PRARANCANGAN PABRIK 1,3-BUTADIENA DARI DEHIDROGENASI N-BUTANA DENGAN PROSES HOUDRY KAPASITAS TON / TAHUN

(1)

DARI DEHIDROGENASI N-BUTANA

DENGAN PROSES HOUDRY

KAPASITAS 60.000 TON / TAHUN

Oleh :

ARUM WULANDHANIE I 0502011

JURUSAN TEKNIK KIMIA FAKULTAS TEKNIK UNIVERSITAS SEBELAS MARET

SURAKARTA 2007

(2)

vii DAFTAR ISI Halaman Judul i Lembar Pengesahan ii Motto iii Persembahan iv Kata Pengantar v

Daftar Isi vii

Daftar Tabel xiii

Daftar Gambar xvi

Intisari xvii

BAB I PENDAHULUAN 1

1.1. Latar Belakang Pendirian Pabrik 1

1.2. Kapasitas Rancangan Pabrik 2

1.3. Pemilihan Lokasi Pabrik 5

1.4. Tinjauan Pustaka 6

1.4.1. Macam-macam Proses 6

1.4.2. Kegunaan Produk 8

1.4.3. Sifat Fisis dan Kimia Bahan baku dan Produk 9

(3)

viii 2.2.1. Dasar Reaksi 16 2.2.2. Mekanisme Reaksi 17 2.2.3. Tinjauan Termodinamika 17 2.2.4. Tinjauan Kinetika 21 2.2.5. Kondisi Operasi 21 2.2.6. Katalis 22

2.3. Diagram Alir Proses 22

2.3.1. Diagram Alir Proses 22

2.3.2. Langkah proses 22

2.4. Neraca Massa dan Neraca Panas 27

2.4.1 Neraca Massa 27

2.4.2 Neraca Panas 31

2.5. Lay Out Pabrik dan Peralatan 37

2.5.1. Lay Out Pabrik 37

2.5.2. Lay Out Peralatan 38

BAB III SPESIFIKASI PERALATAN PROSES 46

3.1. Reaktor 46

3.2. Menara Distilasi 1 48

(4)

ix 3.4. Separator 1 50 3.5. Tangki Penyimpan 51 3.6. Kondensator Parsial 52 3.7. Furnace 53 3.8. Heat Exchanger 54 3.9. Reboiler 59 3.10. Kondenser 60 3.11. Akumulator 62 3.12. Kompresor 63 3.13. Pompa 63

BAB IV UNIT PENDUKUNG PROSES DAN LABORATORIUM 67

4.1. Unit Pendukung Proses 67

4.1.1. Unit Pengadaan Air 68

4.1.2. Unit Pengadaan Steam 76 4.1.3. Unit Pengadaan Udara Tekan 78 4.1.4. Unit Pengadaan Listrik 78 4.1.5. Unit pengadaan Bahan Bakar 83

4.1.6. Unit Refrigerasi 85

4.2. Laboratorium 85

BAB V MANAJEMEN PERUSAHAAN 89

5.1. Bentuk Perusahaan 89

(5)

x

5.3.3. Dewan Direksi 94

5.3.4. Staf Ahli 95

5.3.5. Penelitian dan Pengembangan (Litbang) 96

5.3.6. Kepala Bagian 96

5.3.7. Kepala Seksi 100

5.4. Pembagian Jam Kerja Karyawan 100

5.4.1. Karyawan non Shift 100

5.4.2. Karyawan Shift 101

5.5. Status Karyawan dan Sistem Upah 103

5.5.1 Karyawan Tetap 103

5.5.2 Karyawan Harian 103

5.5.3 Karyawan Borongan 103

5.6. Penggolongan Jabatan, Jumlah Karyawan dan Gaji 103

5.6.1 Penggolongan Jabatan 103

5.6.2 Jumlah Karyawan dan Gaji 104 5.7. Kesejahteraan Sosial Karyawan 106

5.7.1 Gaji Pokok 106

5.7.2 Tunjangan 106

(6)

xi

5.7.4 Pakaian Kerja 107

5.7.5 Pengobatan 107

5.7.6 Asuransi Tenaga Kerja 107

5.8 Manajemen Perusahaan 107

5.8.1 Perencanaan Produksi 108

5.8.2 Pengendalian Produksi 109

BAB VI ANALISA EKONOMI 111

6.1. Penaksiran Harga Peralatan 99

6.2. Dasar Perhitungan 117

6.3. Penentuan Total Capital Investment (TCI) 118

6.4. Hasil Perhitungan 119

6.4.1 Fixed Capital Invesment 119

6.4.2 Working Capital Investment 119

6.4.3 Total Capital Invesment 119

6.4.4 Direct Manufacturing Cost 120

6.4.5 Indirect Manufacturing Cost 120

6.4.6 Fixed Manufacturing Cost 120

6.4.7 Total Manufacturing Cost 121

6.4.8 General Expense 121

6.4.9 Total Production Cost 121

(7)

xii Lampiran B : Neraca Massa Lampiran C : Neraca Panas Lampiran D : Perancangan Reaktor

(8)

xiv

DAFTAR GAMBAR

Gambar 1.1 Grafik Impor 1,3-Butadiena 4

Gambar 2.1 Diagram Alir Kualitatif 41 Gambar 2.2 Diagram Alir Kuantitatif 42

Gambar 2.3 Diagram Alir Proses 43

Gambar 2.4 Lay Out Pabrik 44

Gambar 2.5 Lay Out Peralatan Pabrik 45 Gambar 4.1 Diagram Alir Pengolahan Air Laut 71 Gambar 4.2 Diagram Alir Pengolahan Air Tanah 74

Gambar 4.3 Sistem Refrigerasi 85

Gambar 5.1 Struktur Organisasi Pabrik 1.3-butadiena 93

Gambar 6.1 Chemical Engineering Cost Index 116 Gambar 6.2 Grafik Analisa Kelayakan 123

(9)

xvii

Kimia, Fakultas Teknik, Universitas Sebelas Maret, Surakarta.

Senyawa 1,3-butadiena banyak digunakan dalam industri kimia pada industri sintetik elastomer, chloroprene, polimer dan resin, adiponitril, ban mobil, dan plastik Untuk memenuhi kebutuhan dalam negeri dan adanya peluang ekspor yang masih terbuka, maka dirancang pabrik 1,3-butadiena dari dehidrogenasi n-butana proses Houdry kapasitas 60.000 ton / tahun. Bahan baku yang dibutuhkan adalah n-butana 98% berat sebanyak 68.700,532 ton/tahun dan katalis alumina chromia. Produk yang dihasilkan berupa 1,3-butadiena dengan kemurnian 99,5% berat. Pabrik direncanakan berdiri di kawasan industri Bontang, Kalimantan Timur pada tahun 2010.

Pembuatan 1,3-butadiena merupakan proses dehidrogenasi n-butana dengan adanya katalis alumina chromia. Hasil reaksi adalah butena, 1,3-butadiena, dan hidrogen. Reaksi berlangsung dalam reaktor fixed bed multitube non isotermal, non adiabatik pada suhu operasi 500-600oC dan tekanan 1 atm. Reaksi yang terjadi bersifat endotermis. Tahapan proses meliputi penyiapan bahan baku n-butana, pembentukan 1,3-butadiena dalam reaktor, dan pemurnian produk. Pemurnian produk dilakukan melalui menara distilasi.

Unit pendukung proses pabrik meliputi unit pengadaan air, steam, udara tekan, tenaga listrik, refrigerasi, dan bahan bakar. Pabrik juga didukung laboratorium yang mengontrol mutu bahan baku dan produk serta bahan buangan pabrik.

Bentuk perusahaan yang dipilih adalah Perseroan Terbatas (PT), dengan struktur organisasi line and staff. Sistem kerja karyawan berdasarkan pembagian jam kerja yang terdiri dari karyawan shift dan non-shift.

Dari hasil analisis ekonomi diperoleh, ROI (Return On Investment) sebelum dan sesudah pajak sebesar 36,23 % dan 30,79 %, POT (Pay Out Time) sebelum dan sesudah pajak selama 2,21 dan 2,51 tahun, BEP (Break Even Point) 48,87 %, dan SDP (Shut Down Point) 22,61 %. Sedangkan DCF (Discounted Cash Flow) sebesar 25,46%. Jadi dari segi ekonomi pabrik tersebut layak untuk didirikan.

(10)

Prarancangan Pabrik 1,3-Butadiena Dari n-Butana Dengan Proses Houdry

Kapasitas Produksi 60.000 ton/tahun

Bab I Pendahuluan*** 1

BAB I PENDAHULUAN

1.1 Latar Belakang Pendirian Pabrik

Pembangunan sektor industri di Indonesia tiap tahun mengalami perkembangan yang semakin pesat, khususnya pembangunan di subsektor industri kimia. Salah satu industri yang mempunyai prospek cukup menjanjikan dan mengalami peningkatan setiap tahunnya adalah industri karet sintetis. Penggunaan karet sintesis mulai menggeser karet alam karena karet sintesis lebih baik sifat fisisnya seperti lebih tahan cuaca, tahan asam, dan lebih kuat. Bahan baku karet sintesis adalah senyawa butadiena.

