggi dan merupakan pengembangan dari raschig ring. Dohntec pall ring menunjukkan bahwa pall ring mempunyai kapasitas yang lebih besar dan pressure drop yang lebih kecil daripada random packing yang lain. Pall ring mempunyai dinding silindris yang terbuka dan bagian dalam yang cenderung menonjol keluar, sehingga pall ring dapat menerima kapasitas yang lebih besar dan pressure drop yang lebih kecil daripada cylindrical rings. Desain cincin terbuka pada pall ring dapat menjaga distribusi dan menahan tendensi saluran dinding. Kontak pada permukaan bagian dalam dan bagian luar dari pall ring efektif untuk distribusi liquid dan gas, serta tahan terhadap penyumbatan. c. Intalox saddle

Intallox saddle merupakan pengembangan dari saddle yang berbentuk lengkung. Perubahan itu terdapat pada kedua permukaan lengkungan menjadi permukaan persegi dan membuat jari-jari bagian dalam dan luar dari lengkungan berbeda. Konstruksi ini menjadi dasar mengatasi masalah penyumbatan, ini membuat porositas distribusi rata dan memperbaiki distribusi fluida, kapasitas lebih besar dan pressure drop lebih rendah daripada rasching ring.

Random Terstruktur

5.3 Sour Water Stripper (SWS)

Industri yang bergerak dalam pengolahan minyak bumi biasanya menghasilkan air bekas yang bersifat asam (sour). Sour water adalah air bekas pakai yang mengandung ammonia dan hidrogen disulfida (terkadang juga fenol). Sour water diproduksi dari unit CDU, ARHDM, LCOHTU, GO-HTU, dan RCC. Sour water dapat diolah kembali menjadi stripped water menggunakan reaksi stripping pada unit Sour Water Stripper (SWS). Stripped water yang dihasilkan kemudian digunakan kembali pada unit desalter untuk menghilangkan garam klorida. Garam klorida ini harus dihilangkan karena dapat menyebabkan terbentuknya HCl pada bagian overhead unit CDU.

Secara umum, pertama-tama sour water dialirkan menuju Flash Drum. Pada unit ini, uap hidrokarbon (hidrokarbon fraksi ringan) dan cairan hidrokarbon yang terikut pada air dipisahkan. Uap hidrokarbon yang telah dipisahkan kemudian dibakar pada flare, sedangkan cairan hidrokarbon dipompakan menuju sistem slop. Sour water yang sudah terpisah dari uap

31 dan cairan hidrokarbon kemudian dialirkan menuju Feed Stabilization Tank. Penggunaan tangki ini adalah untuk meningkatkan waktu tinggal sour water sehingga pencampuran dan homogenisasi umpan terjadi dengan lebih sempurna. Hal ini penting untuk dilakukan, terlebih untuk mencegah uap dan cairan hidrokarbon yang masih terikut dalam air untuk masuk ke kolom stripper. Selanjutnya sour water dipanaskan menggunakan heat exchanger dengan memanfaatkan panas dari stripped water. Selanjutnya, air dialirkan menuju ke kolom SWS. Metode stripping pada unit SWS berbeda-beda, namun pada umumnya air diumpankan ke kolom SWS yang bertipe tray/packing kemudian steam ataupun gas dari bagian bawah kolom bergerak ke atas untuk menghilangkan gas-gas asam. Jenis stripper yang biasa digunakan untuk unit SWS yaitu steam stripper.

5.3.1 Steam Stripper

Pada SWS tipe ini, media stripping yang digunakan adalah live steam. Kondisi operasi pada SWS tipe ini beragam, pada range 1 sampai 50 psig dan 100 sampai 270 o_{F. Sour water}

yang digunakan dapat diolah terlebih dahulu menggunakan asam kuat seperti asam klorida dan juga asam sulfat. Sebagian stripping steam yang digunakan dimanfaatkan untuk memanaskan umpan sour water (pada suhu 180-230 o_{F). Panas yang digunakan adalah panas laten yang}

dimiliki oleh steam. Steam yang digunakan untuk proses stripping memutuskan ikatan yang ada antara air dan hidrogen disulfida serta ikatan air dan ammonia. Saat terjadi pelarutan ammonia dan hydrogen sulfida pada air, terjadi pelepasan panas. Untuk memisahkan ammonia dan hidrogen sulfida, maka diperlukan suplai panas. Panas ini berasal dari panas laten dari steam yang terkondensasi pada tray kolom. Sebagian steam yang telah terkondensasi kemudian dijadikan sebagai cairan reflux, sedangkan sebagian lagi terikut pada overhead gas.

5.3.2 Unit SWS di PT. Pertamina (Persero) RU IV Cilacap

Unit ini berfungsi untuk membersihkan air buangan proses dari CDU dan unit lain yang masih banyak mengandung H2S dan NH3 sehingga apabila langsung dibuang akan memberikan

bau dan mengakibatkan terjadinya polusi air. Pada proses pembersihan air ini digunakan LP steam sebagai

stripping agent

(zat pembersih) di dalam

packed column

. Hasil atas yang berupa uap/gas sebagai bahan bakar pada

crude heater

, sedang airnya dikirim ke

corrugated

plate interceptor

(CPI) untuk mengambil minyak yang masih terikat. Unit ini didesain untuk mengolah 32,3 m3_{/jam (733 ton/hari) sour water dengan perkiraan kandungan H2S sebesar 29}

kg/jam (0,7 ton/hari) dan kandungan NH3 sebesar 7 kg/jam (0,16 ton/hari). Bahan pendukung yang digunakan adalah

packing

berupa

Ceramics Intallox Sadle 2

.

