JURUSAN TEKNIK KIMIA FAKULTAS TEKNIK ... - core.ac.uk · JURUSAN TEKNIK KIMIA FAKULTAS TEKNIK ... 2.2.2 Kondisi Operasi ... Tabel 3.9 Spesifikasi Heat Exchanger

perpustakaan.uns.ac.id digilib.uns.ac.id

commit to user

TUGAS AKHIR

PRARANCANGAN PABRIK BENZENE

DARI TOLUENE DAN HIDROGEN

KAPASITAS 300.000 TON/TAHUN

Oleh:

Tutuk Laksana Wati I 0506050

Vina Vikryana I 0506051

JURUSAN TEKNIK KIMIA FAKULTAS TEKNIKUNIVERSITAS SEBELAS MARET

SURAKARTA2011


commit to user

LEMBAR PENGESAIIAN

TUGAS AKHIR

PRARANCANGAN PABRIK BENZENE DARI TOLAENE DAN HIDROGEN

KAPASITAS 3OO.OOO TON/TAHUN

Oleh:

Tutuk Laksana Wati

Vina Vikryana

I 0506050

r 0506051

ffift^n, 4-tt

e

2.

Pembimbing II

Bresas S.T. Sembodo" S.T.. M.T.NrP. 1971nA6 t99903 | 002

Dipertahankan di depan tim penguji:

1. YC. Danarto, S.T., M.T.NrP. 19730827 200012 | A0l

2. Wusana Agung W., S.T., M.T.NIP. 19801005 200501 I 001

NrP.19721 t26 200003 2 001

$ffi


commit to user

ii

KATA PENGANTAR

Segala puji syukur kepada Allah SWT, hanya karena rahmat dan ridho-Nya,

penulis akhirnya dapat menyelesaikan penyusunan laporan tugas akhir dengan

judul “Prarancangan Pabrik Benzene dari Toluene dan Hidrogen Kapasitas

300.000 Ton / Tahun” ini.

Dalam penyusunan tugas akhir ini penulis memperoleh banyak bantuan

baik berupa dukungan moral maupun spiritual dari berbagai pihak. Oleh karena

itu, penulis mengucapkan terima kasih kepada :

1. Kedua orang tua dan keluarga atas dukungan doa, materi dan semangat

yang senantiasa diberikan tanpa kenal lelah.

2. Enny Kriswiyanti A., S.T., M.T. selaku Dosen Pembimbing I dan Bregas

S.T. Sembodo, S.T., M.T. selaku Dosen Pembimbing II atas bimbingan

dan bantuannya dalam penulisan tugas akhir.

3. Y.C. Danarto, S.T., M.T. selaku Pembimbing Akademik dan Dosen

Penguji dalam ujian pendadaran tugas akhir.

4. Wusana Agung Wibowo, S.T., M.T. selaku Dosen Penguji dalam ujian

pendadaran tugas akhir.

5. Ir. Arif Jumari, M.Sc. selaku Ketua Jurusan Teknik Kimia FT UNS.

6. Segenap Civitas Akademika atas semua bantuannya.

7. Teman-teman mahasiswa Teknik Kimia FT UNS khususnya tekimers ’06.

Penulis menyadari bahwa laporan tugas akhir ini belum sempurna. Oleh

karena itu, penulis membuka diri terhadap segala saran dan kritik yang

membangun. Semoga laporan tugas akhir ini dapat bermanfaat bagi penulis dan

pembaca sekalian.

Surakarta, Maret 2011

Penulis


commit to user iii

DAFTAR ISI

Halaman Judul ............................................................................................... i

Kata Pengantar................................................................................................ ii

Daftar Isi ........................................................................................................ iii

Daftar Tabel ................................................................................................... viii

Daftar Gambar ............................................................................................... xi

Intisari ........................................................................................................... xii

BAB I PENDAHULUAN

1.1 Latar Belakang Pendirian Pabrik .............................................. 1

1.2 Kapasitas Rancangan .............................................................. 2

1.2.1 Kebutuhan Benzene di Indonesia .................................. 2

1.2.2 Ketersediaan Bahan Baku ............................................. 4

1.2.3 Kapasitas Pabrik Minimal dan Maksimal di Luar Negeri 4

1.3 Pemilihan Lokasi Pabrik ......................................................... 5

1.4 Tinjauan Pustaka ..................................................................... 7

1.4.1 Macam-macam Proses Pembuatan Benzene ................. 7

1.4.2 Kegunaan Produk ........................................................ 10

1.4.3 Sifat Fisis dan Kimia Bahan Baku dan Produk ............. 11

1.4.3.1 Sifat Fisis dan Kimia Bahan Baku ................... 11

1.4.3.2 Sifat Fisis dan Kimia Produk............................ 14

1.4.4 Tinjauan Proses ........................................................... 17


commit to user iv

BAB II DESKRIPSI PROSES

2.1 Spesifikasi Bahan Baku dan Produk ........................................ 19

2.1.1 Spesifikasi Bahan Baku ............................................... 19

2.1.2 Spesifikasi Produk Utama............................................. 19

2.1.3 Spesifikasi Produk Samping ......................................... 20

2.2 Konsep Proses ......................................................................... 20

2.2.1 Mekanisme Reaksi ....................................................... 20

2.2.2 Kondisi Operasi ............................................................ 21

2.2.3 Tinjauan Termodinamika ............................................. 22

2.2.4 Tinjauan Kinetika Reaksi.............................................. 27

2.3 Diagram Alir Proses dan Tahapan Proses ................................ 28

2.3.1 Diagram Alir Proses ..................................................... 28

2.3.2 Tahapan Proses............................................................. 32

2.3.2.1 Tahap Penyimpanan Bahan Baku ..................... 32

2.3.2.2 Tahap Penyiapan Bahan Baku .......................... 32

2.3.2.3 Tahap Pembentukan Produk ............................. 33

2.3.2.4 Tahap Pemurnian Produk ................................. 34

2.4 Neraca Massa dan Neraca Panas ............................................. 35

2.4.1 Neraca Massa .............................................................. 36

2.4.2 Neraca Panas ............................................................... 42

2.5 Lay Out Pabrik dan Peralatan Proses ........................................ 46

2.5.1 Lay Out Pabrik ............................................................. 46

2.5.2 Lay Out Peralatan Proses .............................................. 50


commit to user v

BAB III SPESIFIKASI ALAT PROSES

3.1 Reaktor ...................................................................................... 53

3.2 Flash Drum ................................................................................ 54

3.3 Menara Destilasi......................................................................... 55

3.4 Vaporizer.................................................................................... 56

3.5 Tangki ........................................................................................ 57

3.6 Condenser .................................................................................. 58

3.7 Reboiler...................................................................................... 60

3.8 Accumulator ............................................................................... 61

3.9 Heat Exchanger .......................................................................... 62

3.10 Furnace ..................................................................................... 63

3.11 Pompa ........................................................................................ 64

3.12 Kompresor.................................................................................. 66

BAB IV UNIT PENDUKUNG PROSES DAN LABORATORIUM

4.1 Unit Pendukung Proses ........................................................... 67

4.1.1 Unit Pengadaan Air ...................................................... 68

4.1.1.1 Air Pendingin dan Air Pemadam Kebakaran ... 68

4.1.1.2 Air Konsumsi.................................................. 69

4.1.1.3 Pengolahan Air ............................................... 69

4.1.1.4 Kebutuhan Air................................................. 72

4.1.2 Unit Pengadaan Pendingin Reaktor ............................... 73

4.1.3 Unit Pengadaan Udara Tekan........................................ 74

4.1.4 Unit Pengadaan Listrik ................................................ 75


commit to user vi

4.1.4.1 Listrik untuk keperluan proses dan utilitas........ 75

4.1.4.2 Listrik untuk penerangan.................................. 77

4.1.4.3 Listrik untuk AC .............................................. 79

4.1.4.4 Listrik untuk laboratorium dan instrumentasi.... 79

4.1.5 Unit Pengadaan Bahan Bakar ....................................... 80

4.2 Laboratorium .......................................................................... 81

4.2.1 Laboratorium Fisik .................................................... 83

4.2.2 Laboratorium Analitik ............................................... 83

4.2.3 Laboratorium Penelitian dan Pengembangan .............. 84

4.3 Unit Pengolahan Limbah.......................................................... 84

BAB V MANAJEMEN PERUSAHAAN

5.1 Bentuk Perusahaan .................................................................. 88

5.2 Struktur Organisasi ................................................................. 89

5.3 Tugas dan Wewenang ............................................................. 94

5.3.1 Pemegang Saham ........................................................ 94

5.3.2 Dewan Komisaris ........................................................ 94

5.3.3 Dewan Direksi ............................................................. 95

5.3.4 Staf Ahli ...................................................................... 96

5.3.5 Penelitian dan Pengembangan (Litbang) ...................... 96

5.3.6 Kepala Bagian .............................................................. 97

5.3.7 Kepala Seksi ................................................................. 100

5.4 Pembagian Jam Kerja Karyawan ............................................. 101

5.4.1 Karyawan Non Shift ..................................................... 101


commit to user vii

5.4.2 Karyawan Shift............................................................. 101

5.5 Status Karyawan dan Sistem Upah .......................................... 103

5.6 Penggolongan Jabatan, Jumlah Karyawan dan Gaji ................. 104

5.6.1 Penggolongan Jabatan .................................................. 104

5.6.2 Jumlah Karyawan dan Gaji .......................................... 104

5.7 Kesejahteraan Sosial Karyawan ............................................... 107

BAB VI ANALISIS EKONOMI

6.1 Penaksiran Harga Peralatan ..................................................... 110

6.2 Penentuan Total Capital Investment (TCI) .............................. 113

6.2.1 Modal Tetap (Fixed Capital Investment)......................... 114

6.2.2 Modal Kerja (Working Capital Investment) .................... 115

6.3 Biaya Produksi Total (Total Poduction Cost) ......................... 116

6.3.1 Manufacturing Cost....................................................... 116

6.3.1.1 Direct Manufacturing Cost (DMC) ................ 116

6.3.1.2 Indirect Manufacturing Cost (IMC) ................ 116

6.3.1.3 Fixed Manufacturing Cost (FMC) .................. 117

6.3.2 General Expense (GE) .................................................. 117

6.4 Keuntungan Produksi ............................................................... 118

6.5 Analisis Kelayakan .................................................................. 118

Daftar Pustaka ............................................................................................... xiii

Lampiran


commit to user viii

DAFTAR TABEL

Tabel 1.1 Data Impor Benzene Indonesia ..................................................... 3

Tabel 1.2 Data Pabrik Penghasil Benzene di Indonesia ................................ 4

Tabel 2.1 Harga Hfo dan Gf

o .................................................................... 22

Tabel 2.2 Neraca Massa pada Tee1 .............................................................. 36

Tabel 2.3 Neraca Massa pada Vaporizer 1 (VP-01) ..................................... 36




Tabel 2.7 Neraca Massa pada Reaktor ......................................................... 38

Tabel 2.8 Neraca Massa pada Flash drum 1 (FD-01).................................... 39


Tabel 2.10 Neraca Massa pada Flash drum 2 (FD-02).................................... 40


Tabel 2.12 Neraca Massa pada Menara Distilasi 1 (MD-01)........................... 41

Tabel 2.13 Neraca Massa pada Menara Distilasi 2 (MD-02)........................... 41

Tabel 2.14 Neraca Massa Total ..................................................................... 42

Tabel 2.15 Neraca Panas pada Vaporizer........................................................ 42

Tabel 2.16 Neraca Panas pada Furnace .......................................................... 43

Tabel 2.17 Neraca Panas pada Reaktor........................................................... 43

Tabel 2.18 Neraca Panas pada Condensor 1 (CD-01) ..................................... 43

Tabel 2.19 Neraca Panas pada Flash Drum 1 (FD-01).................................... 44


commit to user ix

Tabel 2.20 Neraca Panas pada Flash Drum 2 (FD-02).................................... 44

Tabel 2.21 Neraca Panas pada Menara Destilasi 1 (MD-01) ........................... 45

Tabel 2.22 Neraca Panas pada Menara Destilasi 2 (MD-02) ........................... 45

Tabel 2.23 Neraca Panas pada Total .............................................................. 46

Tabel 3.1 Spesifikasi Reaktor ...................................................................... 53

Tabel 3.2 Spesifikasi Flash Drum ................................................................ 54

Tabel 3.3 Spesifikasi Menara Destilasi ........................................................ 55

Tabel 3.4 Spesifikasi Vaporizer ................................................................... 56

Tabel 3.5 Spesifikasi Tangki ....................................................................... 57

Tabel 3.6 Spesifikasi Condensor ................................................................. 58

Tabel 3.7 Spesifikasi Reboiler ..................................................................... 60

Tabel 3.8 Spesifikasi Accumulator .............................................................. 61

Tabel 3.9 Spesifikasi Heat Exchanger ......................................................... 62

Tabel 3.10 Spesifikasi Furnace ..................................................................... 63

Tabel 3.11 Spesifikasi Pompa ........................................................................ 64

Tabel 3.12 Spesifikasi Kompresor ................................................................. 66

Tabel 4.1 Kebutuhan air pendingin............................................................... 72

Tabel 4.2 Kebutuhan air konsumsi umum dan sanitasi.................................. 73

Tabel 4.3 Kebutuhan listrik untuk keperluan proses dan utilitas.................... 76

Tabel 4.4 Jumlah Lumen berdasarkan luas bangunan.................................... 78

Tabel 4.5 Total kebutuhan listrik pabrik ....................................................... 79

Tabel 5.1 Jadwal pembagian kelompok shift ................................................ 102

Tabel 5.2 Jumlah Karyawan Menurut Jabatan .............................................. 104


commit to user x

Tabel 5.3 Perincian Golongan dan Gaji Karyawan ....................................... 106

Tabel 6.1 Indeks Harga Alat ........................................................................ 111

Tabel 6.2 Modal Tetap ................................................................................ 114

Tabel 6.3 Modal Kerja ................................................................................. 115

Tabel 6.4 Direct Manufacturing Cost .......................................................... 116

Tabel 6.5 Indirect Manufacturing Cost ........................................................ 116

Tabel 6.6 Fixed Manufacturing Cost ........................................................... 117

Tabel 6.7 General Expense .......................................................................... 117

Tabel 6.8 Analisis Kelayakan ...................................................................... 120


commit to user

xi

DAFTAR GAMBAR

Gambar 1.1 Grafik Data Impor Benzene di Indonesia ................................ 3

Gambar 1.2 Gambar Pemilihan Lokasi Pabrik ............................................ 7

Gambar 2.1 Diagram Alir Proses................................................................. 29

Gambar 2.2 Diagram Alir Kualitatif ........................................................... 30

Gambar 2.3 Diagram Alir Kuantitatif ......................................................... 31

Gambar 2.4 Layout Pabrik........................................................................... 49

Gambar 2.5 Layout Peralatan Proses ........................................................... 52

Gambar 4.1 Skema Pengolahan Air Laut .................................................... 71

Gambar 4.2 Skema Pengolahan Air KTI ..................................................... 72

Gambar 4.3 Skema Instalasi Pengolahan Air Limbah (IPAL) ...................... 86

Gambar 5.1 Struktur Organisasi Pabrik Benzene ......................................... 93

Gambar 6.1 Chemical Engineering Cost Index ........................................... 112

Gambar 6.2 Grafik Analisis Kelayakan ...................................................... 121


commit to user

xii

INTISARI

Tutuk Laksana Wati dan Vina Vikryana, 2011, Prarancangan Pabrik Benzene dari Toluene dan Hidrogen Kapasitas 300.000 Ton/Tahun, Jurusan Teknik Kimia, Fakultas Teknik, Universitas Sebelas Maret, Surakarta

Benzene banyak digunakan sebagai bahan pelarut dalam ekstraksi maupun distilasi, juga digunakan sebagai bahan baku pembuatan senyawa lain seperti styrene, phenol, aniline, dan chlorobenzene. Untuk memenuhi kebutuhan dalam negeri, maka dirancang pabrik benzene dengan kapasitas 300.000 ton/tahun dengan bahan baku toluene 401.516,153 ton/tahun dan gas hidrogen10.890.511,46 m3/tahun pada 30 oC dan tekanan 25 atm. Dengan memperhatikan beberapa faktor, seperti aspek penyediaan bahan baku, transportasi, tenaga kerja, pemasaran, serta utilitas, maka lokasi pabrik yang cukup strategis adalah di Kawasan Industri Cilegon, Banten.