Senyawa 1,3-Butadiena dengan rumus molekul CH2=CH-CH=CH2,

senyawa ini mempunyai nama lain buta-1,3-diene, biethylene, erythrene, divynil, vinilethylene, sedangkan nama IUPAC dari senyawa ini adalah 1,3-Butadiene. Pada kondisi lingkungan P = 1 atm, T = 30oC senyawa 1,3-Butadiena adalah zat kimia berbentuk gas dengan sifat tidak berwarna, nonkorosif, mudah terbakar, dan reaktif.

Penggunaan terbesar butadiena adalah pada industri sintetik elastomer, chloroprene, polimer dan resin, serta industri adiponitril. Penggunaan karet sintesis yang paling banyak pada industri styrene-butadiene rubber (SBR) untuk industri ban mobil. Selain itu pada industri acrylonitrile butadiene styrene (ABS) untuk industri plastik.

(11)

Bab I Pendahuluan*** Daftar produsen butadiena yang ada di dunia dan kapasitas

produksinya dapat dilihat pada tabel 1.1 Tabel 1.1 Produsen butadiena dunia

Nama produsen Negara Kapasitas(ton/tahun)

Shell Chemical LP Amerika 145.000

Shell Nederland Chemie BV Belanda 115.000

Amoco Chemicals Company Amerika 91.000

Occidental Petrochemicals Amerika 50.000

Exxon Chemicals Company Amerika 156.700

Plaimex Chemicals Company Plox, Polandia 60.000

ANIC Revana, Italia 50.000

Palysar Chemicals Company Canada 100.000

Dengan pendirian pabrik senyawa 1,3-butadiena yang direncanakan berdiri pada tahun 2010 diharapkan mampu untuk memenuhi kebutuhan bahan baku industri dalam negeri, mengurangi ketergantungan dari negara lain, menyerap tenaga kerja sehingga mengurangi angka pengangguran, dan menghasilkan devisa dengan adanya produk yang diekspor, serta mendorong berkembangnya industri-industri kimia yang menggunakan senyawa 1,3-butadiena.

1.2 Kapasitas Perancangan

Dalam menentukan kapasitas produksi, faktor-faktor yang harus dipertimbangkan adalah jumlah konsumsi produk dan pasokan bahan baku yang akan digunakan.

1.2.1 Kebutuhan butadiena

(12)

Tabel 1.2 Data Impor 1,3-butadiena di Indonesia Tahun Total impor (ton)

1998 17489,089 1999 43288,040 2000 40911,310 2001 28487,794 2002 28583,781 2003 35892,437

Sumber : Biro Pusat Statistik, 1998-2003 Berdasarkan data statistik perdagangan luar negeri Indonesia, kebutuhan butadiena di Indonesia cukup banyak. Dengan kapasitas produksi yang masih cukup rendah, menyebabkan ketergantungan Indonesia terhadap impor sangat tinggi. Pada tahun 2001, impor 1,3-butadiena mengalami penurunan. Tetapi tahun 2002 mengalami kenaikan kembali.

Dari data impor butadiena Indonesia di atas, dengan asumsi mengabaikan penurunan impor kebutuhan butadiena. Terlihat bahwa impor butadiena di Indonesia dari tahun ke tahun cenderung mengalami kenaikan sesuai dengan persamaan garis lurus y = 1022,3x –2E+6 dimana y adalah impor butadiena pada tahun tertentu dalam ton, sedangkan x adalah tahun.

(13)

Bab I Pendahuluan***

Impor 1,3-Butadiena

y = 1022,3x - 2E+06

0 10000

20000

30000

40000

50000

1997

1998

1999

2000

2001

2002

2003

2004

Tahun

Tot

a

l

Im

por

(t

on)

Gambar 1.1 Grafik Impor 1,3-butadiena

1.2.2 Ketersediaan Bahan Baku

Bahan baku utama pembuatan butadiena adalah butana. Butana dapat dipasok dari PT Badak NGL, Bontang, Kalimantan Timur.

Dari kedua hal tersebut di atas, maka dalam perencanaan pabrik butadiena ini dipilih kapasitas 60.000 ton / tahun dengan pertimbangan: 1. Dapat memenuhi kebutuhan butadiena dalam negeri dan mengurangi

ketergantungan impor dari luar negeri.

2. Dapat memacu perkembangan industri dengan bahan baku butadiena di Indonesia.

(14)

3. Dapat memberikan keuntungan secara ekonomis karena kapasitas produksi masih berada dalam batas kapasitas yang menguntungkan.

1.3 Pemilihan Lokasi Pabrik

Pemilihan lokasi pabrik merupakan hal yang penting dalam perancangan pabrik, karena berkaitan langsung dengan nilai ekonomi pabrik yang akan didirikan. Idealnya lokasi pabrik yang dipilih harus dapat memberikan kemungkinan memperluas atau memperbesar pabrik.

Lokasi pabrik 1,3-butadiena yang dipilih adalah di Kalimantan Timur. Faktor-faktor yang mendukung pemilihan lokasi tersebut adalah:

1. Sumber bahan baku

Bahan baku menjadi faktor utama dalam penentuan lokasi pabrik. Hal ini akan mempermudah penyediaan bahan baku dan dapat mengurangi pengeluaran untuk biaya transportasi. Sumber bahan baku yaitu n-butana diperoleh dari PT. Badak NGL, Bontang, Kalimantan Timur.

2. Pemasaran produk

Untuk pemasaran produk perlu diperhatikan letak pabrik dengan pasar yang membutuhkan produk tersebut guna menekan biaya pendistribusian ke lokasi pasar dan waktu pengiriman. Lokasi di Kalimantan Timur stategis untuk pemasaran produk terutama bagi pabrik-pabrik berbahan baku 1,3-butadiena.

3. Sarana Transportasi

Sarana transportasi diperlukan sebagai penunjang beroperasinya suatu pabrik terutama untuk penyediaan bahan baku dan pemasaran produk. Kalimantan Timur mempunyai jalur perhubungan darat, sungai, dan laut

(15)

Bab I Pendahuluan*** sehingga akan memperlancar pemasaran produk baik di dalam negeri

maupun luar negeri. 4. Utilitas

Kalimantan Timur merupakan kawasan industri yang telah ditetapkan oleh pemerintah sehingga kebutuhan utilitas pabrik seperti listrik dan air dapat dipenuhi.

5. Tenaga kerja

Tenaga kerja yang dibutuhkan dapat direkrut dari tenaga kerja ahli dan berpengalaman serta tenaga kerja yang berasal dari lingkungan masyarakat sekitar pabrik.

6. Kebijaksanaan pemerintah

Pemerintah telah menetapkan Kalimantan Timur sebagai kawasan industri sehingga pemerintah sebagai fasilitator dengan memberikan kemudahan dalam perizinan, pajak dan hal-hal lain yang menyangkut teknis pelaksanaan pendirian suatu pabrik.

1.4 Tinjauan Pustaka

1.4.1 Macam – macam Proses

Dalam pembuatan 1,3-butadiena ada beberapa macam proses diantaranya:

1. Proses Houdry

Pembuatan butadiena dengan proses Houdry merupakan proses dehidrogenasi butana yang dijalankan pada reaktor fixed bed multi tube dengan tekanan 1 atm dan suhu 500-600 °C. Katalisator yang digunakan adalah katalis alumina chromia. Bahan baku

(16)

n-butana dari umpan segar dan arus recycle dipanaskan dengan preheater sampai suhu 600oC, kemudian direaksikan pada reaktor berkatalis. Dari reaktor ini menghasilkan butadiena, butena, dan hidrogen. Hasil reaksi dehidrogenasi didinginkan dalam heat exchanger kemudian dimurnikan di unit pemurnian berupa menara destilasi. Konversi yang dicapai dengan proses ini adalah 80-90 %, dengan yield 60-65 wt%. (Othmer,1964)

Reaksi utama :

C4H10 → CH2=CH-CH=CH2 + 2H2 ∆H = +260 kJ/mol

(Faith, 1950) 2. Proses Pirolisis Hidrokarbon

Umpan dari campuran etana, propana, butana, nafta, masuk pada reaktor furnace yang langsung dapat mengalami perengkahan. Perengkahan berlangsung pada suhu 790-830oC. Pada temperatur tersebut campuran umpan mengalami perengkahan menjadi hidrogen, propilen, etilen, butadiena, toluena, benzena. Keluar reaktor kemudian dilakukan pendinginan mendadak pada quench tower agar tidak terbentuk karbon. Pemurnian butadiena menggunakan destilasi ekstraktif dengan acetonitril, N-metilpirolidone, atau dimetilformamid sebagai pelarutnya sehingga didapatkan butadiena dengan kemurnian tinggi. Yield yang didapat dari proses ini 3,5 %wt. (Othmer, 1964)

3. Dari etanol

Pembuatan butadiena dari etanol melalui 2 tahap proses, yaitu : a. Dehirogenasi etanol menjadi asetaldehid

(17)

Bab I Pendahuluan*** b. Reaksi antara etanol yang tidak bereaksi dengan asetaldehid.