Pada kondisi konsentrasi garam NH4HS yang tinggi, akan menyebabkan korosi terutama

pada pompa dan HE. Dalam bentuk larutan, garam ini terhidrolisis menjadi H2S dan NH3. H2S

dan NH3 bersifat basa, gas dalam cairan bersifat volatil dan menaikan tekanan parsial. H2S dan

NH3 dapat diambil dengan stripping menggunakan steam. Reaksi hidrolisasi akan semakin cepat

dengan menaikkan temperatur. H2S yang lebih larut dalam air akan lebih mudah untuk di

stripping. Beda temperatur dalam kolom menunjukan bahwa sebagian besar steam terkondensasi di puncak kolom, yang menandakan bahwa pelucutan umunya terjadi di bottom kolom. Sebagian besar H2S terambil pada bagian atas kolom, sementara pelucutan NH3 terjadi

di seluruh kolom secara merata. Variable proses dalam unit ini adalah jumlah dan komposisi umpan serta kondisi operasi kolom (suhu,tekanan, dan laju air).

32 BAB VI

KESIMPULAN DAN SARAN

6.1 Kesimpulan

1. Unit SWS berfungsi untuk mengolah sour water (air bekas) sehingga kandungan gas asam seperti H2S dan NH3 pada stripped water dapat dikurangi.

2. Simulasi HYSYS dilakukan untuk menganalisis pengaruh tekanan pada rentang 0,7-1,05 kg/cm2_{_g terhadap komposisi stripped water serta mengetahui tekanan operasi optimal.}

3. Adanya perbedaan komposisi hasil simulasi dan kondisi aktual dikarenakan keterbatasan desain stripper yang tersedia sehingga kurang sesuai dengan desain alat aktual.

4. Melalui simulasi HYSYS, efek dari penurunan tekanan operasi pada kolom stripper menyebabkan penurunan komposisi H2S dan kenaikan komposisi NH3 pada stripped water.

5. Adanya kenaikan komposisi NH3 seiring dengan penurunan tekanan diakibatkan oleh

terjadinya reaksi ionisasi dan reaksi samping serta pemilihan desain stripper yang tidak tepat. 6. Tekanan operasi optimal hasil simulasi berada pada nilai 0,98 kg/cm2_{_g.}

6.2 Saran

• Membuat two-stage stripper dengan proses stripping H2S pada stage pertama dan proses stripping NH3 pada stage kedua agar hasil stripper lebih maksimal.

• Mengevaluasi driving force perpindahan massa stripper lainnya karena tekanan operasi stripper saat ini sudah tepat yaitu sekitar tekanan atmosfer.

33 DAFTAR PUSTAKA

Chattopadhyay, A. (2007). Absorption and Stripping. New Delhi: Asian Books Pvt. Ltd.

Cilacap Refinery Pertamina. (1997). Operating Manual of Fuel Oil Complex I. Cilacap Debottlenecking Project, PT.Pertamina (Persero) UP IV Cilacap. Coulson, J. M. and Richardson J. F., 1983, Chemical Engineering, Vol. 6, Pergamon Press, New York.

D. LEE, J.-M. LEE, S.-Y. LEE and I.-B. LEE. (2002). DYNAMIC SIMULATION OF THE SOUR WATER STRIPPING PROCESS AND MODIFIED STRUCTURE FOR EFFECTIVE PRESSURE CONTROL. Department of Chemical Engineering, Automation Research Center, Pohang University of Science and Technology, Korea.

Florence, A. B. (2017). EVALUASI KOLOM H2S DAN NH3 STRIPPERTRAIN 1 PADA UNIT SOUR WATER STRIPPER (PENGARUH PENINGKATAN IMPURITIES.

Jannah, F. N. (2014). Paper Stripping dalam Kolom Stripper. Program Studi Teknik Kimia Fakultas Teknik Universitas Negeri Semarang. Semarang, Jawa Tengah.

Perdana, V. C. (2011, Maret). Efisiensi Dan Evaluasi Hp Stripper. Program Studi Teknik Kimia Universitas Sebelas Maret. Surakarta, Jawa Tengah.

Seader, J.D. & Henley, E.J. (1998). Separation Process Principles. 8th _{Edition. John Wiley & Sons. New York.}

Zygula, T. M. (2007). A DESIGN REVIEW OF STEAM STRIPPING COLUMNS FOR

34 LAMPIRAN

Lampiran 1. Properties zat yang digunakan • Ammonia (NH3)

Massa molekul : 17 g/mol

Titik leleh : -77,7o_C

Titik didih : -33,4o_C

Temperatur kritis : 132,4o_C

Tekanan uap : 860 kPa

Tekanan kritis : 11350 kPa

Densitas : 0,682 g/mL (-33o_C)

Kelarutan dalam air : 517000 mg/L (sumber : Praxair)

• Hidrogen Disulfida

Massa molekul : 34 g/mol

Titik leleh : -86o_C

Titik beku : -82,9 o_C

Titik didih : -60,3o_C

Temperatur kritis : 100,4o_C

Tekanan uap : 1880 kPa

Tekanan kritis : 8940 kPa Densitas gas relatif : 1,2

Kelarutan dalam air : 3980 mg/L (sumber : Praxair)

• Air

Massa molekul : 18,02 g/mol

Titik leleh : 0o_C

Titik didih : 100o_C

Temparatur kritis : 374,1 o_C

Tekanan uap : 17,535 mmHg

Tekanan kritis : 218,3 kPa

Densitas : 0,99823 g/mL

35 Lampiran 2. Equipment Summary

36 Lampiran 3. Process Flow Diagram Sour Water Stripper Unit