Peralatan proses yang ada antara lain vaporizer, kompresor, furnace,reaktor, kondensor parsial, flash drum, menara distilasi, dan pompa. Benzendihasilkan dari reaksi toluene dan hidrogen dalam Reaktor Alir Pipa (RAP)Multitube pada kondisi non isotermal non adiabatik pada suhu 621 – 648 oC dantekanan 25 atm. Produk gas dari reaktor masuk Kondensor Parsial untuk diembunkan sebagian menjadi campuran uap dan cair, kemudian diumpankan ke dalam Flash Drum untuk memisahkan gas hidrogen dan gas metana dari campuran tersebut. Gas hidrogen yang terpisah direcycle sebanyak 68,9% dan sisanya dijadikan fuel gas pada Furnace. Produk cair yang mengandung benzene, sisa toluene dan diphenyl dipisahkan dalam Menara Distilasi untuk mendapatkan benzene dengan kemurnian 99,93%berat. Sisa toluene dan diphenyl dipisahkan lagi dengan Menara Distilasi untuk mendapatkan produk samping diphenyldengan kemurnian 98,67%berat. Sedangkan toluene sisa di-recycle untuk bereaksi lagi membentuk benzene.

Utilitas terdiri dari unit penyediaan air pendingin, pendingin reaktor (molten salt), tenaga listrik, penyediaan bahan bakar, dan unit pengolahan limbah.Terdapat tiga laboratorium, yaitu laboratorium fisik, laboratorium analitik, dan laboratorium penelitian dan pengembangan, untuk menjaga kualitas bahan baku dan produk.

Perusahaan berbentuk Perseroan Terbatas (PT) dengan struktur organisasi line and staff. Sistem kerja karyawan berdasarkan pembagian jam kerja yang terdiri dari karyawan shift dan non shift .

Hasil analisis ekonomi terhadap prarancangan pabrik benzene diperoleh total investasi sebesar US$ 153.548.755 dan total biaya produksi US$356.600.737. Hasil analisis kelayakan menunjukkan ROI sebelum pajak 79,99% dan setelah pajak 59,99%, POT sebelum pajak 1,1 tahun dan setelah pajak 1,4tahun, BEP 54,08%, SDP 46,19% dan DCF sebesar 29,52%. Berdasar analisis ekonomi dapat disimpulkan bahwa pendirian pabrik benzene dengan kapasitas 300.000 ton/tahun layak dipertimbangkan untuk direalisasikan pembangunannya.


commit to user

1

BAB I

PENDAHULUAN

1.1 Latar Belakang Pendirian Pabrik

Memasuki era perdagangan bebas, Indonesia dituntut untuk mampu

bersaing dengan negara lain dalam bidang industri. Perkembangan industri di

Indonesia sangat berpengaruh pada ketahanan ekonomi Indonesia yang akan

menghadapi banyak persaingan di pasar bebas nanti. Sektor industri kimia banyak

memegang peranan dalam memajukan perindustrian di Indonesia. Inovasi proses

produksi maupun pembangunan pabrik baru yang berorientasi pada pengurangan

ketergantungan kita pada produk impor maupun untuk menambah devisa negara

sangat diperlukan, salah satunya dengan pembangunan pabrik benzene.

Benzene merupakan salah satu produk petrokimia yang berbentuk cincin

tunggal dan merupakan senyawa aromatis dengan rumus molekul C6H6. Senyawa

ini berupa cairan jernih yang bersifat volatile, mudah terbakar, dan beracun.

Benzene mempunyai fungsi yang sangat penting dalam menunjang pembangunan

sektor industri. Dalam industri, benzene banyak digunakan sebagai bahan pelarut

dalam ekstraksi maupun distilasi. Selain itu benzene juga digunakan sebagai

bahan baku dalam pembuatan senyawa kimia organik lain (intermediet) dari

produk-produk komersial, antara lain : styrene, phenol, cyclohexane, aniline,

alkylbenzene dan chlorobenzene (Mc. Ketta, 1977).

Hingga saat ini sebagian benzene masih diimpor dari Amerika, Australia,

dan Jepang. Dengan didirikannya Pabrik benzene di Indonesia, kemungkinan


commit to user

2

impor dapat dikurangi. Bahkan apabila produksi sudah melebihi kebutuhan dalam

negeri benzene dapat menjadi produk ekspor.

Bahan baku pembuatan benzene adalah toluene dan gas Hidrogen. Untuk

bahan baku toluene dapat dipenuhi oleh PT. Pertamina RU IV, sedangkan untuk

gas Hidrogen dapat dipenuhi oleh PT. Air Liquide Indonesia.

Selain pertimbangan tersebut, pendirian pabrik ini juga didasarkan pada

hal-hal sebagai berikut :

1. Menciptakan lapangan kerja baru, yang berarti dapat mengurangi jumlah

pengangguran.

2. Memacu pertumbuhan industri-industri baru yang menggunakan bahan baku

benzene.

3. Mengurangi ketergantungan impor dari negara asing.

4. Meningkatkan pendapatan negara dari sektor industri, serta menghemat devisa

negara.

5. Meningkatkan kualitas sumber daya manusia Indonesia lewat alih teknologi.

Dari berbagai pertimbangan di atas dapat disimpulkan bahwa sangat

diperlukan pendirian pabrik benzene di Indonesia.

1.2 Kapasitas Rancangan

Ada beberapa pertimbangan yang perlu diperhatikan dalam pemilihan

kapasitas pabrik benzene yaitu :

1.2.1 Kebutuhan Benzene di Indonesia

Kebutuhan benzene di Indonesia hampir setiap tahun mengalami

peningkatan. Berdasarkan data Badan Pusat Statistik Indonesia, perkembangan


commit to user

3

jumlah impor benzene Indonesia sejak tahun 2005 dapat dilihat pada Tabel 1.1.

Tabel 1.1 Data Impor Benzene Indonesia

Tahun Jumlah (ton)

2005 187.554,005

2006 110.252,885

2007 106.204,189

2008 143.348,768

2009 163.182,653

(Badan Pusat Statistik Indonesia, 2010)

Gambar 1.1 Grafik Data Impor Benzene di Indonesia

Dari Gambar 1.1 diperoleh suatu persamaan regresi linier untuk

mengetahui kebutuhan benzene pada tahun 2015 :

y = 19593,3876x - 39202978,49

0

20000

40000

60000

80000

100000

120000

140000

160000

180000

200000

2004 2005 2006 2007 2008 2009 2010

Jum

lah

Tahun

Grafik Data Impor Benzene Indonesia


commit to user

4

y = (19593,387 X) – 39202978,49

y = (19593,387 x 2015 ) – 39202978,49

y = 277.696,315 ton

1.2.2 Ketersediaan Bahan Baku

Bahan baku benzene adalah toluene dan gas hidrogen. Toluene diperoleh

dari PT. Pertamina RU IV, Cilacap. Sedangkan gas hidrogen diperoleh dari PT. Air

Liquide, Cilegon, sehingga ketersediaan bahan baku tidak menjadi masalah, karena

cukup tersedia.

1.2.3 Kapasitas Pabrik Minimal dan Maksimal di Luar Negeri

Untuk memproduksi benzene harus diperhitungkan juga kapasitas produksi

yang menguntungkan. Kapasitas produksi secara komersial yang telah ada terlihat

pada Tabel 1.2.

Tabel 1.2 Data Pabrik Penghasil Benzene di Dunia

Pabrik Kapasitas (ton)

Dow Chemical, USA 752.000

Exxon Corp. 50.000

USX Corp. 23.000

Solomon Inc. 17.000

Shell Oil Co. 685.000

(Kirk and Othmer, 1991)

Dari Tabel 1.2 dapat diketahui kapasitas produksi minimal di dunia

sebesar 17.000 ton/tahun. Sedangkan kebutuhan benzene di dalam negeri adalah

sebesar 277.696,315 ton/tahun. Maka dapat disimpulkan bahwa kapasitas pabrik


commit to user

5

benzene sebesar 300.000 ton/tahun, sehingga diharapkan :

1. Dapat memenuhi kebutuhan benzene dalam negeri.

2. Dapat memberikan keuntungan karena kapasitas rancangan berada diatas

kapasitas terkecil pabrik yang ada di dunia.

3. Dapat merangsang berdirinya industri-industri lainnya yang menggunakan

bahan baku benzene.

1.3 Pemilihan Lokasi Pabrik

Letak geografis suatu pabrik mempunyai pengaruh yang sangat besar

terhadap keberhasilan perusahaan. Beberapa faktor dapat menjadi acuan dalam

menentukan lokasi pabrik antara lain, penyediaan bahan baku, pemasaran

produk, transportasi dan tenaga kerja. Berdasarkan tinjauan tersebut maka lokasi

pabrik benzene ini dipilih di Cilegon, Banten dengan pertimbangan sbb :

a. Penyediaaan bahan baku

Toluene sebagai bahan baku pembuatan benzene diperoleh dari PT.

Pertamina RU IV, Cilacap. Sedangkan gas hidrogen diperoleh dari PT. Air

Liquide, Cilegon. Orientasi pemilihan ditekankan pada jarak lokasi sumber

bahan baku dengan pabrik cukup dekat. Terutama bahan baku gas hidrogen

yang akan disalurkan oleh PT. Air Liquide dengan jalur perpipaan.

b. Letak pabrik terhadap daerah pemasaran

Benzene merupakan bahan intermediet yaitu bahan untuk membuat

produk seperti cumene, ethylbenzene, alkylbenzene, styrene, cyclohexane,

nitrobenzene, detergen alkilat, dan sebagainya.


commit to user

6

Daerah Cilegon merupakan daerah yang tepat untuk daerah pemasaran

karena banyaknya industri kimia yang menggunakan bahan baku benzene

diantaranya :

1. Industri alkylbenzene yang diproduksi PT. Unggul Indah Corporation

2. Industri ethylbenzene yang diproduksi PT. Stirindo Mono Indonesia

c. Transportasi

Kawasan industri Cilegon dekat dengan pelabuhan laut Merak, telah

ada sarana transportasi jalan raya, sehingga mempermudah sistem

pengiriman bahan baku dan produk.

d. Tenaga kerja

Kawasan industri Cilegon terletak di daerah Jawa Barat dan Jabotabek

yang syarat dengan lembaga pendidikan formal maupun non formal dimana

banyak dihasilkan tenaga kerja ahli maupun non ahli, sehingga tenaga

kerja mudah didapatkan.

e. Utilitas

Utilitas yang diperlukan seperti air, bahan baku dan tenaga listrik

dapat dipenuhi karena lokasi terletak di kawasan industri.

Penyediaan air, untuk kebutuhan air minum dan sanitasi diperoleh dari

PT. Krakatau Tirta Industri, sedangkan untuk kebutuhan proses

menggunakan air laut dari Selat Sunda.

Penyediaan tenaga listrik, diperoleh dari PLN dan generator pabrik.


commit to user

Gambar 1.2

1.4 Tinjauan Pustaka

1.4.1 Macam-macam

Pada awalnya benzene

bumi dan batubara. Akan tetapi disamping pembuatan

minyak bumi dikenal pula adanya proses sintesis. Proses ini menggunakan bahan

bakunya dari bahan aromatis yang sudah jadi, seperti

pembuatan benzene dengan cara sintesis dikembangkan mengingat kebutuhan

benzene terus meningkat. Macam

1. Catalytic Extraction Reforming

Catalytic reforming

mengubah naphthalene

mempunyai

Gambar 1.2 Gambar Pemilihan Lokasi Pabrik

Tinjauan Pustaka

macam Proses Pembuatan Benzene

enzene sebagian besar diproduksi dari bahan baku minyak

bumi dan batubara. Akan tetapi disamping pembuatan benzene dari batu bara


bakunya dari bahan aromatis yang sudah jadi, seperti toluene dan xylene

dengan cara sintesis dikembangkan mengingat kebutuhan

at. Macam-macam proses sintesis adalah :

Catalytic Extraction Reforming (CRE)

Catalytic reforming adalah proses yang dikembangkan untuk

naphthalene dan paraffin yang ada dalam gasoline

mempunyai angka oktan rendah menjadi tinggi dan mengandun

7

sebagian besar diproduksi dari bahan baku minyak

dari batu bara dan


ylene. Proses

dengan cara sintesis dikembangkan mengingat kebutuhan

adalah proses yang dikembangkan untuk

gasoline yang

angka oktan rendah menjadi tinggi dan mengandung


commit to user

8

senyawa aromatis. Untuk mempercepat reaksi, proses ini berlangsung

dengan bantuan katalis platinum-alumina. Reaksinya meliputi:

a. Isomerisasi Paraffin

b. Hydrocracking

c. Dehidrogenasi Cyclohexane

d. Isomerisasi/Dehidrogenasi Cyclopentane

e. Dehidrosikliasi Paraffin

Salah satu proses yang termasuk catalytic reforming adalah

Platforming (UOP, Inc). Proses ini dioperasikan pada suhu 495-525oC

dan tekanan 0,8-5MPa (Mc. Ketta, 1977).