Reaksi 1 : CH3CH2OH → CH3CHO + H2

Reaksi 2 : CH3CH2OH + CH3CHO → CH2=CHCH=CH2 + 2H2O

Umpan etanol dengan konsetrasi 92-95 % berat masuk vaporizer untuk mendapatkan uap etanol, kemudian masuk reaktor 1 dengan katalis copper dimana terjadi reaksi dehidrogenasi etanol menjadi asetaldehid. Yield reaksi dehidrogenasi sebesar 92 %. Asetaldehid yang dihasilkan direaksikan dengan etanol excess dari reaksi 1. Rasio etanol dan asetaldehid masuk reaktor 2 adalah 3 : 1. Reaktor 2 menggunakan tantala-silika sebagai katalis dengan 2 % tantalum pentoxide dalam silica gel.

Reaktor beroperasi pada tekanan atmosferis dan temperatur 325-350oC. total yield adalah 28-30 %. Pemurnian produk butadiena dengan distilasi.(Faith and Keyes, 1950)

1.4.2 Kegunaan Produk

Butadiena digunakan sebagai bahan intermediet atau setengah jadi dari industri karet sintesis seperti styrene butadiene rubber (SBR), polybutadiene, polycloroprene (neoprene), dan nitrile rubber. Selain itu digunakan juga pada industri polimer dan resin seperti acrylonitrile butadiene styrene (ABS), styrene butadiene copolymer (latex). Serta digunakan pada industri adiponitril. (Othmer, 1964)

(18)

1.4.3 Sifat fisis dan kimia bahan baku dan produk 1.4.3.1 Bahan baku n-butana

• Sifat fisis :

Rumus molekul : C4H10

Berat Molekul : 58,124 gr/gr mol

Fase : gas pada P=1 atm,T=30oC Titik beku : -138,4 °C

Titik didih : -0,5 °C Specific gravity pada 20 °C : 0,5788 Densitas : 2,52 g/l Temperatur kritis : 152 °C Tekanan kritis : 550,07 psia Volume kritis : 0,0702 ft3/lb

Panas pembakaran : 21,12 Btu/lb (pada 77 °F) Panas laten (pada 25 °C) : 86,63 kal/g

Panas spesifik : 0,549 kal/g °C • Data Termodinamika ∆Hfo298 (gas) = -126,15 kJ/mol ∆Go 298 (gas) = -17,15 kJ/mol ρ_cair= 0,22827. (0,) 2776 . 0 461 1 ⎟ ⎠ ⎞ ⎜ ⎝ ⎛ − − T g/ml Cpcair = 62,873 + 5,8913.10-1T -2,3588.10-3T2 + 4,2257.10-6T3 J/mol.K Cpgas = 20,056 + 2,8153.10-1T - 1,3143.10-5T2 - 9,4571.10-8T3 + 3,4149.10-11T4 J/mol.K

(19)

Bab I Pendahuluan*** Logµcair=-6.859 + 6,7393.102T-1 + 2,9173.10-2T-3,0686.105T2 micropoise µgas = -4,946 + 2,9001.10-1 -6,9665.10-5 micropoise Log kcair = -1,8929 + 1,2885.(1-18 , 425 T )2/7 W/m.K k gas = -0,00182 + 1,9396.10-5 T + 1,3818.10-7 T2 W/m.K (Yaws, 1999) • Sifat kimia :

* Dengan O2 berlebih mengalami reaksi pembakaran

membentuk H2O dan CO2.

Reaksi : C4H10 + 13/2 O2 → 4CO2 + 5H2O

* Dengan halogen mengalami reaksi substitusi membentuk halida.

Reaksi : C4H10 + X2 →C4H9X + HX

* Pada pemanasan pada suhu tinggi terjadi reaksi dehidrogenasi. Reaksi : C4H10 → C4H8 + H2

(Othmer, 1984) 1.4.3.2 Butena

• Sifat fisis :

Fase : gas pada P=1 atm, T=30 °C Titik beku : -185,35 °C

Titik didih : -6,25 °C Specific gravity pada 20 °C : 0,5788

(20)

Densitas : 2,52 g/l Temperatur kritis : 146,44 °C Tekanan kritis : 550,07 psia Volume kritis : 0,0702 ft3/lb

Panas pembakaran : 21,12 Btu/lb (pada 77 °F) Panas laten (pada 25 °C) : 86,63 kal/g

Panas spesifik : 0,549 kal/g °C • Data Termodinamika ∆Hfo298 (gas) = -0,13 kJ/mol ∆Go298 (gas) = -71,3 kJ/mol cair ρ = 0,23224. (0,26630) 2853 , 0 59 , 419 1 _⎟⎟ ⎠ ⎞ ⎜⎜ ⎝ ⎛₋ − T g/ml Cpcair = 74,597 + 3,3434.10-1T -1,3914.10-3T2 + 3,0241.10-6T3 J/mol.K Cpgas = 24,915 + 2,0648.10-1T -5,9828.10-5T2 -1,4166.10-7T3 + 4,7053.10-11 T4 J/mol.K Log µcair = -4,9218 + 4,9503.102T-1 + 1,439.10-2T -2,0853.10 -5_T2 _micropoise µgas = -9,143 + 3,1562.10-1 -8,4164.10-5 micropoise Log kcair = -1,6512 + 0,9899.(1-37 , 425 T )2/7 W/m.K k gas = -0,00293 + 3,0205.10-6 T + 1,0192.10-7 T2 W/m.K (Yaws, 1999)

(21)

Bab I Pendahuluan*** 1.4.3.3 Produk 1,3-butadiena

• Sifat fisis :

Fase : gas pada P=1 atm, T=30 C Titik beku : -108,902 °C

Titik didih : -4,411 °C Densitas cairan pada 25 °C : 0,6194 g/mL Temperatur kritis : 152 °C Tekanan kritis : 42,7 atm Volume kritis : 221 cm3/mol

Panas pembakaran pada 25 °C : 11,055 kal/gr Panas pembentukan liquid : 88,7 kJ/mol Panas pembentukan gas : 110,165 kJ/mol Panas penguapan pada 25 °C : 389 J/g

Kapasitas panas pada 25 °C : 79,538 J/mol K Kelarutan butadiena dalam air : 0,06 % berat • Data Termodinamika ∆Hfo298 (gas) = -110,16 kJ/mol ∆Go298 (gas) = -150,67 kJ/mol cair ρ = 0,254597. (0,27227) . 029074 37 , 425 1 _⎟⎟ ⎠ ⎞ ⎜⎜ ⎝ ⎛ ₋ − T g/ml Cp cair = 34,680 + 7,3205.10-1T -2,8426.10-3T2 + 4,6035.10 -6_T3 _J/mol.K

(22)

Bab I Pendahuluan*** 13 Cp gas = 18,835 + 2,0473.10-1T + 6,2485.10-5T2 – 1,7148.10 -7_T3 _{+ 6,0858.10}-11_T4 _J/mol.K Log µcair = 0,3772 + 7,9658.101T-1 – 5,8889 .10-3T + 2,9221.10-6T2 micropoise µgas = 10,256 + 2,6833.10-1 -4,1148.10-5 micropoise Log kcair = -1,6539 + 0,9786.(1-59 , 419 T )2/7 W/m.K k gas = -0,00085 + 7,1537.10-6 T + 1,6202.10-7 T2 W/m.K (Yaws, 1999) • Sifat kimia :

* Dengan O2 berlebih mengalami reaksi pembakaran

membentuk H2O dan CO2.

Reaksi : C4H6+ 11/2 O2 → 4CO2 + 3H2O

* Monomer butadiena dan monomer lain dapat bereaksi membentuk polimer. Misalnya butadiena dengan akrilonotril membentuk polimer acrylonitrile-butadiene copolymers (nitrile-butadiene rubber) dengan cara polimerisasi emulsi. (Othmer, 1964)

1.4.3.4 Bahan Pembantu

Katalisator Chromia Alumina Bentuk : Pellet silinder

Fase : Padat

Densitas : 0,78 g/cm3

Komposisi : 80 % Al2O3, 20 % Cr2O3

(23)

Bab I Pendahuluan*** 1.4.4 Tinjauan Proses

Proses pembuatan 1,3-butadiena dengan proses Houdry merupakan reaksi dehidrogenasi katalitik butana. Reaksi yang terjadi:

Reaksi 1 : C4H10 → CH2=CH-CH=CH2 + H2

Reaksi 2: C4H8 → CH2=CH-CH2-CH2 + H2

Reaksi dijalankan pada reaktor fixed bed multitube dengan menggunakan katalis Chromina Alumina. Kondisi operasi pada suhu 500-600°C dan tekanan 1 atm.

Konversi yang dapat dicapai pada reaksi 1 adalah 94 %, sedangkan konversi reaksi 2 adalah 90 %.

(24)

Bab II Deskripsi Proses **** 15

BAB II

DESKRIPSI PROSES

2.1 Spesifikasi Bahan Baku dan Produk 2.1.1 Bahan baku n-butana

Berat Molekul : 58,123 g/gmol

Wujud : gas pada P=1 atm, T=298,15 K Titik didih : 272,65 K pada P=1 atm, T=298,15 K Kemurnian : 98 % C4H10

Impuritis : 2 % i-C4H10

(Othmer, 1964)

2.1.2 Produk Butena

Wujud : gas pada P=1atm, T=298,15 K Titik didih : 266,9 K pada P=1 atm, T=298,15 K

(Othmer, 1964) 2.1.3 1,3-Butadiena

Wujud : gas pada P=1 atm, T=298,15 K Kemurnian : 99,5 % C4H6

Impuritis : 0,39 % n-C4H10

(25)

Bab II Deskripsi Proses **** 2.1.4 Katalisator Chromia Alumina

Bentuk = Pelet silinder

Fase = Padat Bulk density = 0,78 g/cm3 Viskositas = 0,81 cP Komposisi = 80 % Al2O3, 20 % Cr2O3 Spesific gravity = 0,825 (Faith Keyes, 1975) 2.2 Konsep Proses 2.2.1 Dasar Reaksi

Pembuatan 1,3-butadiena dengan dehidrogenasi butana dijalankan pada reaktor fixed bed multi tube dengan kondisi operasi 500-600°C dengan tekanan 1 atm. Suhu reaktor tersebut dipilih berdasarkan pertimbangan bahwa pada suhu tersebut dihasilkan konversi yang tinggi. Reaksi bersifat endotermis sehingga untuk mempertahankan suhu reaktor digunakan pemanas.

Pemanas yang digunakan adalah superheated steam yang mengalir melalui shell, sedangkan reaktan mengalir melalui tube berisi katalis. Proses ini menggunakan katalis berupa campuran 80 % Al2O3 dan 20 %

Cr2O3, dimana katalis ini berfungsi untuk mengarahkan dan

(26)

2.2.2 Mekanisme Reaksi Dengan bantuan katalis :

C4H10 + Al2O3Cr2O3 → C4H10Al2O3Cr2O3* C4H10Al2O3Cr2O3* → C4H8 + H2 + Al2O3Cr2O3 C4H8 + Al2O3Cr2O3 → C4H8 *Al3Cr2O3 C4H8 A2O3Cr2O3* → C4H6 + H2 + Al2O3Cr2O3 ___________________________________________________________________+ C4H10 → C4H6 + 2H2 2.2.3 Tinjauan Termodinamika

Tinjauan secara termodinamika ditujukan untuk mengetahui sifat reaksi (endotermis/eksotermis) dan arah reaksi (reversible/irreversible). Penentuan panas reaksi berjalan secara eksotermis atau endotermis dapat dihitung dengan perhitungan panas pembentukan standart (∆Hfo) pada

P = 1 atm dan T=298,15oK. Pada proses pembentukan 1,3-Butadiena terjadi reaksi sebagai berikut:

Reaksi I :

C4H10 (g) C4H8(g)+ H2 (g)

Harga ∆Hof masing-masing komponen pada suhu 298.15 K dapat dilihat pada tabel 2.1.

Tabel 2.1 Harga ∆Hof masing-masing komponen Komponen Harga ∆Ho_{f (kJ/mol)}

nC4H10 -126.15

C4H8 -0.13

(27)

Bab II Deskripsi Proses **** ∆H298 = ∆H produk – ∆H reaktan

∆H298 = (-0,13+ 0) kJ/mol – (-126,15) kJ/mol

= 126,02 kJ/mol

Karena harga ∆H298 positif, maka reaksi bersifat endotermis.

Tabel 2.2 Harga ∆Gof masing-masing komponen Komponen Harga ∆Gof (kJ/mol)

nC4H10 -17.15

C4H8 -71.3

H2 0

(Yaws, 1999) ∆G° = - RT ln K

∆Gtotal = ∆Gf produk – ∆Gf reaktan

∆Gtotal = (∆Gf C4H8 + ∆Gf H2) – ∆Gf nC4H10 = (-71,3 + 0) kJ/mol – (-17,15) kJ/mol = -54.15 kJ/mol ln Kp = - RT ∆G = - 15 . 298 . 314 . 8 54150 − Kp = 3.104 x 109 K K298.15 ln = ⎥ ⎥ ⎦ ⎤ ⎢ ⎢ ⎣ ⎡ − ∆ − T K T R H K 1 1 15 . 298 15 . 298

(28)

dengan :

K = Konstanta kesetimbangan pada suhu tertentu T = Suhu tertentu

K H₂₉₈_.₁₅

∆ = Panas reaksi standar pada 298.15 K

Pada suhu 600oC (873.15 K) besarnya konstanta kesetimbangan dapat dihitung sebagai berikut :

15 . 873 15 . 289 ln K K = _⎥ ⎦ ⎤ ⎢ ⎣ ⎡ − ∆ − 15 . 873 15 . 298 15 . 298 1 1 T T R H _K 109 . 104 . 3 ln K298.15 ₌ ⎥⎦ ⎤ ⎢⎣ ⎡ ₋ − 15 . 873 1 15 . 298 1 314 . 8 126000 K = 1,07 x 1024 Karena harga konstanta kesetimbangan relatif besar, maka reaksi

berlangsung searah ke arah kanan (irreversible).

Reaksi II :

C4H8 (g) → C4H6(g)+ H2 (g)

Harga ∆Hof masing-masing komponen pada suhu 298.15 K dapat dilihat pada tabel 2.3 sebagai berikut :

Tabel 2.3 Harga ∆Hof masing-masing komponen Komponen Harga ∆Hof (kJ/mol)

C4H8 -0.13

C4H6 110.16

H2 0

(29)

Bab II Deskripsi Proses **** ∆H298 = ∆H produk – ∆H reaktan

∆H298 = (110,16+ 0) kJ/mol – (-0,13) kJ/mol

= 110,29 kJ/mol

Karena harga ∆H298 positif, maka reaksi bersifat endotermis.

Tabel 2.4 Harga ∆Gof masing-masing komponen Komponen Harga ∆Gof (kJ/mol)

C4H8 -71.3

C4H6 -150.67

H2 0

(Yaws, 1999) ∆Gtotal = ∆Gf produk – ∆Gf reaktan

= (-150.67 + 0) kJ/mol – (-71.3) kJ/mol = -79.37 kJ/mol ln Kp = - RT ∆G = - 298 . 314 , 8 79370 − Kp = 8,178 x 1013

Pada suhu 600oC (873.15 K) besarnya konstanta kesetimbangan dapat dihitung sebagai berikut :

15 . 873 15 . 298 ln K K = _⎥ ⎦ ⎤ ⎢ ⎣ ⎡ − ∆ − 15 . 873 15 . 298 15 . 298 1 1 T T R H _K 13 15 . 298 10 . 178 . 8 ln K = − _⎢⎣⎡ − _⎥⎦⎤ 15 .. 298 1 15 . 873 1 314 . 8 110290 K = 4.3406 × 1026

(30)

2.2.4 Tinjauan Kinetika

Kecepatan reaksi n-Butana menjadi 1,3-Butadiena adalah reaksi orde satu, dengan konstanta kecepatan reaksi dapat dituliskan sebagai berikut : Reaksi 1 : C4H10 (g) → C4H8(g)+ H2 (g) Log k = 16,43 575 , 473900 + − T Reaksi 2 : C4H8 (g) → C4H6(g)+ H2 (g) Log k = 15,27 575 , 460000 + − T

(Hougen, Watson, Ragantz, 1976)

2.2.5 Kondisi Operasi

Kondisi operasi sangat menentukan proses dan produk reaksi. Operasi komersial pada pembentukan 1,3-butadiena berlangsung pada suhu 500-600oC dan tekanan 1 atm (Kirk-Othmer, 1984).

Pada prarancangan ini dipilih kondisi operasi pada suhu 500-600oC dan tekanan 1 atm. Hal yang menjadi pertimbangan bahwa pada persamaan kecepatan reaksi pembentukan 1,3-Butadiena, jika suhu reaksi tinggi maka kecepatan reaksi akan semakin besar sehingga konversi reaksi akan semakin besar pula, namun reaksi dehidrogenasi n-Butana menjadi 1,3-Butadiena merupakan reaksi katalitik sehingga kondisi operasi harus pada rentang suhu dimana katalis dalam keadaan aktif. Oleh karena itu dipilih suhu dimana kecepatan reaksi tinggi dan katalis masih dalam keadaan aktif.

(31)

Bab II Deskripsi Proses **** 2.2.6 Katalis

Dalam reaksi heterogen katalitik, meskipun katalis tidak berubah pada akhir reaksi, tetapi katalis tetap ikut aktif dalam reaksi. Kecepatan reaksi dapat dipercepat karena energi aktifasi tiap langkah reaksi dengan menggunakan katalis akan lebih rendah jika dibandingkan dengan tidak menggunakan katalis. Konversi kesetimbangan tidak dipengaruhi katalis, tetapi selektifitas dapat ditingkatkan dengan adanya katalis. Umumnya penurunan tekanan akan semakin besar bila diameter katalis semakin kecil, tetapi permukaan yang luas lebih baik karena laju reaksi setara dengan luas permukaan yang ditempati.

Katalis yang biasa digunakan dalam proses pembentukan 1,3-butadiena adalah alumina kromia.

2.3 Diagram Alir Proses 2.3.1 Diagram Alir Proses

Diagram alir ada tiga macam, yaitu : a. Diagram alir proses

b. Diagram alir kualitatif (gambar 2.1) c. Diagram alir kuantitatif (gambar 2.2) 2.3.2 Langkah Proses

Proses produksi 1,3-butadiena dapat dibagi dalam beberapa tahap, yaitu :

a) Tahap persiapan bahan baku

• Bahan baku n-butana dari tangki penyimpanan (T-01) pada fase cair dengan suhu penyimpanan 30°C dan tekanan 5 atm. Setelah

(32)

melewati expander valve terjadi penurunan tekanan menjadi 1 atm dan temperatur -0,89 oC yang mengakibatkan perubahan fase menjadi gas.