2. Hidrodealkilasi (HDA)

Hidrodealkilasi dikembangkan untuk mengubah higher aromatis

menjadi benzene. Proses ini memproduksi benzene dengan kemurnian

tinggi. Proses ini berlangsung pada suhu dan tekanan tinggi dan

dibantu hidrogen. Dengan adanya hidrogen akan menghilangkan gugus

alkil pada senyawa aromatis sehingga menghasilkan benzene dan gas

parafin ringan. HDA dapat dilakukan secara thermal ataupun katalitik.

Hidrodealkilasi thermal dioperasikan pada suhu 1000-1470oF dan

tekanan 200-1000 lb/in2 gauge, sedangkan catalytic hydrodealkylation

pada suhu 930-1100oF dan tekanan 590-875 lb/in2 gauge.

Reaksi yang terjadi adalah:

C6H5CH3 + H2 → C6H6 + CH4

(Mc. Ketta, 1977)


commit to user

9

3. Disproporsionasi toluene

Proses ini dikembangkan dari 2 toluene menjadi benzene dan

xylene. Salah satu contoh proses ini adalah Proses Tatoray. Proses

Tatoray berlangsung pada suhu 350-530oC dan tekanan 1-5 MPa (10 –

50 atm). Hasil yang diperoleh biasanya 37% benzene dan 55% xylene.

Reaksi yang terjadi:

2 C6H5CH3 → C6H6 + C6H4(CH3)2


4. Pirolisa Gasoline

Pirolisa gasoline atau dripolene adalah hasil samping dari produksi

etilena. Dengan umpan senyawa hidrokarbon ringan seperti ethane dan

propane, dripolene akan terbentuk. Kandungan senyawa aromatis

dripolene sekitar 65%, dimana 50% adalah benzene. Benzene dan

senyawa aromatis lainnya hanya dapat diperoleh setelah melewati

proses hidrogenasi dan desulfurisasi. Proses ini untuk menghilangkan

senyawa tidak stabil seperti olefin dan senyawa sulfur yang merusak

senyawa aromatis (Mc. Ketta, 1977).

Dari beberapa proses pembuatan benzene, proses yang dipilih adalah

Proses Hidrodealkilasi (HDA). Proses ini menghasilkan benzene dengan

kemurnian tinggi. Proses Hidrodealkilasi (HDA) merupakan reaksi penggantian

gugus alkil dengan adanya hidrogen dimana dapat terjadi pada suhu dan tekanan

tertentu. Proses ini sering dijumpai pada senyawa aromatis dimana hidrogen

mengganti gugus alkil dalam ikatan cincin menghasilkan senyawa aromatis utama


commit to user

10

dan gas parafin ringan. Pada proses ini dikenal dua macam proses yaitu

hidrodealkilasi termal dan katalitik. Dalam perancangan ini proses yang

digunakan adalah hidrodealkilasi termal. Proses ini berlangsung pada suhu 1000-

1470oF dan tekanan 200-1000 lb/in2 gauge. Reaksi bersifat eksotermik.

Reaksi utama:

CH3 + H2 → + CH4

Reaksi samping:

2 → + H2

(Mc. Ketta, 1977)

Keuntungan HDA termal diantaranya: non katalitik, produk samping yang

dihasilkan lebih sedikit, dan tidak terbentuk coke.

1.4.2 Kegunaan Produk

Benzene merupakan salah satu produk petrokimia yang sangat penting

untuk pembuatan bahan kimia, antara lain :

1. Ethylbenzene

Ethylbenzene ini mempunyai kegunaan untuk industri styrene,

divinylbenzene, polystyrene, resin ion exchanger.

2. Cumene

Cumene ini dimanfaatkan dalam pembuatan fenol yaitu bahan pembuat

lem, solvent, indikator fenolftalein, dan lain sebagainya.


commit to user

11

3. Nitrobenzene

Nitrobenzene digunakan dalam pembuatan poliuretan, herbisida, dan

anilin. Dimana anilin berguna sebagai pelarut, bahan dasar zat warna

dan bahan peledak.

4. Cyclohexane

Cyclohexane bermanfaat untuk industri nilon 6 dan nilon 66 yaitu

bahan baku dalam industri tekstil dan untuk pembuatan plasticizer.

5. Detergen alkilat

Detergen alkilat digunakan pada pembuatan detergen dan zat aditif

minyak pelumas.

6. Chlorobenzene

Chlorobenzene sebagai bahan pembuat DDT, bahan insektisida lain,

dan phenol.

7. Maleic anhydride

Maleic anhydride sebagai bahan baku fumarat dan poliester resin.

(Mc. Ketta, 1977)

1.4.3 Sifat Fisis dan Kimia Bahan Baku dan Produk

1.4.3.1 Sifat Fisis dan Kimia Bahan Baku

a. Toluene

Sifat fisis

Berat molekul : 92,14

Titik leleh, oC : -95

Titik didih, oC : 110.6


commit to user

12

Temperatur kritis, oC : 318.65

Tekanan kritis, MPa : 4,108

Densitas, g/cm3 : 0,8623

Viskositas, cp

Gas : 0,00698

Liquid : 0,5068

Kapasitas panas, J/mol.K

Gas : 104,7

Liquid : 156,5

Panas pembentukan, kJ/mol : 50,17

Panas penguapan, kJ/mol : 38,26

Panas pembakaran, kJ/mol : -3734


Sifat kimia

Hidrogenasi termal dari toluene akan menghasilkan benzene,

methane dan diphenyl.

(toluene) (benzene) (methane)

(diphenyl)

Dengan oksigen (oksidasi) dalam fase cair dan katalis Br-Co-Mn

menghasilkan asam benzoat.

+ CH3CH3H2

+ CH4


commit to user

13

(toluene) (asam benzoat)

Oksidasi parsial menghasilkan stilbene

(toluene) (stilbene)


b. Hidrogen

Sifat fisis


Titik leleh, oC : - 256,6

Titik didih, oC : - 252,7

Temperature kritis, oC : -239.97

Tekanan kritis, kPa : 1315

Panas penguapan, J/mol : 911,3

Densitas, g/cm3 (pada 30 oC 25 atm) : 0.002


Sifat kimia

Hidrogen bereaksi dengan sejumlah oksida logam pada suhu tinggi

untuk menghasilkan logam dan air.

FeO + H2 → Fe + H2O

Cr2O3 + 3 H2 → 2 Cr + H2O

CH3

O2,Br,Co,Mn

50oCCOOH

2 CH3O

katalisCH=CH + H2O


commit to user

14

Dibawah kondisi tertentu, hidrogen bereaksi dengan nitrit oksida

menghasilkan nitrogen.

2 NO + 2 H2 → N2 + 2 H2O


1.4.3.2 Sifat Fisis dan Kimia Produk

a. Benzene

Sifat fisika


Titik beku, oC : 5,530

Titik didih, oC : 80,094

Densitas, g/cm3

Pada 20oC : 0,8789

Pada 25oC : 0,8736

Tekanan uap, kPa : 12,6

Viskositas, cp : 0,6010

Temperature kritis, oC : 289,01

Tekanan kritis, kPa : 4,898 x 103

Panas pembentukan, kJ/mol

Gas : 82,93

Liquid : 49,08

Panas pembakaran, kJ/mol : 3,2676 x 103


commit to user

15

Panas penguapan, kJ/mol : 33,899

Kelarutan dalam H2O, g / 100 g H2O : 0,180


Sifat kimia

Oksidasi

Benzene dioksidasi dengan permanganate atau dikromat menjadi

air dan karbondioksida.

C6H6 CO2 + H2O

(benzene)


Oksidasi fase uap dengan udara dan katalis vanadium pentoksida

menjadi maleic anhydride.

C6H6 + 4 O2 C4H2O3 + 2 CO2 + H2O (benzene) (maleic anhydride)

(Mc. Ketta, 1977)

Benzoquinone adalah produk samping oksidasi benzene pada suhu

410-430oC. Oksidasi dengan hidrogen peroksida menghasilkan

phenol. Phenol dapat juga diperoleh dengan mengoksidasi benzene

dalam fase uap pada suhu 450-800oC tanpa menggunakan katalis

(Kirk and Othmer, 1977).

Reduksi

Pada suhu kamar dan tekanan biasa, benzene baik senyawa tunggal

ataupun dalam pelarut hidrokarbon dapat direduksi menjadi

cyclobenzene (dengan hydrogen dan katalis nickel atau cobalt).

MnO4/Cr2O3

V2O5


commit to user

16

Hidrogenasi katalitik benzene fase uap berlangsung pada suhu

sekitar 200oC.

(benzene) (cyclobenzene)


Halogenasi

Produk substitusi atau adisi diperoleh dengan halogenasi benzene.

Benzene direaksikan dengan Br2 dan Cl2 (katalis halida logam)

akan diperoleh chlorobenzene dan bromobenzene. Chlorobenzene

dihasilkan melalui reaksi pada fase cair dengan katalis

molybdenum chloride dan kondisi operasinya pada suhu 30-50oC

dan tekanan atmosfer.

C6H6 + Cl2 C6H5Cl + HCl

C6H6 + Br2 C6H5Br2 + HCl


Nitrasi

Benzene dinitrasi menjadi nitrobenzene. Proses nitrasi dengan

menggunakan campuran asam nitrat dan sulfat pekat pada suhu 50-

55oC akan menghasilkan nitrobenzene yang lebih besar sekitar

95%.

(benzene) (nitrobenzene)


FeCl3

FeBr3

H2, Ni, Co

200 oC

+ HNO3 + H2SO4 + H3O+ + HSO4

-

NO250-55oC


commit to user

17

Sulfonasi

Benzene bereaksi dengan asam sulfat (uap) pada suhu ruangan

menghasilkan asam benzene sulfonat. Dalam asam sulfat uap

ditambahkan sulfur trioksida (SO3). Sulfonasi dapat juga dilakukan

dengan asam sulfat saja, tetapi reaksinya lebih lambat.

(benzene) (benzene sulfonat)


Alkilasi

Hasil alkilasi benzene seperti ethylbenzene dan cumene diproduksi

dengan mereaksikannya dengan etilen dan propilen. Reaksi

berlangsung baik dalam fase uap maupun cair. Katalis yang

digunakan seperti BF3, aluminium chloride (AlCl3) atau asam

poliphospat (Kirk and Othmer, 1991).

(isopropil klorida) (cumene)

(Fessenden & Fessenden, 1986)

1.4.4 Tinjauan Proses

Dalam pembuatan Benzene ini digunakan proses hidrodealkilasi dengan

bahan baku toluene (C7H8) dan gas hidrogen (H2) yang direaksikan dalam Reaktor

Alir Pipa (RAP) multitube dimana reaksi dijaga pada suhu optimum 621 – 648 oC

+ SO3H2SO4 pekat

25oCSO3H

50%

+ (CH3)2CHClAlCl

30oCCH(CH3)2 + HCl


commit to user

18

(dari range suhu reaksi 537 – 798 oC) tekanan 25 atm. Reaksi yang terjadi reaksi

hidrodealkilasi atau reaksi pemecahan gugus metil dari toluene untuk membentuk

benzene dan methane:

C6H5CH3 + H2 → C6H6 + CH4

(Mc. Ketta, 1977)

Umpan toluene diuapkan dalam vaporizer untuk kemudian dicampur

dengan gas hidrogen dan dipanaskan dengan furnace sebelum masuk reaktor. Di

dalam reaktor, toluene dan hidrogen bereaksi membentuk benzene dan methane

serta hasil samping diphenyl fase gas. Setelah bereaksi, gas keluaran dari reaktor

masuk ke kondensor parsial untuk dikondensasikan menjadi campuran uap-cair.

Campuran tersebut kemudian masuk ke dalam flash drum untuk memisahkan

semua gas hidrogen dan gas methane yang terikut dalam produk. Benzene dan

diphenyl serta sisa toluene yang tidak bereaksi, kemudian dipisahkan

menggunakan Menara Distilasi (MD). Produk benzene memiliki kemurnian

99,93% berat dan produk samping berupa diphenyl dengan kemurnian 98,67%

berat.


commit to user

19

BAB II

DESKRIPSI PROSES

2.1 Spesifikasi Bahan Baku dan Produk

2.1.1 Spesifikasi Bahan Baku

a. Toluene (C7H8)

Wujud : cairan jernih tanpa endapan

Kemurnian : min. 98,5 % berat

Impuritas : C6H6 ( maks. 1,5 % berat )

Densitas : 0,865 – 0,870 (pada 20oC)

(www.pertamina.com)

b. Hidrogen (H2)

Wujud : gas

Kemurnian : 99,99 % berat

Impuritas : CH4 (0,01 % berat)

(www.uk.airliquide.com)

2.1.2 Spesifikasi Produk Utama

Benzene (C6H6)

Wujud : cairan jernih


Impuritas : C7H8 (maks. 0,05% berat)

Non-aromatis (maks. 0,01% berat)

(www.pertamina.com)


commit to user

20

2.1.3 Spesifikasi Produk Samping

Diphenyl (C12H10)

Wujud : Cairan berwarna kuning


Impuritas : C7H8 ( maks. 1,5 % berat )

(www.merck-chemicals.co.id)

2.2 Konsep Proses

2.2.1 Mekanisme Reaksi

Proses pembuatan benzene dengan cara hidrodelakilasi toluene dilakukan

dalam reaktor alir pipa (tubular reactor), dimana gas toluene dan hidrogen

dimasukkan bersamaan ke dalam reaktor melalui bagian tube reaktor. Di dalam

reaktor terjadi reaksi:

C6H5CH3 (g) + H2 (g) → C6H6 (g) + CH4 (g)

Reaksi samping:

2 C6H6 (g) C12H10 (g) + H2 (g)

Hidrodealkilasi termal ini menghasilkan produk utama benzene dan reaksi

samping menghasilkan diphenyl.

Pada proses HDA termal terjadi dealkilasi dengan cara substitusi karena

adanya hidrogen. Dealkilasi ini pada dasarnya adalah reaksi pemutusan ikatan C-

C yaitu karbon yang dimiliki ikatan cincin dengan karbon pada gugus metan

(CH3) dengan adanya hidrogen. Mekanismenya adalah sebagai berikut :


commit to user

21

H2 ↔ H* + H*

C6H5CH3 + H* → C6H5* + CH4

C6H5* + H2 → C6H6 + H*

H* + H* ↔ H2

(Mc. Ketta, 1977)

2.2.2 Kondisi Operasi

Temperatur

Penentuan temperatur reaksi di reaktor harus memperhatikan fase

reaksi dan tinjauan secara termodinamika, untuk itu temperatur reaksi

dijaga pada suhu optimum 621 – 648 oC (dari range suhu reaksi 537 – 798

oC). Hal ini didasarkan pada temperatur tersebut dihasilkan konversi dan

selektivitas optimum. Jika temperatur melebihi range tersebut maka akan

terjadi hydrocracking sehingga konversi reaksi akan turun. Sedangkan jika

suhu di bawah range suhu tersebut, reaksi akan berjalan lambat (Mc. Ketta,

1977).