• Kemudian dicampur dengan arus recycle hasil atas menara distilasi 01 (D-01).

• Temperatur arus pencampuran adalah -1,79 o_C.

• Bahan baku campuran (mixed feed) masuk dipanaskan lebih dahulu di penukar panas 01 (HE-01) dengan fluida pemanas adalah air. Gas umpan keluar dari penukar panas pada suhu 20 oC.

• Gas umpan keluar HE-01 masuk ke HE-02 menggunakan media pemanas dari hasil atas menara distilasi 01 (D-01). Gas umpan keluar HE-02 pada suhu 60 oC.

• Gas umpan keluar HE-02 masuk ke HE-03 menggunakan media pemanas dari produk keluar reaktor. Gas keluar HE-03 pada suhu 125 oC.

• Gas umpan keluar HE-03 masuk ke HE-04 menggunakan media pemanas dari gas keluar kompresor. Gas umpan keluar HE-04 pada suhu 140 oC.

• Gas umpan keluar HE-04 masuk ke HE-05 menggunakan media pemanas dari hasil bawah menara distilasi 02 (D-02). Gas umpan keluar HE-04 pada suhu 200 oC.

• Gas umpan keluar HE-05 dipanaskan lebih lanjut dengan furnace hingga mencapai suhu 600 °C.

(33)

Bab II Deskripsi Proses **** b) Tahap Reaksi

Di dalam reaktor terjadi reaksi pembentukan 1,3-butadiena. Reaktor beroperasi pada suhu 500-600oC dan tekanan 1 atm. Reaksinya sebagai berikut :

C4H10(g) → C4H8(g) + H2 (g)

C4H8(g) → C4H6(g) + H2 (g)

Katalis yang digunakan adalah alumina kromia. Reaksi yang terjadi adalah endotermis sehingga untuk menjaga kondisi operasi reaktor dilengkapi dengan pemanas. Pemanas yang digunakan adalah superheated steam dengan suhu 726,85 °C.

c) Sistem pendinginan produk

Produk yang keluar dari reaktor mempunyai suhu tinggi yaitu 551,76°C dan tekanan 0,9934 atm. Panas yang dibawa gas keluar reaktor dimanfaatkan sebagai fluida pemanas pada reboiler 1 (reb-01). Setelah digunakan sebagai fluida pemanas pada reboiler suhunya menjadi 182,2 oC. Kemudian digunakan kembali sebagai media pemanas pada HE-03. Setelah digunakan sebagai fluida pemanas pada HE-03 suhunya menjadi 134,3 oC.

d) Sistem Kompresi

Gas produk dikompresi melalui kompresor dua tahap hingga tekanan 5 atm dan suhunya mengalami kenaikan mencapai 257,19

(34)

e) Sistem pemisahan Hidrogen

• Gas produk keluaran kompresor pada suhu 257,19 o_C

dimanfaatkan sebagai pemanas pada penukar panas 04 (HE-04) sehingga suhu 157 oC.

• Gas produk ini kemudian diembunkan pada konderser parsial (CP-01) pada suhu 11 oC. Sebagai fluida pendingin adalah child water, dimana gas produk selain Hidrogen akan mengembun sedangkan Hidrogen tetap dalam fase gas.

• Hidrogen dan gas produk yang tercairkan dipisahkan dalam separator 01 (SP-01).

f) Sistem fraksinasi • Menara distilasi 1

9 Hidrokarbon cair keluaran SP-01 dipompa oleh pompa 1 (P-01) masuk menara distilasi 1. Pada D-01 ditambahkan solven untuk merubah volatilitas campuran hidrokarbon agar mudah dipisahkan karena masing-masing memiliki titik didih yang berdekatan. Solven yang ditambahkan yaitu dimetilformamid. 9 Produk akan terpisah menjadi produk atas berupa n-butana,

i-butana, butena yang kemudian menjadi arus recycle.

9 Produk bawah berupa butadiena dan dimetilformamid dipompa oleh P-04 ke menara distilasi 2 (D-02) untuk dipisahkan kembali.

9 Kondisi operasi atas pada P= 5,2 atm, T= 49,9 oC 9 Kondisi operasi bawah pada P= 5,4 atm, T= 173,3 o_C

(35)

Bab II Deskripsi Proses **** • Menara distilasi 2

9 Umpan dari menara distilasi 1 masuk ke menara distilasi 2 (D-02).

9 Produk akan terpisah menjadi produk atas berupa butadiena yang kemudian digunakan sebagai media pemanas pada HE-02. Kemudian masuk ke HE-07 (cooler) untuk diturunkan suhunya sebelum disimpan dalam tangki penyimpan produk (TP-02) pada suhu 40 oC.

9 Produk bawah berupa solven dimetilformamid yang kemudian dipompa ke menara distilasi 1 sebagai arus recycle solven.

9 Kondisi operasi atas pada P= 5,2 atm, T= 69,3 oC 9 Kondisi operasi bawah pada P= 5,4 atm, T= 222,22 oC

(36)

2.4 Neraca Massa dan Neraca Panas

Produk : 1,3-butadiena 99,5 % Kapasitas perancangan : 60.000 ton/tahun Waktu operasi selama 1 tahun : 330 hari

Waktu operasi selama 1 hari : 24 jam 2.4.1 Neraca Massa

Diagram alir neraca massa sistem table.

Basis perhitungan : 1jam operasi

Satuan : kg

2.4.1.1 Neraca Massa Overall

Tabel 2.5 Komponen dalam tiap arus

Komponen Arus 1 2 3 4 5 6 7 8 9 10 11 12 13 14 nC4H10 v v v v v v v v v v v iC4H10 v v v v v v v v v v C4H8 v v v v v v v v v v C4H6 v v v v v v v v v v v v H2 v v H2O v v v v v v v C3H7NO v v v v v v v

(37)

Bab II Deskripsi Proses **** Tabel 2.6 Neraca Massa Overall

Input Output Komponen

Arus 1 Arus 11 Arus 5 Arus 9 Arus 14

nC4H10 8.500,8235 _ 0,5337 7,8336 131,3304 iC4H10 173,4862 _ 0,6939 _ 172,7923 C4H8 _ _ 0,8700 30,030 209,7839 C4H6 _ _ 7,5605 7.537,8790 3,7746 H2 _ _ 571,2225 _ _ H2O _ 0,005 _ 0,005 _ C3H7NO _ 0,01 _ 0,01 _ 8.674,3097 0,0150 580,8851 7.575,7576 517,6812 Total 8.674,3247 8674,3239

2.4.1.2 Neraca Massa Tiap Alat 2.4.1.2.1 Reaktor (R-01)

Tabel 2.7 Neraca Massa Reaktor

Input Output Komponen Arus 3 Arus 4 nC4H10 8.894,8150 533,6889 iC4H10 693,9448 693,9448 C4H8 629,3517 870,0357 C4H6 11,3238 7560,5379 H2 _ 571,2225 Total 10229,4353 10229,435

(38)

2.4.1.2.2 Separator 01 (SP-01)

Tabel 2.8 Neraca Massa Separator

Arus 4 Arus 5 Arus 6

nC4H10 533,6889 0,5337 533,1552 iC4H10 693,9448 0,6939 693,2509 C4H8 870,0357 0,8700 869,1656 C4H6 7560,5379 7,5605 7552,9774 H2 571,2225 571,2225 _ 10229,435 580,8807 9648,5491 Total 10229,435 10229,435 2.4.1.2.3 Menara Distilasi 01 (MD-01)

Tabel 2.9 Neraca Massa Menara Distilasi 1

Arus 6 Arus 12 Arus 7 Arus 8 nC4H10 533,1552 _ 525,3216 7,8336 iC4H10 693,2509 _ 693,2509 _ C4H8 869,1656 _ 839,1356 30,0300 C4H6 7.552,9774 7,5454 15,0984 7.545,4244 H2 _ _ _ _ H2O _ 154,3770 _ 154,3770 C3H7NO 77.034,0159 _ 77034,0159 9.648,5491 77.195,9383 2.072,807 84.771,6809 Total 86.844,4869 86.844,488

(39)

Bab II Deskripsi Proses **** 2.4.1.2.4 Menara Distilasi 02 (MD-02)

Tabel 2.10 Neraca Massa Menara Distilasi 2

Output Output Komponen

nC4H10 7,8336 7,8336 _ C4H8 30,0303 30,0303 _ C4H6 7545,4244 7537,8790 7,5454 H2O 154,3770 0,01 154,3670 C3H7NO 77034,0159 0,005 77034,0110 84771,6810 7575,7576 77195,916 Total 84771,6810 84771,673 2.4.1.2.5 Arus Pencampuran 01

Tabel 2.11 Neraca Massa Arus Pencampuran

nC4H10 8.500,8235 393,9912 8894,8150 iC4H10 173,4862 520,4586 693,9448 C4H8 _ 629,3517 629,3517 C4H6 _ 11,3238 11,3238 8.674,3097 1.555,1253 10.229,4353 Total 10.229,4353 10.229,4353

(40)

2.4.2 Neraca Panas

Basis perhitungan : 1 jam operasi

Satuan : kJ

2.4.2.1 Neraca Panas di Tee-01

Tabel 2.12 Neraca panas di Tee – 01

Arus Input Output Q arus 13 -79.168,748 _

Q arus 1 -375.811,519 _ Q arus 2 _ -454.980,267

Total -454.980,267 -454.980,267

2.4.2.2 Neraca panas di furnace 01 (F-01)

Tabel 2.13 Neraca panas di Furnace – 01

Arus Input Output Q masuk furnace 3.726.419,827 _

Q keluar furnace _ 16.342.752,342 Q pemanas 12.616.332,515 _

(41)

Bab II Deskripsi Proses **** 2.4.2.3 Neraca panas di reaktor 01 (R-01)

Tabel 2.14 Neraca panas di Reaktor 01

Arus Input Output Q reaktan 20.632.227,682 _

Q reaksi 33.524.251,104 _

Q produk _ 16.586.933,187 Q pemanas _ 37.569.545,599

Total 54.156.478,786 54.156.478,786

2.4.2.4 Neraca panas di Menara Distilasi 01 (MD-01) Tabel 2.15 Neraca panas di Menara distilasi 01

Arus Input Output

Q umpan -2.516.294,199 _

Q hasil atas (distilat) _ 127.600,578 Q bawah (bottom) _ 28.711.499,450

Q kondenser _ 2.145.436,540

Q reboiler 33.500.830,767 _

(42)

2.4.2.5 Neraca panas di Menara Distilasi 02 (MD-02) Tabel 2.16 Neraca panas di Menara distilasi 02

Arus Input Output

Q umpan 28.624.832,062 _

Q hasil atas (distilat) _ 800.893,530

Q bawah (bottom) _ 35.054.447,765

Q kondenser _ 13.019.918.057,467

Q reboiler 13.027.148.566,700 _

Total 13.055.773.398,762 13.055.773.398,762

2.4.2.6 Neraca panas di kondenser parsial (CP-01) Tabel 2.17 Neraca panas di Kondenser Parsial

Arus Input Output

Q desuperheating -3.553.837,284 _

Q vap -68.591.907,489 _

Q kondensasi -3.329,034 _

Q cairan yang terkondensasi 1.205,793

Q yang masih berwujud gas 719,894 _

Q kondenser _ -72.147.148,119

(43)

Bab II Deskripsi Proses **** 2.4.2.7 Neraca Panas di HE-01

Tabel 2.18 Neraca panas di HE – 01

Arus Input Output

Q masuk arus 2 -454.980,267 _ Q keluar HE-01 -87.346,612 Q pemanas 367.633,655

Total -87.346,612 -87.346,612

2.4.2.8 Neraca Panas di HE-02

Arus Input Output

Q masuk HE-02 -87.346,612 _ Q keluar HE-02 _ 642.181,639 Q pemanas 729.528,251 _

Total 642.181,639 642.181,639

Arus Input Output

Q masuk HE-03 642.181,639 _ Q keluar HE-03 _ 1.974.184,337 Q pemanas 1.332.002,698 _

(44)

Arus Input Output

Q masuk HE-04 1.974.184,337 _ Q keluar HE-04 _ 2.306.577,180 Q pemanas 332.392,843 _

Total 2.306.577,180 2.306.577,180

Tabel 2.21 Neraca panas di HE – 05

Arus Input Output

Q masuk HE-05 2.306.577,180 _ Q keluar HE-05 _ 3.726.419,827 Q pemanas 1.419.842,647 _

Total 3.726.419,827 3.726.419,827

2.4.2.12 Neraca panas di Cooler (HE-06) Tabel 2.22 Neraca panas di cooler

Arus Input Output Q aroclor masuk 35.054.281,618 _

Q aroclor keluar _ 22.993.864,227 Q pendingin _ 12.060.417,390

(45)

Bab II Deskripsi Proses **** 2.4.2.13 Neraca panas di Cooler (HE-07)

Tabel 2.23 Neraca panas di cooler

Arus Input Output Q masuk HE-07 9.130.389,335 _

Q keluar HE-07 _ 2.701.889,570

Q pendingin _ 6.428.499,765

(46)

2.5 Lay Out Pabrik dan Peralatan 2.5.1 Lay out pabrik

Tata letak pabrik merupakan suatu pengaturan yang optimal dari seperangkat fasilitas-fasilitas dalam pabrik. Tata letak yang tepat sangat penting untuk mendapatkan efisiensi, keselamatan, dan kelancaran kerja para pekerja serta keselamatan proses.

Untuk mencapai kondisi yang optimal, maka hal-hal yang harus diperhatikan dalam menentukan tata letak pabrik adalah :

1. Pabrik 1,3-butadiena ini merupakan pabrik baru (bukan pengembangan), sehingga penentuan lay out tidak dibatasi oleh bangunan yang ada.

2. Kemungkinan perluasan pabrik sebagai pengembangan pabrik di masa depan.

3. Faktor keamanan sangat diperlukan untuk bahaya kebakaran dan ledakan, maka perencanaan lay out selalu diusahakan jauh dari sumber api, bahan panas, dan dari bahan yang mudah meledak, juga jauh dari asap atau gas beracun.

4. Sistem kontruksi yang direncanakan adalah out door untuk menekan biaya bangunan dan gedung, dan juga karena iklim Indonesia memungkinkan konstruksi secara out door.

5. Harga tanah amat tinggi sehingga diperlukan efisiensi dalam pemakaian dan pengaturan ruangan / lahan.

(Vilbrant, 1959) Secara garis besar lay out dibagi menjadi beberapa bagian utama, yaitu :

(47)

Bab II Deskripsi Proses **** a. Daerah administrasi / perkantoran, laboratorium dan ruang kontrol

Merupakan pusat kegiatan administrasi pabrik yang mengatur kelancaran operasi. Laboratorium dan ruang kontrol sebagai pusat pengendalian proses, kualitas dan kuantitas bahan yang akan diproses serta produk yang dijual

b. Daerah proses

Merupakan daerah dimana alat proses diletakkan dan proses berlangsung.

c. Daerah penyimpanan bahan baku dan produk.

Merupakan daerah untuk tangki bahan baku dan produk. d. Daerah gudang, bengkel dan garasi.

Merupakan daerah untuk menampung bahan-bahan yang diperlukan oleh pabrik dan untuk keperluan perawatan peralatan proses.

e. Daerah utilitas

Merupakan daerah dimana kegiatan penyediaan bahan pendukung proses berlangsung dipusatkan.

(Vilbrant, 1959)

2.5.2 Lay out peralatan

Beberapa hal yang harus diperhatikan dalam menentukan lay out peralatan proses pada pabrik 1,3-butadiena, antara lain :

1. Aliran bahan baku dan produk

Pengaliran bahan baku dan produk yang tepat akan memberikan keuntungan ekonomi yang besar serta menunjang kelancaran dan keamanan produksi.

(48)

2. Aliran udara

Aliran udara di dalam dan di sekitar area proses perlu diperhatikan kelancarannya. Hal ini bertujuan untuk menghindari terjadinya stagnasi udara pada suatu tempat sehingga mengakibatkan akumulasi bahan kimia yang dapat mengancam keselamatan pekerja.

3. Cahaya

Penerangan seluruh pabrik harus memadai dan pada tempat-tempat proses yang berbahaya atau beresiko tinggi perlu adanya penerangan tambahan.

4. Lalu lintas manusia

Dalam perancangan lay out pabrik perlu diperhatikan agar pekerja dapat mencapai seluruh alat proses dangan cepat dan mudah. Hal ini bertujuan apabila terjadi gangguan pada alat proses dapat segera diperbaiki. Keamanan pekerja selama menjalani tugasnya juga diprioritaskan.

5. Pertimbangan ekonomi

Dalam menempatkan alat-alat proses diusahakan dapat menekan biaya operasi dan menjamin kelancaran dan keamanan produksi pabrik. 6. Jarak antar alat proses

Untuk alat proses yang mempunyai suhu dan tekanan operasi tinggi sebaiknya dipisahkan dengan alat proses lainnya, sehingga apabila terjadi ledakan atau kebakaran pada alat tersebut maka kerusakan dapat diminimalkan.