Tekanan

Tekanan operasi dalam reaktor ditentukan sebesar 25 atm (dari range

14,6 – 69,1 atm) dengan tinjauan bahwa kondisi reaktan dalam reaktor

berada dalam fase gas.

Pada prarancangan pabrik benzene ini rasio mol reaktan antara

toluene dengan hidrogen yang digunakan adalah 1 : 5, sehingga akan

diperoleh konversi sebesar 85% terhadap toluene dan selektivitas sebesar

93%, dimana selektivitas disini adalah % mol benzene baru yang terbentuk


commit to user

22

dari toluene yang bereaksi untuk membentuk benzene tersebut (Mc. Ketta,

1977).

Reaksi dijalankan pada kondisi non isotermal non adiabatik dimana

reaksi dijaga pada suhu optimum 621 – 648 oC (dari range suhu reaksi 537

– 798 oC). Untuk menjaga reaksi berjalan pada keadaan tersebut, maka

digunakan pendingin berupa molten salt. Reaktor yang sesuai untuk reaksi

fase gas dan dengan pendinginan adalah Reaktor Alir Pipa (RAP)

multitube.

2.2.3 Tinjauan Termodinamika

Untuk menentukan sifat reaksi (eksotermis/endotermis) dan arah reaksi

(reversible/irreversible), maka perlu perhitungan dengan menggunakan panas

pembentukan standar (∆Hfo) pada 1 atm dan 298 K dari reaktan dan produk.

Tabel 2.1 Harga ∆Hfo dan ∆Gf

o

Komponen ∆Hfo, kJ/mol ∆Gf

o, kJ/mol

H2 0 0

CH4 -74,520 - 50,460

C6H6 82,930 129,665

C7H8 50,170 122,050

C10H12 182,090 280,080

(Yaws, 1999)

Pada proses pembentukan benzene terjadi reaksi berikut :

C6H5CH3 (g) + H2 (g) → C6H6 (g) + CH4 (g)

Reaksi samping:

2 C6H6 (g) C12H10 (g) + H2 (g)


commit to user

23

Sehingga didapatkan,

a. Untuk reaksi utama

C6H5CH3 (g) + H2 (g) → C6H6 (g) + CH4 (g)

i. Panas reaksi standar (∆HRo)

∆HRo = ∑ ∆Hf

o produk - ∑ ∆Hfo reaktan

∆HRo = ( ∆Hf

o C6H6 + ∆Hfo CH4 ) – (∆Hf

o C6H5CH3 + ∆Hfo H2)

= (82,930 + (-74,520) ) – (50,170 + 0)

= - 41,760 kJ/mol

Karena ∆HRo bernilai negatif maka reaksi bersifat eksotermis.

∆H920 pada suhu reaksi 647oC (920 K) adalah :

dH = Cp.dT

∆H920 = 920K

298K

dTCp.

∆H920 = [ ∑ Cp produk - ∑ Cp reaktan ] dT

∆H920 = 215.542,596 J/mol – 218.501,396 J/mol

∆H920 = -2.958,8 J/mol

∆H = ∆HRo + ∆H920

= - 41.760 – 2.958,8

= - 44.718,8 J/mol

ii. Konstanta kesetimbangan (K) pada keadaan standar

Gfo = - RT ln K

Dimana:

Gf0 : Energi Gibbs pada keadaan standar (T = 298 oK, P = 1 atm), J/mol


commit to user

24

∆HRo : Panas reaksi, J/mol

K : Konstanta Kesetimbangan

T : Suhu standar =298 K

R : Tetapan Gas Ideal = 8,314 J/mol.K

sehingga Go dari reaksi tersebut adalah :

Gfo = Gf

oproduk - Gf

oreaktan

Gfo = ( ∆G C6H6 + ∆G CH4 ) – ( ∆G C6H5CH3 + ∆G H2)

= (129,665+ (- 50,460) ) – (122,050 + 0)

= - 42,845 kJ/mol

RT

ΔGKln

of

298 = K298.J/mol.K 8,314

J/mol 42.845 = 17,293

K298 = 3,238 x 107

iii. Konstanta kesetimbangan (K) pada T = 647 oC = 920 K

12

0R

298

1

T

1

T

1

R

ΔH

K

Kln

Dengan :

K298 = Konstanta kesetimbangan pada 298 K

K1 = Konstanta kesetimbangan pada suhu operasi

T1 = Suhu standar (25 oC = 298 K)

T2 = Suhu operasi (647 oC = 920 K)

R = Tetapan Gas Ideal = 8,314 J/mol.K

∆HRo = Panas reaksi standar pada 298 K


commit to user

25

K298

1

K209

1

J/mol.K8,314

J/mol 41.760

10 x 3,238

Kln

71

10 x 3,238

Kln

71 = - 11,395

1,124x10-5 = 7

1

10 x 3,238

K

K1 = 363,951

Karena harga konstanta kesetimbangan relatif besar, maka reaksi

berlangsung searah, yaitu ke kanan (irreversible).

b. Untuk reaksi samping (K2)

2 C6H6 (g) C12H10 (g) + H2 (g)

i. Panas reaksi standar (∆HRo)

∆HRo = ∑ ∆Hf

o produk - ∑ ∆Hfo reaktan

∆HRo = ( ∆Hf

o C12H10 + ∆Hfo H2 ) – ( 2. ∆Hfo C6H6 )

= ( 182,090 + 0 ) – ( 2 x 82,930)

= 16,230 kJ/mol

Karena ∆HRo bernilai positif maka reaksi bersifat endotermis.

∆H920 pada suhu reaksi 647oC (920 K) adalah :

dH = Cp.dT

∆H920 = 920K

298K

dTCp.

∆H920 = [ ∑ Cp produk - ∑ Cp reaktan ] dT

∆H920 = 51.031,638 J/mol – 237.830,396 J/mol

∆H920 = - 186.798,758 J/mol


commit to user

26

∆H = ∆HRo + ∆H920

= 16.230 – (- 186.798,758)

= 203.028,758 J/mol

ii. Konstanta kesetimbangan (K) pada keadaan standar

Gf0 = - RT ln K

Dimana:

Gf0 : Energi Gibbs pada keadaan standar (T = 298 oK, P = 1 atm), J/mol

∆HRo : Panas reaksi, J/mol

K : Konstanta Kesetimbangan

T : Suhu standar = 298 K

R : Tetapan Gas Ideal = 8,314 J/mol.K

sehingga Go dari reaksi tersebut adalah :

Gfo = Gf

oproduk - Gf

oreaktan

Gfo = ( ∆G C12H10 + ∆G H2 ) – ( 2 x ∆G C6H6)

= ( 280,080 + 0 ) – ( 2 x 129,665 )

= 20,750 kJ/mol

RT

ΔGKln

of

298 = K298.J/mol.K 8,314

J/mol 20.750- = - 8,375

K298 = 2,305 x 10-4

i. Konstanta kesetimbangan (K) pada T = 647 oC = 920 K

12

0

298

2

T

1

T

1

R

ΔHr

K

Kln

Dengan :

K298 = Konstanta kesetimbangan pada 298 K


commit to user

27

K2 = Konstanta kesetimbangan pada suhu operasi

T1 = Suhu standar (25 oC = 298 K)

T2 = Suhu operasi (647 oC = 920 K)

R = Tetapan Gas Ideal = 8,314 J/mol.K

∆HRo = Panas reaksi standar pada 298 K

K298

1

K209

1

J/mol.K8,314

J/mol 16.230-

2,305x10

Kln

4-2

4-2

2,305x10

Kln = 4,429

83,838 = 4-

2

2,305x10

K

K2 = 0,019

Karena harga konstanta kesetimbangan K2 relatif kecil, maka reaksi

berlangsung bolak-balik (reversible).

2.2.4 Tinjauan Kinetika Reaksi

Proses hidrodealkilasi (HDA) toluene menjadi benzene pada fase gas dan

non-catalytic, reaksi yang terjadi adalah:

Reaksi 1 : C7H8 + H2 → C6H6 + CH4

Reaksi 2 dan 3 : 2 C6H6 C12H10 + H2

Hidrogen dan toluene bereaksi membentuk benzene dan metana pada reaksi 1, dan

diphenil terbentuk pada reaksi kedua. Reaksi kedua merupakan reaksi reversible,

sehingga reaksi yang membentuk diphenil disebut reaksi 2 dan reaksi

kebalikannya disebut reaksi 3.


commit to user

28

Persamaan kecepatan reaksi dikalkulasi dan didapatkan nilai sebagai

berikut:

r = 3.6858. 10 . exp −2.5616. 10T PP .

r = 0.62717. exp −1.5362. 10T P

r = 0.08124. exp −1.2237. 10T PPDimana r1. r2 dan r3 dalam lbmol/(min.ft3), T dalam K, dan Pj dalam psia

(www.engr.uky.edu)

2.3 Diagram Alir Proses dan Tahapan Proses

2.3.1 Diagram Alir Proses

Diagram alir prarancangan pabrik benzene dari toluene dan hidrogen dapat

ditunjukan dalam tiga macam, yaitu :

a. Diagram alir proses (Gambar 2.1)

b. Diagram alir kualitatif (Gambar 2.2 )

c. Diagram alir kuantitatif ( Gambar 2.3 )


commit to user

29

Arus 1 Arus 2 Arus 3 Arus 4 Arus 5 Arus 6 Arus 7 Arus 8 Arus 9 Arus 10 Arus 11 Arus 12 Arus 13 Arus 14 Arus 15 Arus 16 Arus 17 Arus 18 Arus 19 Arus 20 Arus 211 H2 0.000 0.000 0.000 0.000 0.000 6460.000 5404.237 5404.237 5404.237 1683.420 3720.817 2739.183 6460.000 0.000 0.000 1683.420 0.000 0.000 0.000 0.000 0.000

2 CH4 0.000 0.000 0.000 0.000 0.000 1162.5358 9948.136 9948.136 1659.446 516.918 1142.529 20.007 1162.536 8288.689 8288.689 8805.607 0.000 0.000 0.000 0.000 0.000

3 C6H6 6.541 7.240 0.699 6.541 44.437 312.000 39831.714 39831.714 388.618 121.054 267.563 0.000 267.563 39443.096 1547.207 1668.262 37895.889 37857.993 37.896 0.000 37.896

4 C7H8 50689.943 63362.204 12672.261 50689.943 59415.489 59432.000 8914.800 8914.800 23.981 7.470 16.511 0.000 16.511 8890.819 95.039 102.509 8795.780 26.387 8769.393 43.847 8725.546

5 C12H10 0.000 0.000 0.000 0.000 6.548 6.548 3274.197 3274.197 0.000 0.000 0.000 0.000 0.000 3274.197 0.000 0.000 3274.196 0.000 3274.196 3267.649 6.548Jumlah 50696.484 63369.444 12672.960 50696.484 59466.473 67373.084 67373.084 67373.084 7476.283 2328.862 5147.421 2759.190 7906.610 59896.801 9930.935 12259.797 49965.866 37884.380 12081.485 3311.496 8769.989

KomponenLaju Alir Massa Overall (kg/jam)

No.


commit to user

30

Tee5

Tee4

Tee2

H2

CH4

H2

CH4

C6H6

C7H8Furnace

H2

CH4

C6H6

C7H8

Reaktor

H2

CH4

C6H6

C7H8

C12H10

Kondenser

T=25oCP=25 atm

FD 1

H2

CH4

C6H6

C7H8

CH4

C6H6

C7H8

C12H10FD 2

CH4

C6H6

C7H8

C6H6

C7H8

C12H10

MD 1

C6H6

C7H8

C6H6

C7H8

C12H10

MD 2

C6H6

C7H8

C12H10

C7H8

C12H10

C6H6

C7H8

vaporizer

C6H6

C7H8

C12H10

H2

CH4

C6H6

C7H8

C12H10

C6H6

C7H8

C12H10

Recycle 68,9 %

Produk Benzene

Tee1

T=30oCP=1 atm

T=110,78oCP=1 atm

T=30 oCP=25 atm

T=638,7oCP=25 atm

T=10,16oCP=15 atm

T=10,16oCP=15 atm

T=5oCP=1 atm

T=5oCP=1 atm

T=10,16oCP=15 atm

T=10,16oCP=15 atm

T=80,24oCP=1 atm

T=85,05oCP=1 atm

T=117,6oCP=1 atm

T=112,07oCP=1 atm

T=245,07oCP=1 atm

H2

CH4

C6H6

C7H8

T=647oCP=25 atm

T=80oCP=1 atm

T=110,83oCP=1 atm

T=189,49oCP=25 atm

T=44,4oCP=25 atm

T=119,51oCP=25 atm

Tee3

H2

CH4

C6H6

C7H8

T=54,43oCP=25 atm

Fuel gas

T=-15,79oCP=1 atm

T=-53,72oCP=1 atm

DIAGRAM ALIR KUALITATIF PABRIK BENZENE

Tee6V-3

V-1

V-2

H2

CH4

C6H6

C7H8

H2

CH4

C6H6

C7H8

T=86,64oCP=1 atm

C6H6

C7H8

C12H10

C6H6

C7H8

Gambar 2.2 Diagram Alir Kualitatif

30


commit to user

31

Tee5Tee4

Tee2

H2 6460,000CH4 1162,536C6H6 267,563C7H8 16,511 7906,610 Furnace

H2 3720,817CH4 1142,529C6H6 267,563C7H8 16,511 5147,421

Reaktor

H2 5404,237CH4 9948,135C6H6 39831,715C7H8 8914,800C12H10 3274,197

67373,084

Kondenser FD 1

H2 5404,237CH4 1659,446C6H6 388,618C7H8 23,981 7476,283

H2 1683,420CH4 516,918C6H6 121,054C7H8 7,470

2328,862

CH4 8288,689C6H6 39443,096C7H8 8890,819C12H10 3274,197

59896,801

FD 2

CH4 8288,689C6H6 1547,207C7H8 95,039

9930,935

C6H6 37895,889C7H8 8795,780C12H10 3274,197

49965,866

MD 1

C6H6 37857,993C7H8 26,387

37884,380

C6H6 37,896C7H8 8769,393C12H10 3274,197

12081,485

MD 2

C6H6 37,896C7H8 8725,546C12H10 6,548

8769,989

C7H8 43,847C12H10 3267,649

3311,496

C6H6 6,541C7H8 50689,943 50696,484

vaporizer

C6H6 7.240C7H8 63362.204

63369.444

C6H6 0.699C7H8 12672.261 12672.960

H2 6460,000CH4 1162,535C6H6 312,000C7H8 59432,000C12H10 6,549

67373,084

C6H6 7.240C7H8 63362.204 63369.444

purgeRecycle 68,9 %

Produk Benzene

Tee1

C6H6 44,437C7H8 59415,489C12H10 6,548

59466,473

H2 2739,183CH4 20,007

2759,190

DIAGRAM ALIR KUANTITATIF PABRIK BENZENE

Fuel gasH2 1683,420CH4 8805,607C6H6 1668,262C7H8 102,509 12259,797

Tee3

Tee6

V-3

V-1

V-2

Gambar 2.3 Diagram Alir Kuantitatif

31


commit to user

32

2.3.2 Tahapan Proses

Proses pembuatan benzene dengan reaksi hidrodealkilasi toluene dapat

dibagi menjadi empat tahap, yaitu :

1. Tahap Penyimpanan Bahan Baku

2. Tahap Persiapan Bahan Baku

3. Tahap Pembentukan Produk

4. Tahap Pemurnian Produk

Penjelasan berdasarkan gambar 2.1 mengenai masing-masing tahapan adalah

sebagai berikut :

2.3.2.1 Tahap Penyimpanan Bahan Baku

Bahan baku toluene (C7H8) disimpan pada fase cair dengan suhu 300 C

dan tekanan 1 atm dalam tangki penyimpanan (T-01). Sedangkan Hidrogen (H2)

disalurkan melalui pipa dari pabrik penghasil hidrogen dengan suhu 30oC dan

tekanan 25 atm.

Bahan baku toluene (C7H8) diperoleh di pasaran dengan kemurnian 99.9%

berat, sedangkan Hidrogen (H2) diperoleh dengan kemurnian 99,99% berat.

2.3.2.2 Tahap Penyiapan Bahan Baku

Toluene cair dari tangki penyimpanan dengan kondisi 30oC dan tekanan 1

atm digunakan sebagai pendingin di kondensor parsial MD-02 (CD-03) sehingga

suhunya naik menjadi 80oC. Kemudian masuk ke vaporizer (VP-01) untuk

mengubah fasenya menjadi fase gas. Campuran cair dan gas yang dihasilkan

dipisahkan dalam separator 1 (SP-01) dengan kondisi suhu 110,78oC dan tekanan


commit to user

33

1 atm, hasil bawah yang berupa cair akan dikembalikan untuk dicampur dengan

umpan toluene cair. Sedangkan hasil atas separator yang berupa gas dicampur

dengan recycle hasil atas Menara Distilasi 2 (MD-02). Campuran tersebut

kemudian dinaikkan tekanannya dengan compressor 1 (C-01) menjadi 25 atm.

Gas hydrogen dengan suhu 30oC dan tekanan 1 atm dicampur dengan

recycle hasil atas flash drum 1 (FD-01) yang telah dinaikkan tekanannya menjadi

25 atm dengan compressor 2 (C-02). Kemudian campuran gas tersebut dicampur

dengan toluene dari C-01. Campuran gas hidrogen dan toluene kemudian

dinaikkan suhunya dengan furnace menjadi 647oC sebelum diumpankan kedalam

reaktor.

2.3.2.3 Tahap Pembentukan Produk

Reaksi yang terjadi dalam reaktor :

C6H5CH3 (g) + H2 (g) → C6H6 (g) + CH4 (g)

Reaksi samping:

2 C6H6 (g) C12H10 (g) + H2 (g)

Bahan baku yang telah disiapkan dimasukkan dalam reaktor yang

beroperasi secara non isotermal dan non adiabatik dimana reaksi dijaga pada suhu

optimum 621 – 648 oC (dari range suhu reaksi 537 – 798 oC). Gas toluene dan

hidrogen dimasukkan bersama ke bagian tube reaktor. Di dalam reaktor terjadi

reaksi pembentukan benzene dan sedikit diphenyl. Toluene yang bereaksi 85%

dari toluene yang diumpankan ke reaktor. Reaksi yang terjadi adalah reaksi

eksotermis, sehingga akan melepaskan panas yang dapat menaikkan suhu dalam

reaktor, panas yang dihasilkan dari reaksi ini diserap oleh media pendingin


commit to user

34

molten salt yang dialirkan di dalam shell. Molten salt masuk pada suhu 148oC

dan keluar pada suhu 174,02oC. Sedangkan kondisi gas keluar reaktor yaitu pada

suhu 638,7oC dan tekanan 25 atm.

2.3.2.4 Tahap Pemurnian Produk

Tahap ini bertujuan untuk memisahkan produk sehingga diperoleh produk

benzene yang mempunyai kemurnian tinggi.

Produk reaktor yang berupa gas, terdiri dari toluene tak bereaksi, benzene,

diphenyl, hidrogen sisa dan methane yang bersuhu 638,7oC digunakan sebagai

pemanas di reboiler MD-02 (RB-02) sehingga suhunya turun menjadi 376,85oC.

Kemudian digunakan sebagai pemanas di reboiler MD-01 (RB-01) sehingga

suhunya menjadi 276,85oC. Setelah itu digunakan lagi sebagai pemanas di VP-01

sehingga keluar pada suhu 126,85oC. Lalu gas tersebut dikondensasikan di

kondensor parsial (CD-01) sehingga fasenya berubah menjadi campuran gas-cair.

Campuran gas dan cair yang dihasilkan dipisahkan dalam flash drum 1

(FD-01) sehingga tekanannya turun menjadi 15 atm. Hasil atas yang berupa gas

sebagian di-recycle (68,9%) untuk dicampur dengan umpan hidrogen segar dan

sebagian lagi dilewatkan expansion valve sehingga tekanannya akan turun

menjadi 1 atm.

Hasil bawah FD-01 yang berupa cair masuk ke flash drum 2 (FD-02)

sehingga tekannya turun menjadi 1 atm. Penurunan tekanan akan mengakibatkan

sebagian cairan berubah menjadi gas. Hasil atas yang berupa gas akan dicampur

dengan hasil atas keluaran dari FD-01 yang tekanannya telah diturunkan,

kemudian digunakan juga sebagai fuel gas (bahan bakar furnace). Sedangkan


commit to user

35

hasil bawah yang berupa cairan akan digunakan sebagai pendingin di kondensor

parsial 1 (CD-01). Kemudian diumpankan ke menara distilasi 1 (MD-01) pada

suhu 85,05oC.

Produk utama benzene dengan kemurnian 99,93% berat diperoleh dari

hasil atas MD-01. Hasil atas menara distilasi diembunkan dalam kondensor total

(CD-02) dan kemudian didinginkan dalam heat exchanger 1 (HE-01) sehingga

produk menara distilasi suhunya turun menjadi 40oC dan akan disimpan ke dalam

tangki penyimpanan produk benzene (T-02). Sedangkan hasil bawah yang masih

banyak mengandung toluene diumpankan ke menara distilasi 2 (MD-02).

Sehingga diharapkan toluene yang akan direcycle mengandung maks. 0,05%

diphenyl yang dihasilkan dalam reaksi.

Di dalam MD-02 toluene akan terpisah sebagai hasil atas menara distilasi.

Uap jenuh hasil atas menara distilasi diembunkan dalam kondensor parsial (CD-

03), hasil cairnya dimasukkan kembali ke dalam menara sebagai refluk dan hasil

uapnya direcycle untuk dicampur dengan toluene segar. Sedangkan dari hasil

bawah MD-02 dihasilkan produk samping diphenyl. Setelah didinginkan di dalam

heat exchanger 2 (HE-02) sampai suhunya 40oC baru disimpan dalam tangki

penyimpan diphenyl (T-03).

2.4 Neraca Massa dan Neraca Panas

Produk : Benzene 99,93% berat

Kapasitas : 300.000 ton/tahun

Satu tahun produksi : 330 hari

Waktu operasi selama 1 hari : 24 jam


commit to user

36

2.4.1. Neraca Massa

Basis perhitungan : 1 jam operasi

Satuan : kg/jam

Neraca massa prarancangan pabrik benzene sesuai dengan gambar 2.3.

Tabel 2.2 Neraca Massa pada Tee1

KomponenMasuk (kg/jam) Keluar (kg/jam)

Arus 1 Arus 3 Arus 2

C6H6 6,541 0,699 7,240

C7H8 50.689,943 12.672,261 63.362,204

Total50.696,484 12.672,960 63.369,444

63.369,444 63.369,444

Tabel 2.3 Neraca Massa pada Vaporizer 1 (VP-01)



C6H6 7,240 0,699 6,541

C7H8 63.362,204 12.672,261 50.689,943

Total63.369,444 12.672,960 50.696,484

50.696,484 50.696,484


commit to user

37




C6H6 6,541 37,896 44,437

C7H8 50.689,943 8.725,546 59.415,489

C12H10 0,000 6,548 6,548

Total50.696,484 8.769,989 59.466,473

59.466,473 59.466,473




H2 0,000 6.460,000 6.460,000

CH4 0,000 1.162,536 1.162,536

C6H6 44,437 267,563 312,000

C7H8 59.415,489 16,511 59.432,000

C12H10 6,548 0,000 6,548

Total59.466,473 7.906,610 67.373,084

67.373.0837 67.373.0837


commit to user

38




H2 3.720,817 2.739,183 6.460,000

CH4 1.142,529 20,007 1.162,536

C6H6 267,563 0,000 267,563

C7H8 16,511 0,000 16,511

Total5147,421 2.759,190 7.906,610

7.906,610 7.906,610

Tabel 2.7 Neraca Massa pada Reaktor


Arus 6 Arus 7

H2 6.460,000 5.404,237

CH4 1.162,536 9.948,136

C6H6 312,000 39.831,714

C7H8 59.432,000 8.914,800

C12H10 6,548 3.274,197

Total 67.373.084 67.373.084

67.373.084 67.373.084


commit to user

39

Tabel 2.8 Neraca Massa pada Flash drum 1 (FD-01)



H2 5.404,237 5.404,237 0,000

CH4 9.948,136 1.659,446 8.288,689

C6H6 39.831,714 388,618 39.443,096

C7H8 8.914,800 23,981 8.890,819

C12H10 3.274,197 0,000 3.274,197

Total67.373,084 7.476,283 59.896,801

67.373,084 67.373,084




H2 5.404,237 1.683,420 3.720,817

CH4 1.659,446 516,918 1.142,529

C6H6 388,618 121,054 267,563

C7H8 23,981 7,470 16,511

Total7.476,283 2.328,862 5147,421

7.476,283 7.476,283


commit to user

40

Tabel 2.10 Neraca Massa pada Flash drum 2 (FD-02)



CH4 8.288,689 8.288,689 0,000

C6H6 39.443,096 1.547,207 37.895,889

C7H8 8.890,819 95,039 8.795,780

C12H10 3.274,197 0,000 3.274,196

Total59.896,801 9.930,935 49.965,866

59.896,801 59.896,801




H2 1.683,420 0,000 1.683,420

CH4 516,918 8.288,689 8.805,607

C6H6 121,054 1.547,207 1.668,262

C7H8 7,470 95,039 102,509

Total2.328,862 9.930,935 12.259,797

12.259,797 12.259,797


commit to user

41

Tabel 2.12 Neraca Massa pada Menara Distilasi 1 (MD-01)



C6H6 37.895,889 37.857,993 37,896

C7H8 8.795,780 26,387 8.769,393

C12H10 3.274,196 0,000 3.274,196

Total49.965,866 37.884,380 12.081,485

49.965,866 49.965,866

Tabel 2.13 Neraca Massa pada Menara Distilasi 2 (MD-02)



C6H6 37,896 0,000 37,896

C7H8 8.769,393 4,847 8.725,546

C12H10 3.274,196 3.267,649 6,548

Total12.081,485 3.311,496 8.769,989

12.081,485 12.081,485


commit to user

42

Tabel 2.14 Neraca Massa Total

KomponenInput (kg/jam) Output (kg/jam)

Arus 1 Arus 12 Jumlah Arus 16 Arus 18 Arus 20 Jumlah

H2 0,00 2.739,18 2.739,18 1.683,42 0,00 0,00 1.683,42

CH4 0,00 20,00 20,01 8.805,60 0,00 0,00 8.805,61

C6H6 6,54 0,00 6,54 1.668,26 37.857,99 0,00 39.526,25

C7H8 50.689,94 0,00 50.689,94 102,51 26,39 43,85 172,74

C12H10 0,00 0,00 0,00 0,00 0,00 3.267,65 3.267,65

Jumlah 53.455,67 53.455,67

2.4.2. Neraca Panas

Basis perhitungan : 1 jam operasi

Satuan : kJ/jam

Tabel 2.15 Neraca Panas pada Vaporizer

Komponen Q input (kJ) Q output (kJ)

Q umpan(arus 2) 6.886.058,006 0,000

Q vapor(arus 4) 0,000 5.384.339,717

Q liquid(arus 3) 0,000 527.362,127

Q penguapan 0,000 15.946.025,148

Q pemanas 14.971.669,986 0,000

Total 21.857.726,992 21.857.726,992


commit to user

43

Tabel 2.16 Neraca Panas pada Furnace


Q umpan(arus 6) 24.284.562,435 0,000

Q keluar(arus 7) 0,000 233.299.698,565

Q pemanas 209.015.136,129 0,000

Total 233.299.698,565 233.299.698,565

Tabel 2.17 Neraca Panas pada Reaktor


Q umpan(arus 7) 233.299.698,565 0,000

Q produk(arus 8) 0,000 223.775.892,687

Q pendingin 0,000 9.523.805,898

Total 233.299.698,565 233.299.698,565

Tabel 2.18 Neraca Panas pada Condensor 1 (CD-01)


Q umpan(arus 8) 25.392.955,028 0,000

Q keluar(vapor) 0,000 178,576

Q keluar(liquid) 0,000 438,530

Q pendingin 0,000 25.392.337,923

Total 25.392.955,028 25.392.955,028


commit to user

44

Tabel 2.19 Neraca Panas pada Flash drum 1 (FD-01)


Q umpan(arus 8) - 251.970,918 0,000

Q vapor(arus 9) 0,000 - 1.580.938,156

Q liquid(arus 14) 0,000 -3.581.180,522

Q penguapan 0,000 4.910.147,759

Total - 251.970,918 251.970,918

Tabel 2.20 Neraca Panas pada Flash drum 2 (FD-02)


Q umpan(arus 14) - 251.971,030 0,000

Q vapor(arus 15) 0,000 - 3.615.127,713

Q liquid(arus 17) 0,000 - 1.736.206,519

Q penguapan 0,000 5.099.363,202

Total - 251.971,030 - 251.971,030


commit to user

45

Tabel 2.21 Neraca Panas pada Menara distilasi 1 (MD-01)


Q umpan(arus 17) 5.455.029,377 0,000

Q top(arus 18) 0,000 3.825.900,712

Q bottom(arus 19) 0,000 2.038.172,702

Q kondensor 0,000 24.528.980,000

Q reboiler 24.938.024,037 0,000

Total 30.393.053,414 30.393.053,414

Tabel 2.22 Neraca Panas pada Menara distilasi 2 (MD-02)


Q umpan(arus 19) 2.035.809,658 0,000

Q top(arus 21) 0,000 1.063.802,797

Q bottom(arus 20) 0,000 1.446.319,957

Q kondensor 0,000 3.726.268,439

Q reboiler 4.146.652,548 0,000

Total 6.182.462,206 6.182.462,206


commit to user

46

Tabel 2.23 Neraca Panas Total


Q arus 1 434.907,400 0,000

Q arus 12 249.980,407 0,000

Q arus 16 0,000 -6.005.148,527

Q arus 18 0,000 3.825.900,712

Q arus 20 0,000 1.446.319,957

Q pendingin 0,000 210.432.951,794

Q pemanas 209.015.136,129 0,000

Total 209.700.023,936 209.700.023,936

2.5 Lay Out Pabrik dan Peralatan Proses

2.5.1. Lay Out Pabrik

Lay out pabrik merupakan suatu pengaturan yang optimal dari seperangkat

fasilitas-fasilitas dalam pabrik. Tata letak yang tepat sangat penting untuk

mendapatkan efisiensi, keselamatan, dan kelancaran kerja dari para karyawan

serta keselamatan proses.