(49)

Bab II Deskripsi Proses **** Tata letak alat-alat proses harus dirancng sedemikian rupa sehingga :

- Kelancaran proses produksi dapat terjamin - Dapat mengefektifkan luas lahan yang tersedia

- Karyawan mendapat kepuasan kerja agar dapat meningkatkan produktifitas kerja disamping keamanan yang terjadi

(50)

(51)

(52)

(53)

Bab II Deskripsi Proses **** F-01 R-01 SP -0 1 D-01 D-02 Arus 2 nC4H 10 8894,82 kg iC 4H10 693,94 kg C4H 8 629,35 kg C4H 6 11,32 kg 10229,44 kg CP-01 Ga mba r 2.2 Dia gram Alir Ku an titatif Arus 1 nC4H 10 8500,8 2 kg iC 4H10 173,4 9 kg 8674,3 1 kg A rus 4 nC 4H10 533,69 kg iC4H 10 693,94 kg C 4H8 870,04 kg C 4H6 7560,54 kg H 2 571,22 kg 10229,43 kg Arus 5 nC4H 10 0 ,53 kg iC 4H10 0,69 kg C4H 8 0 ,87 kg C4H 6 7 ,56 kg H2 57 1,22 kg 580,88 kg Arus 8 nC4H10 7,83 kg C 4H 8 30,03 kg C4H6 7545,42 k g H2O 154,38 k g C3H7N O 77 034,02 kg 84771,68 kg A rus 11 _H2O 0,00 5 kg C 3H7N O 0,01 kg 0,015 kg Arus 10 C4H 6 7,55 kg H2O 154,38 kg C3H 7NO 77034 ,01 kg 77195,93 kg Arus 9 nC4H 10 7,83 kg C 4H8 30, 03 kg C4H 6 7537,88 kg H2O 0,005 kg C3H 7NO 0, 01 kg 7575,7576 kg A rus 14 nC 4H10 131,33 kg iC4H 10 172,79 kg C 4H8 209,78 kg C 4H6 3,77 kg 517,68 kg A rus 13 nC 4H10 393,33 kg iC4H 10 520,46 kg C 4H8 629,35 kg C 4H6 11,32 kg 1555,13 kg A rus 6 nC 4H10 5 33,16 kg iC4H 10 693,25 kg C 4H8 869,17 kg C 4H6 7552,98 kg 9648,55 kg Arus 12 C4H 6 7,545 kg H2O 154,38 kg C3H 7NO 77034 ,03 kg 77195,93 kg A rus 7 nC4H 10 525,32 kg iC4H1 0 693,25 kg C4H 8 839,14 kg C4H 6 15,10 kg 2072,81 kg Arus 2 nC4H 10 88 94,82 kg iC 4H10 693,9 4 kg C4H 8 629,35 kg C4H 6 11,32 kg 10229,44 kg nC4H10 533,69 kg iC 4H 10 693,94 kg C4H8 870,04 kg C4H6 7560,54 kg H2 571,22 kg 10229,43 kg

(54)

Bab II Deskripsi Proses **** 45 T-03 MD-0 2 MD-0 1 SP-01 H E -0 1 F -0 1 R-0 1 K et er an ga n G am ba r : S P -0 1 S ep ar at or 1 H E -0 1 H ea t E xc ha ng er 1 H E -0 2 H ea t E xc ha ng er 2 H E -0 3 H ea t E xc ha ng er 3 H E -0 4 H ea t E xc ha ng er 4 H E -0 5 H ea t E xc ha ng er 5 H E -0 6 H ea t E xc ha ng er 6 H E -0 7 H ea t E xc ha ng er 7 F -0 1 F ur na ce R -0 1 R ea kt or C P -0 1 K on de ns er P ar si al M D -0 1 M en ar a di st il as i 1 M D -0 2 M en ar a di st il as i 2 T -0 1 T an gk i p en yi m pa n bu ta na T -0 2 T an gk i p en yi m pa n bu ta di en a T -0 3 T an gk i p en yi m pa n D M F T-02 T-02 T-02 T-02 TP -0 1 TP -0 1 TP -0 1 TP -0 1 C P -0 1 H E -0 7 H E -0 6 G am ba r 2. 5 La y o ut p er a la ta n pa b rik H E -0 2 H E -0 3 H E -0 4 H E -0 5

(55)

(56)

Bab III Spesifikasi Peralatan Proses****

46

BAB III

SPESIFIKASI PERALATAN PROSES

3.1 Reaktor

Kode : R-01

Fungsi :Mereaksikan n-butana dengan katalis alumina chromia, sehingga menghasilkan 1,3-butadiena sebagai produk utama.

Tipe : Reaktor fixed bed multitube

Jumlah : 1 buah Volume : 3,7497 m3 Kondisi operasi : T = 600oC

P = 1 atm

Katalis : Alumina Chromina

Pemanas : Superheated steam Suhu pemanas masuk : 1000 K Suhu pemanas keluar : 882,79 K

Tube : ID : 1,9 in (4,83 cm) OD : 2,4 in (6,10 cm) BWG : 11 Panjang : 4,5 m Jumlah : 166

(57)

Susunan : Triangular pitch

Pitch : 0,0762 m

Clearance : 0,01524 m

∆P : 0,0066 atm

Shell :

Material : Low alloy steel SA 301 grade C

IDS : 1,0312 m

Baffle spacing : 0,2062 m

Tebal : 0,5 in (1,27 cm) ∆P : 0,5115 atm

Head :

Jenis : flanged and standard dished head

Material : Low alloy steel SA 301 grade C

Tebal : 0,75 in (1,9095 cm) Tinggi : 10,8386 in (27,53 cm) Pipa gas OD : 12,75 in ID : 11,376 in Pipa pemanas OD : 4,0 in ID : 4,0 in

(58)

48

3.2 Menara Distilasi 1

Kode : D-01

Fungsi : Memisahkan butana, butena dan butadiena Tipe : Sieve plate tower

Material : Low Alloy Steel SA-204 grade C

P : 5 atm Kondisi operasi Puncak : T = 50 oC Bawah : T = 173,4oC Shell /Kolom Diameter : 2,56 m Tinggi total : 23,36 m Tebal shell : 0,75 in Head

Tipe : Torispherical head

Tebal head : 0,1875 in Tinggi head : 0,21 m

Plate

Tipe : Sieve tray

Jumlah plate : 62 ( tanpa reboiler)

(59)

3.3 Menara Distilasi 2

Kode : D-02

Fungsi : Memisahkan butadiena dan solven Tipe : Sieve plate tower

Material : Low Alloy Steel SA-204 grade C

P : 5 atm Kondisi operasi Puncak : T =69,3 oC Bawah : T = 222,22oC Shell /Kolom Diameter : 2,5 m Tinggi total : 18,69 m Tebal shell : 0,1875 in Head

Tipe : Torispherical head

Tebal head : 0,1875 in Tinggi head : 0,21 m

Plate

Tipe : Sieve tray

Jumlah plate : 27 ( tanpa reboiler)

(60)

50

3.4 Separator 1

Kode : SP-01

Fungsi : Memisahkan antara gas dengan kondensat keluar dari CD-03

Tipe : Silinder vertikal, flanged and standard dished head

Material : Low Alloy Steel SA-204 grade C Jumlah : 1 buah

Kondisi operasi : P = 5 atm T = 25 C Waktu tinggal : 1470,176 detik Dimensi Separator : Diameter : 0,9144 m Tinggi cairan (HL) : 0,4 m Tinggi uap (Hv) : 0,61 m Tebal shell :0,375 in Head : Tebal head : 0,5 in (1,27 cm) Tinggi head : 8,1 in (20,57 cm) Tinggi total : 40,20 in (1,02 m)

(61)

3.5 Tangki Penyimpan

Tabel 3.1 Spesifikasi Tangki Penyimpan

Kode T-01 T-02

Fungsi Menyimpan bahan baku

n-butana selama 1 minggu

Menyimpan produk butadiena

Tipe Silinder horizontal,

flanged and standart dished head

Silinder horizontal,

flanged and standart dished head

Jumlah 4 1

Material Low Alloy Steel SA-204

grade C

Carbon steel SA-283 A

Kondisi penyimpanan : Suhu, oC 30 40 Tekanan, atm 5 5 Dimensi tangki : Diameter, ft (m) 25 (7,62) 38 ft (11,62 m) Panjang, ft (m) 50 (15,24) 76,27 (23,24) Tebal shell, in (cm) 1,25 (3,175) 3 (7,62) Tebal head, in (cm) 5 (12,7) 7 (17,78 ) Panjang head, ft (m) 6,883 (2,098) 11,23 (3,42 m)

(62)

52

Kode T-03

Fungsi Menyimpan larutan

metanol (bahan baku) selama 1 minggu

Tipe Silinder vertikal,

torispherical head

Jumlah 1

Kapasitas, bbl 2

Material Carbon steel SA-283

grade C Kondisi penyimpanan : Suhu, oC 30 Tekanan, atm 1 Dimensi tangki : Diameter, ft(m) 1 (0,3048) Tinggi, ft(m) 2 (0,6096) Tebal shell, in (cm): 0,1875 (0,48) Tebal bottom, in (cm) 0,25 (0,0064) Tinggi roof, ft (m) 0,0833 (0,0254) Tinggi total,ft (m) 2,0833 (0,635) 3.6 Kondenser Parsial Kode : CP-01

Fungsi :Mendinginkan gas keluar kompresor sekaligus mengkondensasikan gas

Jenis : Shell and tube

Jumlah : 1 buah

(63)

Tube side :

Material : low alloy steel SA 301 grade C OD tube : 1 in

ID tube : 0,87 in

BWG : 16

Susunan pitch : Triangular pitch

Pitch : 1,25 in

Panjang : 16 ft Jumlah tube : 152 buah

Passes : 2

Shell Side :

Material : Carbon Steel

IDS :19,25 in

Fluida dingin : air dingin Suhu air dingin masuk : 1oC Suhu air dingin keluar : 8 oC

3.7 Furnace

Kode : F-01

Fungsi :Memanaskan gas umpan agar sesuai dengan kondisi operasi reaktor dari 200oC sampai 600oC

Tipe : Fired heater tipe vertical tube in cylindrical shell

(64)

54 Dimensi Seksi radiasi Panjang : 30,7083 ft (9,3599 m) Lebar : 6,5729 ft (2,0035 m) Tinggi : 6,5729 ft (2,0035 m) Seksi konveksi Panjang : 30,7083 ft (9,3599 m) Lebar : 6,5729 ft (2,0035 m) Tinggi : 5,4687 ft (1,6669 m) 3.8 Heat Exchanger

Tabel 3.2 Spesifikasi Heat Exchanger

Kode HE-01 HE-02 Fungsi Memanaskan gas setelah

pencampuran

Memanaskan gas keluar HE-01

Jenis Shell and Tube Shell and Tube

Jumlah 1 1

Heat Duty, kJ/jam 367.633,655 729.528,251

Tube side :

Material Low alloy steel SA 301 Low alloy steel SA 301

Fluida Gas setelah arus

pencampuran Gas keluar HE-01 OD tube, in (cm) 1,5 (3,81) 1,5 (3,81)

ID tube, in (cm) 1,4 (3,554) 1,4 (3,554)

BWG 8 8

(65)

Bab III Spesifikasi Peralatan Proses**** Pitch, in (cm) 1,875 (4,763) 1,875 (4,763) Panjang, ft (m) 12 (3,66) 12 (3,66) Jumlah tube 522 522 Passes 2 2 ∆P, psi (atm) 0,11 (0,007) 0,11 (0,007) Shell Side :

Material Carbon Steel Low alloy steel SA 301

Fluida Air Produk

ID shell, in (cm) 33 (83,82) 33 (83,84)

Baffle spacing, in 33 33

Passes 1 1

∆P, psi (atm) 0,0019 (0,00013) 0,000117 (7,99 E-06) Uc (BTU/hr.ft2.F) 109,553 97,93

Ud (BTU/hr.ft2.F) 67,31 67,31

Rd 0,0052 0,0047

Rd Required 0,003 0,003

Kode HE-03 HE-04 Fungsi Memanaskan gas keluar

HE-02

Jumlah 1 1

Heat Duty, kJ/jam 1.332.002,698 332.392,843

Tube side :

Fluida Gas keluar HE-02 Gas keluar HE-03 OD tube, in (cm) 1,5 (3,81) 1,5 (3,81)

ID tube, in (cm) 1,4 (3,556) 1,4 (3,556)

(66)

56

Susunan pitch Triangular pitch Triangular pitch

Pitch, in (cm) 1,875(4,763) 1,875 Panjang, ft (m) 12 (3,66) 12 (3,66) Jumlah tube 522 522 Passes 2 2 ∆P, psi (atm) 0,11 (0,007) 0,11 (0,007) Shell Side :

Fluida Gas produk keluar

reaktor Gas keluar kompresor ID shell, in (cm) 33 (83,82) 33 (83,82)

Passes 1 1

∆P, psi (atm) 0,00054 (3,67 E-05) 0,00045 (7,99 E-06) Uc (BTU/hr.ft2.F) 81,099 108,4

Ud (BTU/hr.ft2.F) 67,31 67,31

Rd 0,0032 0,0041

Kode HE-05 HE-07 Fungsi

Mendinginkan produk sesuai dengan kondisi penyimpanan

Jumlah 1 1

Heat Duty, kJ/jam 1.419.842,647 6.428.499,765

Tube side :

(67)

OD tube, in (cm) 1,5 (3,81) 1,5 (3,81) ID tube, in (cm) 1,4 (3,556) 1,17 (2,97)

BWG 8 8

Pitch, in (cm) 1,875(4,763) 1,875(4,763)

Panjang, ft (m) 12 (3,66) 12 (3,66)

Jumlah tube 522 380

Passes 2 2

∆P, psi (atm) 0,11 (0,007) 0,108 (7,34 E-03)

Shell Side :

Material Low alloy steel SA 301 Carbon steel

Fluida Hasil bawah menara

distilasi 2 Air ID shell, in (cm) 33 (83,82) 33 (83,82)

Passes 1 1

∆P, psi (atm) 0,00087 (5,918 E-05) 0,00087 (5,918 E-05) Uc (BTU/hr.ft2.F) 110,94 145,31

Ud (BTU/hr.ft2.F) 67,31 100

Rd 0,0043 0,0043

Kode HE-06

Fungsi Mendinginkan solven

untuk arus recycle solven

Jenis Double pipe

Jumlah 1

(68)

58

Pipa dalam

Fluida Low alloy steel SA 301

Material Solven dimetilformamid Suhu T masuk, oC 215 T keluar, o_{C 160} IPS 2 Diameter luar, in 2,38 SN 40 Diameter dalam,in 2,067 Panjang hairpin, ft 12 Jumlah hairpin 2 ∆P, psi 0,0656 Pipa luar Fluida Titanium Material Air Suhu T masuk, C 30 T keluar, 80 IPS 3 Diameter luar, in 3,5 SN 40 Diameter dalam, in 3,068 ∆P, psi 0,7221 Uc (BTU/hr.ft2.F) 403,4 Ud (BTU/hr.ft2.F) 313,69 Rd 0,0037 Rd required 0,003

(69)

3.9 Reboiler

Tabel 3.3 Spesifikasi Reboiler

Kode REB-01 REB-02

Fungsi Menguapkan sebagian

hasil bawah menara distilasi 1

Menguapkan sebagian hasil bawah menara distilasi 2

Jenis Kettle Reboiler Kettle Reboiler

Jumlah 1 1

Heat Duty, kJ/jam 33.500.830,77 18.797.829,23

Luas transfer panas 777,15 ft2_4155,27_ft2 Material Low alloy steel SA 209 Low alloy steel SA 209 Tube side :

Fluida Gas produk reaktor Steam

Suhu : T masuk, oC (K) 552 (825,15) 350 (623,15) T keluar, oC (K) 182 (455,15) 350 (623,15) OD tube, in (cm) 1,5 (3,81) 0,75 (1,905) ID tube, in (cm) 1,4 (3,556) 0,65 (1,905) BWG 18 18

Pitch, in (cm) 1,875(4,763) 1 (2,54)

Panjang, ft (m) 18 (5,45) 18

Jumlah tube 110 1176

Passes 2 2

∆P, psi (atm) 0,0268 (1,823 E-03) 0,0094 (6,39 E-04)

Shell Side :

Fluida Hasil bawah D-01 Hasil bawah D-02 Suhu :

(70)

60

T masuk, oC (K) 173,4 (446,55) 222,2 (495,37) T keluar, oC (K) 173,4 (446,55) 222,2 (495,37) ID shell, in (cm) 25 (63,5) 39 (99,06)

Baffle spacing, in 18,75 29,25

∆P, psi (atm) Diabaikan Diabaikan

Uc (BTU/hr.ft2_{.F) 92} ₁₂₆

Ud (BTU/hr.ft2_{.F) 68,91} _83,6

Rd 0,0036 0,0041

3.10 Kondensor

Tabel 3.4 Spesifikasi Kondenser

Kode CD-01 CD-02

Fungsi Mengembunkan hasil atas D-01

Mengembunkan hasil atas D-02

Jenis Shell and Tube Exchanger Shell and Tube Exchanger

Jumlah 1 1

Heat Duty, kJ/jam 2.145.436,54 11.567.320,00

Tube side :

Material Titanium Titanium

Fluida Air Air

Suhu : T masuk, oC 30 30 T keluar, oC 45 45 OD tube, in (cm) 1 (2,54) 1 (2,54) ID tube, in (cm) 0,902 (2,29) 0,902 (2,29) BWG 18 18

(71)

Bab III Spesifikasi Peralatan Proses**** Panjang, ft (m) 12 (3,66) 12 (3,66) Jumlah tube 208 518 Passes 2 2 ∆P, psi (atm) 0,319 (0,0217) 0,3027 Shell Side :

Fluida Hasil atas D-01 Hasil atas D-01 ID shell, in (cm) 25 (63,5) 25 (63,5)

Passes 1 1

∆P, psi (atm) 0,0482 (3,28 E-03) 0,6443 (0,044) Uc (BTU/hr.ft2.F) 193,01 193,015

Ud (BTU/hr.ft2.F) 120 120

Rd 0,00315 0,00321

(72)

62

3.11 Akumulator

Tabel 3.5 Spesifikasi Akumulator

Kode ACC-01 ACC-02

Fungsi Menampung hasil atas

menara distilasi D-01

Menampung hasil atas menara distilasi D-02 Tipe Horisontal drum dengan

torispherical head

Horisontal drum dengan torispherical head

Jumlah 1 1

Kapasitas, m3 0,32 6,29

Material Low Alloy Steel SA-204

grade C

Low Alloy Steel SA-204 grade C Kondisi operasi : Suhu, oC 50 69,3 Tekanan, atm 5,2 5,2 Dimensi tangki : Diameter, in (m) 20,87 (0,53) 56,69 (1,44) Panjang, in (m) 62,992 (1,6) 170,47 (4,33) Tebal shell, in (cm) 0,25 (0,635) 0,375 (0,953) Tebal head, in (cm) 0,25 (0,635) 0,1875 (0,476) Pipa pengeluaran : IPS, in 1,5 1,5 OD, in 1,5 6,63 ID, in 1,66 5,76 SN, in 40 80