Pada prarancangan pabrik ini, tata letak dari pabrik dapat dilihat pada

Gambar 2.4. Untuk mencapai kondisi yang optimal, maka hal-hal yang harus

diperhatikan dalam menentukan tata letak pabrik ini adalah :

1. Pabrik benzene ini merupakan pabrik baru (bukan pengembangan) sehingga

penentuan lay out tidak dibatasi oleh bangunan yang ada.


commit to user

47

2. Kemungkinan perluasan pabrik sebagai pengembangan pabrik di masa

mendatang.

3. Fakor keamanan sangat diperlukan untuk bahaya kebakaran dan ledakan,

maka perencanaan lay out selalu diusahakan jauh dari sumber api, bahan

panas, bahan yang mudah meledak dan jauh dari asap atau gas beracun.

4. Sistem konstruksi yang direncanakan adalah outdoor unutk menekan biaya

bangunan dan gedung, dan juga iklim Indonesia memungkinkan konstruksi

secara outdoor.

5. Lahan terbatas sehingga diperlukan efisiensi dalam pemakaian pengaturan

ruangan/lahan.

Secara garis besar lay out dibagi menjadi beberapa bagian utama, yaitu :

1. Daerah administrasi/perkantoran, laboratorium dan ruang kontrol

Daerah administrasi merupakan pusat kegiatan administrasi pabrik yang

mengatur kelancaran operasi. Laboratorium dan ruang kontrol sebagai pusat

pengendalian proses, kualitas dan kuantitas bahan yang akan diproses serta

produk yang dijual.

2. Daerah proses

Daerah proses merupakan daerah dimana alat proses diletakkan dan proses

berlangsung.

3. Daerah penyimpanan bahan baku dan produk

Daerah penyimpanan bahan baku dan produk merupakan daerah untuk

tempat bahan baku dan produk.


commit to user

48

4. Daerah gudang, bengkel dan garasi

Daerah gudang, bengkel dan garasi merupakan daerah yang digunakan untuk

menampung bahan-bahan yang diperlukan oleh pabrik dan untuk keperluan

perawatan peralatan proses.

5. Daerah utilitas

Daerah utilitas merupakan daerah dimana kegiatan penyediaan bahan

pendukung proses berlangsung dipusatkan.

(Vilbrandt, 1959)


commit to user

49

Skala = 1 : 1000Keterangan

: Taman

: Arah jalan

PROSES

Area Perluasan

Utilitas UPL

Ruang Generator

Pemadam Kebakaran

KANTOR

Parkir

Parkir

kantinmushola

PintuDarurat

Gambar 2.4 Lay Out Pabrik


commit to user

50

2.5.2 Lay Out Peralatan Proses

Lay out peralatan proses adalah tempat dimana alat-alat yang digunakan

dalam proses produksi. Tata letak peralatan proses pada prarancangan pabrik ini

dapat dilihat pada Gambar 2.5. Beberapa hal yang harus diperhatikan dalam

menentukan lay out peralatan proses pada pabrik benzene, antara lain :

1. Aliran udara

Aliran udara di dalam dan di sekitar peralatan proses perlu diperhatikan

kelancarannya. Hal ini bertujuan untuk menghindari terjadinya stagnasi

udara pada suatu tempat sehingga mengakibatkan akumulasi bahan kimia

yang dapat mengancam keselamatan pekerja.

2. Cahaya

Penerangan sebuah pabrik harus memadai dan pada tempat-tempat proses

yang berbahaya atau beresiko tinggi perlu adanya penerangan tambahan.

3. Lalu lintas manusia

Dalam perancangan lay out peralatan perlu diperhatikan agar pekerja dapat

mencapai seluruh alat proses dengan cepat dan mudah. Hal ini bertujuan

apabila terjadi gangguan pada alat proses dapat segera diperbaiki.

Keamanan pekerja selama menjalankan tugasnya juga diprioritaskan.

4. Pertimbangan ekonomi

Dalam menempatkan alat-alat proses diusahakan dapat menekan biaya

operasi dan menjamin kelancaran dan keamanan produksi pabrik.


commit to user

51

5. Jarak antar alat proses

Untuk alat proses yang mempunyai suhu dan tekanan operasi tinggi

sebaiknya dipisahkan dengan alat proses lainnya, sehingga apabila terjadi

ledakan atau kebakaran pada alat tersebut maka kerusakan dapat

diminimalkan.

(Vilbrandt, 1959)


commit to user

52

FU

RN

AC

E

CD

-01

RB

-02

CD

-03

Gambar 2.5 Lay Out Peralatan Proses

52


commit to user

53

BAB III

SPESIFIKASI ALAT PROSES

3.1 Reaktor

Tabel 3.1 Spesifikasi Reaktor

Kode R-01

Fungsi Tempat terjadinya reaksi toluene dan gas hidrogen

menjadi benzene

Tipe Reaktor Alir Pipa (RAP) Multitube

Kondisi operasi

- Tekanan

- Suhu

25 atm

621 – 648 oC

Spesifikasi shell

- Diameter

- Tebal

- Material

0,991 m

5/16 in

Carbon Steel SA 213 TP-304

Spesifikasi tube

- Diameter

- Tebal

- Pitch

- Susunan

- Jumlah

- Panjang

- Material

0,032 m

1/4 in

15/16 in

triangular

307

6 m


Bentuk head Elliptical dished head


commit to user

54

Tebal head 163 in

Panjang head 0,371 m

Jumlah reactor 6 buah disusun paralel

Panjang total reactor 40,457 m

3.2 Flash Drum

Tabel 3.2 Spesifikasi Flash Drum

Kode FD-01 FD-02

Fungsi Memisahkan komponen gas

H2 dari produk reaktor

Memisahkan komponen gas

CH4 dari keluaran FD-01

Tipe Tangki horisontal

Kondisi operasi

- Tekanan

- Suhu

15 atm

10,16 oC

1 atm

5 oC

Spesifikasi drum

- Diameter

- Tebal

- Panjang

1,676 m

3/16 in

4,756 m

1,219 m

3/16 in

4,781 m

Material Carbon Steel SA 283 grade C

Bentuk head Elliptical dished head Torispherical dished head

Tebal head 163 in 163 in

Panjang head 0,500 m 0,251 m

Panjang total 5,756 m 5,282 m


commit to user

55

3.3 Menara Distilasi

Tabel 3.3 Spesifikasi Menara Distilasi

Kode MD-01 MD-02

Fungsi Memisahkan antara C6H6

dengan C7H8

Memisahkan antara C7H8

dengan C12H10

Tipe Tray Tower

Jumlah plate 40 11

Plate umpan Di antara plate 22 dan 23 Di antara plate 2 dan 3

Kondisi operasi

- Tekanan

- Suhu umpan

- Suhu Bottom

- Suhu Top

1 atm

85,053 oC

117,604 oC

67,275 oC

1 atm

117,502 oC

311,935 oC

112,072 oC

Dimensi menara

- Diameter

- Tray spacing

- Tebal

Bag. atas

Bag. bawah

2,934 m

0,6 m

3/8 in

1/2 in

1,264 m

0,6 m

3/16 in

1/4 in

Bahan konstruksi Carbon Steel SA 283 grade C

Bentuk head Torispherical dished head

Tebal head

- Bag. atas

- Bag. bawah

41 in

83 in

41 in

41 in

Panjang head 0,567 m 0,263 m

Tinggi menara 37,279 m 13,737 m


commit to user

56

3.4 Vaporizer

Tabel 3.4 Spesifikasi Vaporizer

Kode VP-01

Fungsi Menguapkan bahan baku C7H8 sebelum masuk reaktor

Tipe Kettle Vaporizer

Kondisi operasi

- Tekanan

- Suhu

1 atm

110,78 oC

Spesifikasi HE

- Jenis

- Luas tr. panas

Kettle Vaporizer

145.79 m2

Spesifikasi shell

- Diameter

- Jumlah pass

- Material

0,2032 m

1

Carbon Steel SA 268 T-430

Spesifikasi tube

- Diameter

- Pitch

- Susunan

- Jumlah pass

- Jumlah tube

- Panjang

- Material

0.0195 m

15/16 in

Triangular

2

32

1.8288 m

Carbon Steel SA 268 T-430

Bentuk head Torispherical dished head


commit to user

57

3.5 Tangki

Tabel 3.5 Spesifikasi Tangki

Kode T-01 T-02 T-03 T-04

Fungsi Menyimpan

C7H8 selama

30 hari

Menyimpan

C6H6 selama 30

hari

Menyimpan

C12H10 selama

30 hari

Menyimpan H2

selama 7 hari

Tipe Silinder vertikal dengan flat bottom dan conical roof Spherical tank

Material Carbon Steel SA 212 grade B Carbon Steel

SA-203 grade A

Jumlah 3 2 1 3

Kondisi operasi

- Tekanan

- Suhu

1 atm

30 oC

1 atm

40 oC

1 atm

40 oC

8 atm

-244 oC

Kapasitas 148.000 bbl 148.000 bbl 20.560 bbl 20.400 bbl

Dimensi

- Diameter

- Tinggi total

- Tebal tangki

Course 1

Course 2

Course 3

Course 4

Course 5

Course 6

Course 7

Course 8

Course 9

- Tebal head

140 ft

69,565 ft

2 7/8 in

2 3/4 in

2 9/16 in

2 3/8 in

2 3/16 in

2 1/16 in

1 7/8 in

1 11/16 in

1 1/2 in

11/16 in

140 ft

75,164 ft

2 1/4 in

2 1/16 in

1 15/16 in

1 13/16 in

1 11/16 in

1 9/16 in

1 7/16 in

1 5/16 in

1 1/8 in

7/16 in

70 ft

38,53 ft

1 in

7/8 in

13/16 in

3/4 in

11/16 in

-

-

-

-

5/16 in

60,27 ft

70,27 ft

2 in

-

-

-

-

-

-

-

-

2 in


commit to user

58

3.6 Condenser

Tabel 3.6 Spesifikasi Condenser

Kode CD-01

Fungsi Mengkondensasikan gas produk dari R-01

Tipe Shell and tube

Jumlah 1 buah

Panjang 12 ft

Kondisi operasi

- Hot fluid

- Cold fluid

126,85 oC – 24,99 oC

5 oC – 85,05 oC

Spesifikasi

- Kapasitas

- Material

Shell side, hot fluid (gas produk keluar R-01)

67373,083 kg/jam


Spesifikasi

- Material

- Jumlah

- ∆P

Tube side, cold fluid (cairan keluaran FD-02)


1377

0,0012 psi

Dirt Factor 0,068 hr.ft2.oF/Btu

Luas tr. panas 2990,509 ft2


commit to user

59

Kode CD-02 CD-03

Fungsi Mengkondensasikan hasil atas

MD-01

Mengkondensasikan hasil atas

MD-02

Tipe Shell and Tube

Jumlah 1 buah 1 buah

Panjang 12 ft 8 ft

Kondisi operasi

- Hot fluid

- Cold fluid

80,247 oC – 80,238 oC

30 oC – 50 oC

116,604 oC – 112,072 oC

30 - 80 oC

Spesifikasi

- Kapasitas

- Material

Shell,hot fluid (hasil atas MD-

01)

84.849,11 kg/jam


Shell,hot fluid (hasil atas MD-

01)

9.104,27 kg/jam


Spesifikasi

- Kapasitas

- Material

- Jumlah

- ∆P

Tube,cold fluid (air pendingin)

293.663,129 kg/jam

Carbon steel SA 213 TP-304

637 tube

0,386 psi

Tube, cold fluid (toluene dari

T-01)

42.221,217 kg/jam


163 tube

0,054 psi

Dirt Factor 0,0017 hr.ft2.oF/Btu 0,0012 hr.ft2.oF/Btu

Luas tr. panas 2500,862 ft2 512,080 ft2


commit to user

60

3.7 Reboiler

Tabel 3.7 Spesifikasi Reboiler

Kode RB-01 RB-02

Fungsi Menguapkan sebagian hasil

bawah MD-01

Menguapkan sebagian hasil

bawah MD-02

Tipe Kettle Reboiler


Panjang 16 ft 12 ft

Kondisi operasi

- Hot fluid

- Cold fluid

376,85 oC – 276,85 oC

110,72 oC – 117,603 oC

638,7 oC – 376,85 oC

168,518 oC – 245,074 oC

Spesifikasi

- Kapasitas

- Material

Shell, cold fluid (hasil bawah

MD-01)

124.333,70 kg/jam


Shell, cold fluid (hasil bawah

MD-02)

18.423,64 kg/jam


Spesifikasi

- Kapasitas

- Material

- Jumlah

- ∆P

Tube, hot fluid (produk

keluaran reaktor)

5.751,165 kg/jam


301 tube

0,00061 psi

Tube, hot fluid (produk

keluaran reaktor)

310,724 kg/jam


56 tube

0,0318 psi




commit to user

61

3.8 Accumulator

Tabel 3.8 Spesifikasi Accumulator

Kode ACC-01

Fungsi Menampung distilat MD-01

Tipe Horizontal drum dengan torispherical dished head

Jumlah 1 buah

Material Carbon steel SA 283 grade C

Kapasitas 104,0654 m3

Waktu tinggal 10 menit

Kondisi operasi

- Tekanan

- Suhu

1 atm

80,238 oC

Dimensi

- Diameter

- Panjang total

- Tebal silinder

- Tebal head

2,020 m

6,8546 m

165 in

165 in


commit to user

62

3.9 Heat Exchanger

Tabel 3.9 Spesifikasi Heat Exchanger

Kode HE-01 HE-02

Fungsi Mendinginkan produk C6H6

keluaran RB-01

Mendinginkan produk C12H10

keluaran RB-02

Tipe Shell and Tube Double Pipe Heat Excanger


Panjang 12 ft 12 ft

Kondisi operasi

- Hot fluid

- Cold fluid

80,238 oC - 40 oC

30 - 35 oC

245.07 oC – 40 oC

30 oC - 35 oC

Spesifikasi

Shell / anulus

- Kapasitas

- Material

Hot fluid (C6H6)

37.884,380 kg/jam


Hot fluid (C12H10)

3.311,496 kg/jam


Spesifikasi

Tube/ inner pipe

- Kapasitas

- Material

- Jumlah

- ∆P

Air pendingin

134.430,692 kg/jam


239

0,949 psi

Air pendingin

21.481,289 kg/jam


8 hairpin

7,098 psi




commit to user

63

3.10 Furnace

Tabel 3.10 Spesifikasi Furnace

Kode F-01

Fungsi Memanaskan campuran gas H2 dan C7H8 sebelum masuk

reaktor

Tipe Two radiant chamber with a common convection section

Kondisi operasi

- umpan

- keluaran

119,66 oC

647 oC

Spesifikasi

- Diameter

- Lebar

- Tinggi

- Jumlah tube

Seksi Radiasi

16,46 m

7,14 in

17,34 m

146

Spesifikasi

- Diameter

- Lebar

- Tinggi

- Jumlah tube

Seksi Konveksi

16,46 m

2,54 in

2,71 m

42

Material Batu bata tahan api

Tinggi total 20,05 m


commit to user

64

3.11 Pompa

Tabel 3.11 Spesifikasi Pompa

Kode P-01 P-02

Fungsi Mengalirkan Fresh Toluene

dari T-01 ke CD-03 (sebagai

pendingin)

Mengalirkan Fresh Toluene

dari CD-03 ke VP-01

Tipe Single stage centrifugal pump

Material Commercial steel

Kapasitas 336,919 gpm 360,248 gpm

Tekanan 1 - 1 atm 1 - 1 atm

Tenaga pompa 0,56 HP 0,93 HP

NPSH pompa 13,744 ft 14,372 ft

Kecepatan putar 3500 rpm 3500 rpm

Tenaga motor 1 HP 1,5 HP

Nominal pipe 6 in 6 in

Kode P-03 P-04

Fungsi Mengalirkan hasil bawah FD-

02 ke CD-01 (sebagai

pendingin)

Mengalirkan fluida pendingin

keluaran CD-01 ke MD-01




Tekanan 1 – 1 atm 1 - 1 atm




Tenaga motor 1 HP 20 HP

Nominal pipe 6 in 8 in


commit to user

65

Kode P-05 P-06

Fungsi Mengalirkan refluk dari ACC-

01 ke MD-01 dan T-02

Mengalirkan fluida keluaran

RB-01 ke MD-02





Tenaga pompa 8 HP 0,89 HP



Tenaga motor 10 HP 1.5 HP

Nominal pipe 2.5 in 3 in

Kode P-07 P-08

Fungsi Mengalirkan refluk dari CD-

03 ke MD-02

Mengalirkan diphenyl dari

RB-02 ke T-03








Tenaga motor 0,083 HP 0,333 HP

Nominal pipe 1 in 1 ½ in


commit to user

66

3.12 Kompresor

Tabel 3.12 Spesifikasi Kompresor

Kode C-01 C-02

Fungsi Mengkompresi gas dari

tekanan 1 atm menjadi

bertekanan 25 atm

Mengkompresi gas dari

tekanan 15 atm menjadi

bertekanan 25 atm

Tipe Single Stage Reciprocating Compressor

Spesifikasi :

- Kapasitas, m3/jam

- Tekanan :

Suction, Psia

Discharge, Psia

- Efisiensi

- Daya Kompresor, HP

0,02173

14,7

367,5

80 %

0,05

0,00346

220,5

367,5

80%

0,05


commit to user 67

BAB IV

UNIT PENDUKUNG PROSES DAN LABORATORIUM

4.1 Unit Pendukung Proses

Unit pendukung proses atau yang lebih dikenal dengan sebutan utilitas

merupakan bagian penting untuk menunjang proses produksi dalam pabrik.

Unit pendukung proses yang terdapat dalam pabrik benzene adalah :

1. Unit pengadaan air

Unit ini bertugas menyediakan dan mengolah air untuk memenuhi

kebutuhan air sebagai berikut :

a. Air pendingin dan air pemadam kebakaran

b. Air konsumsi umum dan sanitasi

2. Unit pengadaan pendingin reaktor

Unit ini bertugas menyediakan pendingin untuk reaktor.

3. Unit pengadaan udara tekan

Unit ini bertugas untuk menyediakan udara tekan untuk kebutuhan

instrumentasi pneumatic, untuk penyediaan udara tekan di bengkel dan

untuk kebutuhan umum yang lain.

4. Unit pengadaan listrik

Unit ini bertugas menyediakan listrik sebagai tenaga penggerak untuk

peralatan proses, keperluan pengolahan air, peralatan-peralatan

elektronik atau listrik AC, maupun untuk penerangan. Lisrik di-supply


commit to user

68

dari PLN dan dari generator sebagai cadangan bila listrik dari PLN

mengalami gangguan.

5. Unit pengadaan bahan bakar

Unit ini bertugas menyediakan bahan bakar untuk kebutuhan

generator.

4.1.1 Unit Pengadaan Air

Air konsumsi umum dan sanitasi yang digunakan adalah air yang

diperoleh dari PT. Krakatau Tirta Industri (PT. KTI). Sedangkan untuk air

pendingin dan air pemadam kebakaran menggunakan air dari laut yang tidak jauh

dari lokasi pabrik.

4.1.1.1 Air Pendingin dan Air Pemadam Kebakaran

Air pendingin dan air pemadam kebakaran yang digunakan adalah air laut

yang diperoleh dari laut yang tidak jauh dari lokasi pabrik. Alasan digunakannya

air laut sebagai media pendingin adalah karena faktor-faktor sebagai berikut :

a. Air laut dapat diperoleh dalam jumlah yang besar dengan biaya murah.

b. Mudah dalam pengaturan dan pengolahannya.

c. Dapat menyerap sejumlah panas per satuan volume yang tinggi.

d. Tidak terdekomposisi.

e. Tidak dibutuhkan cooling tower, karena air laut langsung dibuang lagi

ke laut.

Hal-hal yang perlu diperhatikan dalam pengolahan air laut sebagai

pendingin adalah :


commit to user

69

a. Partikel-partikel besar/makroba (makhluk hidup laut dan konstituen

lain)

b. Partikel-partikel kecil/mikroba laut (ganggang dan mikroorganisme

laut) yang dapat menyebabkan fouling pada alat-alat proses.

4.1.1.2 Air Konsumsi Umum dan Sanitasi

Sumber air untuk keperluan konsumsi dan sanitasi berasal dari PT. KTI.

Air ini digunakan untuk memenuhi kebutuhan air minum, laboratorium, kantor,

perumahan, dan pertamanan. Air konsumsi dan sanitasi harus memenuhi beberapa

syarat, yang meliputi syarat fisik, syarat kimia, dan syarat bakteriologis.

Syarat fisik :

Suhu di bawah suhu udara luar

Warna jernih

Tidak mempunyai rasa dan tidak berbau

Syarat kimia :

Tidak mengandung zat organik

Tidak beracun

Syarat bakteriologis :

Tidak mengandung bakteri–bakteri, terutama bakteri yang pathogen.

4.1.1.3 Pengolahan Air

Pengolahan air untuk kebutuhan pabrik meliputi pengolahan secara fisik

dan kimia, maupun penambahan desinfektan.


commit to user

70

Pengolahan air laut

Untuk menghindari fouling yang terjadi pada alat-alat penukar

panas maka perlu diadakan pengolahan air laut. Pengolahan dilakukan

secara fisis dan kimia. Pengolahan secara fisis adalah dengan screening

dan secara kimia adalah dengan penambahan chlorine. Tahapannya

adalah sebagai berikut :

Air laut dihisap dari kolam yang langsung berada di pinggir laut

dengan menggunakan pompa, dalam pengoprasian digunakan dua buah

pompa, satu service dan satunya standby. Sebelum masuk pompa, air

dilewatkan pada traveling screen untuk menyaring partikel dengan

ukuran besar. Pencucian dilakukan secara kontinyu. Setelah dipompa

kemudian dialirkan ke strainer yang mempunyai saringan stainless

steel 0,4 mm dan mengalami pencucian balik secara periodik. Air laut

kemudian dialirkan ke pabrik. Di dalam kolam diinjeksikan Sodium

hipoklorit untuk menjaga kandungan klorin minimum 1 ppm. Dalam

perancangan ini diinjeksikan klorin sebanyak 1 ppm. Sodium

hipoklorit dibuat di dalam Chloropac dengan bahan baku air laut

dengan cara elektrolisa. Klorin diinjeksikan secara kontinyu dalam

kolam dan secara intermitten di pipa pengaliran.


commit to user

71

54321Air Laut Ke Pabrik

Keterangan :1. Saringan Awal2. Kolam Penampungan3. Traveling Screen4. Pompa5. Strainer, untuk diameter >0.4 mm6. Chloropac

6

Injeksi secara kontinyu

Injeksi secara intermitten

Gambar 4.1 Skema Pengolahan Air Laut

Pengolahan air baku dari KTI

Air baku (treated water) yang diambil dari PT. KTI dialirkan ke

clarifier untuk mengurangi materi yang mengendap. Air yang mengalir

berlebihan (over flow) dari clarifier dialirkan secara gravitasi ke filter

yang berjenis gravity sand filter dengan menggunakan pasir kasar dan

halus, untuk menghilangkan sisa-sisa materi yang terendap dalam

jumlah kecil. Air yang telah disaring selanjutnya ditampung ke bak

penampung air untuk kemudian dipompakan ke tangki air konsumsi

dan sanitasi umum.


commit to user

72

Gambar 4.2 Skema Pengolahan Air KTI

4.1.1.4 Kebutuhan Air

a. Kebutuhan Air Pendingin

Kebutuhan air pendingin dapat dilihat pada Tabel 4.1

Tabel 4.1 Kebutuhan air pendingin

No Kode Alat AlatKebutuhan

( kg/jam )

1. CD-02 Condenser hasil dari MD-01 293.663,129

2. HE-01 Cooler untuk Benzene 134.430,092

3. HE-02 Cooler untuk Diphenyl 21.481,289

4. HEU-01 Cooler untuk Moltensalt 12.983,609

Total kebutuhan air pendingin = 463.571,119 kg/jam

b. Kebutuhan Air Konsumsi Umum dan Sanitasi

Kebutuhan air konsumsi umum dan sanitasi dapat dilihat pada Tabel

4.2.


commit to user

73

Tabel 4.2 Kebutuhan air konsumsi umum dan sanitasi

No Nama Unit Kebutuhan ( kg/hari)

1. Perkantoran 10.000

2. Laboratorium 3.800

3. Kantin 3.000

4. Hydrant/Taman 1.680

5. Poliklinik 800

Jumlah air 19.280

Kebutuhan air konsumsi umum dan sanitasi = 19.280 kg/hari

= 803,333 kg/jam

Total air yang disuplai dari PT KTI = air konsumsi+ air blow down bak

= 964,000 kg/jam

4.1.2 Unit Pengadaan Pendingin Reaktor

Media yang digunakan sebagai pendingin reaktor adalah molten salt.

Molten salt tidak memerlukan treatment secara fisis, kimia, mataupun biologis.

Sifat-sifat fisik molten salt adalah sebagai berikut :

- Densitas = 119,324 lb/ft3

- Kapasitas Panas = 0,373 Btu/lb.F

- Viskositas = 13,356 lb/ft.hr

- Konduktivitas termal = 0,2471 Btu/hr.ft.F


commit to user

74

Jumlah Kebutuhan Molten salt

Kebutuhan molten salt yang digunakan sebagai pendingin reaktor

adalah sebanyak = 14.400 kg/jam

Kebutuhan ini dilebihkan 20% untuk keamanan, sehingga molten salt

yang disediakan = 17.280 kg/jam

Pendingin Molten salt

Molten Salt digunakan sebagai pendingin reaktor. Molten salt keluaran

reaktor yang bersuhu 174.02 oC dialirkan ke HEU-01 untuk

didinginkan sampai bersuhu 148 oC dan dialirkan kembali untuk

mendinginkan reaktor.

4.1.3 Unit Pengadaan Udara Tekan

Kebutuhan udara tekan untuk prarancangan pabrik benzene ini

diperkirakan sebesar 200 m3/jam, tekanan 100 psi dan suhu 35oC. Alat untuk

menyediakan udara tekan berupa kompresor yang dilengkapi dengan dryer yang

berisi silica gel untuk menyerap kandungan air sampai maksimal 84 ppm.

Spesifikasi kompresor yang dibutuhkan :

Kode : KU-01

Fungsi : Memenuhi kebutuhan udara tekan

Jenis : Single Stage Reciprocating Compressor

Jumlah : 1 buah

Kapasitas : 200 m3/jam

Tekanan suction : 14,7 psi (1 atm)

Tekanan discharge : 100 psi (6,8 atm)


commit to user

75

Suhu udara : 35 oC

Efisiensi : 80 %

Daya kompresor : 25 HP

4.1.4 Unit Pengadaan Listrik

Kebutuhan tenaga listrik di pabrik benzene ini dipenuhi oleh PLN dan

generator pabrik. Hal ini bertujuan agar pasokan tenaga listrik dapat berlangsung

kontinyu meskipun ada gangguan pasokan dari PLN. Generator yang digunakan

adalah generator arus bolak-balik dengan pertimbangan :

a. Tenaga listrik yang dihasilkan cukup besar

b. Tegangan dapat dinaikkan atau diturunkan sesuai kebutuhan

Kebutuhan listrik di pabrik ini antara lain terdiri dari :

1. Listrik untuk keperluan proses dan utilitas

2. Listrik untuk penerangan

3. Listrik untuk AC

4. Listrik untuk laboratorium dan instrumentasi

5. Listrik untuk alat-alat elektronik

Besarnya kebutuhan listrik masing–masing keperluan di atas dapat

diperkirakan sebagai berikut :

4.1.4.1 Listrik untuk keperluan proses dan utilitas

Kebutuhan listrik untuk keperluan proses dan keperluan pengolahan air

dapat dilihat pada Tabel 4.3


commit to user

76

Tabel 4.3 Kebutuhan listrik untuk keperluan proses dan utilitas

Nama Alat Jumlah HP Total HP

P-01 1 1 1

P-02 1 1,5 1,5

P-03 1 1 1

P-04 1 20 20

P-05 1 10 10

P-06 1 1,5 1,5

P-07 1 0,08 0,08

P-08 1 0,33 33

C-01 1 0,05 0,05

C-02 1 0,05 0,05

PWT-01 1 40 40

PWT-02 1 60 20

PWT-03 1 0,16 20

PU-01 1 5 5

PU-02 1 1 1

PU-03 1 1,3 1,3

PU-04 1 0,25 0,25

KU-01 1 25 25

Jumlah 168,717


commit to user

77

Jadi jumlah listrik yang dikonsumsi untuk keperluan proses dan utilitas

sebesar 168,717 HP. Diperkirakan kebutuhan listrik untuk alat yang tidak

terdiskripsikan sebesar ± 20 % dari total kebutuhan. Maka total kebutuhan listrik

adalah 202,460 HP atau sebesar 301,949 kW.

4.1.4.2 Listrik untuk penerangan

Untuk menentukan besarnya tenaga listrik digunakan persamaan :

DU

FaL

.

.

dengan :

L : Lumen per outlet

a : Luas area, ft2

F : foot candle yang diperlukan (Tabel 13 Perry 6th ed)

U : Koefisien utilitas (Tabel 16 Perry 6th ed)

D : Efisiensi lampu (Tabel 16 Perry 6th ed)


commit to user

78

Tabel 4.4 Jumlah Lumen berdasarkan luas bangunan

Bangunan Luas, m2 Luas, ft2 F U D F/U.D

Pos keamanan 30 322,91 20 0,42 0,75 63,49

Parkir 500 5.381,82 10 0,49 0,75 27,21

Musholla 300 3.229,09 20 0,55 0,75 48,48

Kantin 150 1.614,55 20 0,51 0,75 52,29

Kantor 1.500 16.145,47 35 0,6 0,75 77,78

Poliklinik 400 4.305,46 20 0,56 0,75 47,62

Ruang kontrol 300 3.229,09 40 0,56 0,75 95,24

Laboratorium 300 3.229,09 40 0,56 0,75 95,24

Proses 12.580 135.401,96 30 0,59 0,75 67,80

Utilitas 1.400 15.069,11 10 0,59 0,75 22,60

Ruang generator 300 3.229,09 10 0,51 0,75 26,14

Bengkel 250 2.690,91 40 0,51 0,75 104,58

Garasi 400 4.305,46 10 0,51 0,75 26,14

Gudang 400 4.305,46 10 0,51 0,75 26,14

Pemadam 250 2.690,91 20 0,51 0,75 52,29

Jalan dan taman 2.400 25.832,76 5 0,55 0,75 12,12

Area perluasan 2.500 26.909,12 5 0,57 0,75 11,70

Jumlah 23.960 257.892,283

Jumlah lumen :

untuk penerangan dalam ruangan = 12.735.761,367 lumen

untuk penerangan bagian luar ruangan = 627.850,892 lumen


commit to user

79

Untuk semua area dalam bangunan direncanakan menggunakan lampu

fluorescent 40 Watt dimana satu buah lampu instant starting daylight 40

W mempunyai 1.920 lumen (Tabel 18 Perry 6th ed.).

Jadi jumlah lampu dalam ruangan = 12.735.761,367 / 1.920

= 6.634 buah

Untuk penerangan bagian luar ruangan digunakan lampu mercury 100

Watt, dimana lumen output tiap lampu adalah 3.000 lumen (Perry 6th ed.,

1994).

Jadi jumlah lampu luar ruangan = 627.850,892 / 3.000

= 210 buah

Total daya penerangan = ( 40 W x 6.634 + 100 W x 210 )

= 286.256,72 W

= 286,257 kW

4.1.4.3 Listrik untuk AC

Diperkirakan menggunakan tenaga listrik sebesar 15.000 Watt atau 15 kW

4.1.4.4 Listrik untuk laboratorium dan instrumentasi

Diperkirakan menggunakan tenaga listrik sebesar 10.000 Watt atau 10kW.

Tabel 4.5 Total kebutuhan listrik pabrik

No. Kebutuhan Listrik Tenaga listrik, kW

1.

2.

3.

4.

Listrik untuk keperluan proses dan utilitas

Listrik untuk keperluan penerangan

Listrik untuk AC

Listrik untuk laboratorium dan instrumentasi

301,949

286,257

15

10

Total 613,206


commit to user

80

Generator yang digunakan sebagai cadangan sumber listrik mempunyai

efisiensi 80%, sehingga generator yang disiapkan harus mempunyai output

sebesar 766,507 kW.

Dipilih menggunakan generator dengan daya 900 kW, sehingga masih

tersedia cadangan daya sebesar 133,493 kW.

Spesifikasi generator yang diperlukan :

Jenis : AC generator

Jumlah : 1 buah

Kapasitas / Tegangan : 900 kW ; 220/360 Volt

Efisiensi : 80 %

Bahan bakar : IDO

4.1.5 Unit Pengadaan Bahan Bakar

Unit pengadaan bahan bakar mempunyai tugas untuk memenuhi

kebutuhan bahan bakar generator. Jenis bahan bakar yang digunakan adalah IDO

(Industrial Diesel Oil). IDO diperoleh dari Pertamina dan distributornya.

Pemilihan IDO sebagai bahan bakar didasarkan pada alasan :

1. Mudah didapat

2. Lebih ekonomis

3. Mudah dalam penyimpanan

Bahan bakar IDO yang digunakan mempunyai spesifikasi sebagai berikut :

Specific gravity : 0,8124

Heating Value : 16.779 Btu/lb

Efisiensi bahan bakar : 80%


commit to user

81

Densitas : 50,5664 lb/ft3

Kebutuhan bahan bakar untuk generator

Bahan bakar =h..eff

alatKapasitas

Kapasitas generator = 900 kW

= 3070938.684Btu/jam

Kebutuhan bahan bakar = 128,114 L/jam

4.2 Laboratorium

Laboratorium memiliki peranan sangat besar di dalam suatu pabrik untuk

memperoleh data–data yang diperlukan. Data–data tersebut digunakan untuk

evaluasi unit-unit yang ada, menentukan tingkat efisiensi, dan untuk pengendalian

mutu.

Pengendalian mutu atau pengawasan mutu di dalam suatu pabrik pada

hakekatnya dilakukan dengan tujuan mengendalikan mutu produk yang dihasilkan

agar sesuai dengan standar yang ditentukan. Pengendalian mutu dilakukan mulai

bahan baku, saat proses berlangsung, dan juga pada hasil atau produk.

Pengendalian rutin dilakukan untuk menjaga agar kualitas dari bahan baku

dan produk yang dihasilkan sesuai dengan spesifikasi yang diinginkan. Dengan

pemeriksaan secara rutin juga dapat diketahui apakah proses berjalan normal atau

menyimpang. Jika diketahui analisa produk tidak sesuai dengan yang diharapkan

maka dengan mudah dapat diketahui atau diatasi.

Laboratorium berada di bawah bidang teknik dan perekayasaan yang

mempunyai tugas pokok antara lain :


commit to user

82

a. Sebagai pengontrol kualitas bahan baku dan pengontrol kualitas

produk

b. Sebagai pengontrol terhadap proses produksi

c. Sebagai pengontrol terhadap mutu air pendingin, dan yang berkaitan

langsung dengan proses produksi

Laboratorium melaksanakan kerja 24 jam sehari dalam kelompok kerja

shift dan non-shift.

1. Kelompok shift

Kelompok ini melaksanakan tugas pemantauan dan analisa–analisa rutin

terhadap proses produksi. Dalam melaksanakan tugasnya, kelompok ini

menggunakan sistem bergilir, yaitu sistem kerja shift selama 24 jam dengan

dibagi menjadi 3 shift. Masing–masing shift bekerja selama 8 jam.

2. Kelompok non-shift

Kelompok ini mempunyai tugas melakukan analisa khusus yaitu analisa yang

sifatnya tidak rutin dan menyediakan reagen kimia yang diperlukan di

laboratorium. Dalam rangka membantu kelancaran pekerjaan kelompok shift,

kelompok ini melaksanakan tugasnya di laboratorium utama dengan tugas

antara lain :

a. Menyediakan reagent kimia untuk analisa laboratorium

b. Melakukan analisa bahan pembuangan penyebab polusi

c. Melakukan penelitian atau percobaan untuk membantu kelancaran

produksi


commit to user

83

Dalam menjalankan tugasnya, bagian laboratorium dibagi menjadi :

1. Laboratorium fisik

2. Laboratorium analitik

3. Laboratorium penelitian dan pengembangan

4.2.1 Laboratorium Fisik

Bagian ini bertugas mengadakan pemeriksaan atau pengamatan terhadap

sifat–sifat bahan baku, produk, dan air yang meliputi air baku, air pendingin, dan

air limbah. Pengamatan yang dilakukan meliputi specific gravity, viskositas.

4.2.2 Laboratorium Analitik

Bagian ini mengadakan pemeriksaan terhadap bahan baku dan produk

mengenai sifat–sifat kimianya.

Analisa yang dilakukan, yaitu :

Analisa komposisi bahan baku

Analisa komposisi produk utama

Analisa komposisi produk samping

Analisa air

- Air baku

- Air pendingin

- Air limbah


commit to user

84

4.2.3 Laboratorium Penelitian dan Pengembangan

Bagian ini bertujuan untuk mengadakan penelitian, misalnya :

diversifikasi produk

perlindungan terhadap lingkungan

Disamping mengadakan penelitian rutin, laboratorium ini juga

mengadakan penelitian yang sifatnya non rutin, misalnya penelitian terhadap

produk di unit tertentu yang tidak biasanya dilakukan penelitian guna

mendapatkan alternatif lain terhadap penggunaan bahan baku.

Alat analisa penting yang digunakan antara lain :

1. Hidrometer, untuk mengukur specific gravity.

2. Viscometer, untuk mengukur viskositas cairan.

3. Gas Liquid Chromathogarphy, alat yang digunakan untuk analisa

konsentrasi material cair.

4. Spectrofotometer, digunakan untuk mengetahui konsentrasi suatu

senyawa terlarut dalam air.

5. pH meter, digunakan untuk mengetahui tingkat keasaman / kebasaan

air.

6. Conductivity meter, untuk mengetahui konduktivitas suatu zat yang

terlarut dalam air.

4.3 Unit Pengolahan Limbah

Limbah yang dihasilkan dari pabrik benzene dapat diklasifikasi :

1. Bahan buangan cair

2. Bahan buangan padatan


commit to user

85

3. Bahan buangan gas

Pengolahan limbah ini didasarkan pada jenis buangannya :

1. Pengolahan bahan buangan cair

Pada pengolahan limbah cair, semua limbah cair yang berasal dari limbah

domestik diolah di dalam Instalasi Pengolahan Air Limbah (IPAL) kecuali oli

bekas yang akan ditampung di dalam penampungan yang selanjutnya dikirim

ke badan yang berwenang. Limbah dari berbagai sumber sebelum masuk ke

IPAL dilewatkan melalui bak ekualisasi untuk menyamakan beban dalam

pengolahan dengan jalan melakukan pengadukan pada limbah sehingga

menjadi homogen, dari bak ekualisasi limbah masuk ke bak netralisasi untuk

menetralkan pH, karena pH yang netral selain tidak mengganggu lingkungan

juga dapat berguna untuk mempermudah proses pengendapan pada bak

sedimentasi. Penetralan pH dilakukan dengan jalan penambahan

Na2CO3/H2SO4, setelah netral limbah dialirkan ke bak sedimentasi untuk

mengendapkan kandungan solid yang terdapat di dalamnya dengan bantuan

koagulan.

Dari bak sedimentasi selanjutnya dilakukan penyaringan dengan

menggunakan media penyaring berbutir seperti kerikil, pasir, dan juga

ditambahkan karbon aktif untuk menghilangkan bau. Limbah setelah melalui

proses filtrasi dimasukkan ke dalam bak Bio Control yang bertujuan untuk

menguji apakah limbah tersebut sudah benar–benar tidak mencemari

lingkungan, pengujian dilakukan dengan memasukkan ikan ke dalam bak Bio

Control, bila ikan tersebut tetap hidup normal maka proses pengolahan air


commit to user

86

limbah dapat dikatakan sudah berhasil dan air yang dihasilkan selanjutnya

akan dibuang ke badan penerima air baik di selokan, ataupun di laut.

Gambar 4.3 Skema Instalasi Pengolahan Air Limbah (IPAL)

2. Pengolahan bahan buangan padatan

Limbah padat yang dihasilkan berasal dari limbah domestik dan IPAL.

Limbah domestik berupa sampah-sampah dari keperluan sehari-hari seperti

kertas dan plastik, sampah tersebut ditampung di dalam bak penampungan dan

selanjutnya dikirim ke Tempat Pembuangan Akhir (TPA). Limbah yang

berasal dari IPAL diurug didalam tanah yang dindingnya dilapisi dengan clay

Bak Ekualisasi

Bak Netralisasi

Bak

Sedimentasi

Filtrasi

Bak Bio

Drying Bed

Badan Penerima Air

Air Buangan

cairan

padatan


commit to user

87

(tanah liat) agar bila limbah yang dipendam termasuk berbahaya tidak

menyebar ke lingkungan sekitarnya.

3. Pengolahan limbah gas

Limbah gas yang berasal dari alat–alat produksi dibuang ke udara melalui

stack yang mempunyai tinggi minimal 4 kali tinggi bangunan, banyaknya

limbah gas yang dibuang dapat diminimalisasi dengan jalan melakukan

perawatan yang rutin terhadap mesin–mesin produksi sehingga

pembakarannya sempurna dan dapat meminimalisasi pencemaran udara.


commit to user 88

BAB V

MANAJEMEN PERUSAHAAN

5.1 Bentuk Perusahaan

Pabrik benzene yang akan didirikan, direncanakan mempunyai:

Bentuk : Perseroan Terbatas (PT)

Lapangan Usaha : Industri Benzene

Lokasi Perusahaan : Cilegon, Jawa Barat

Alasan dipilihnya bentuk perusahaan ini didasarkan atas beberapa faktor,

antara lain :

1. Mudah untuk mendapatkan modal, yaitu dengan menjual saham perusahaan.

2. Tanggung jawab pemegang saham terbatas, sehingga kelancaran produksi

hanya dipegang oleh pimpinan perusahaan.

3. Pemilik dan pengurus perusahaan terpisah satu sama lain, pemilik perusahaan

adalah para pemegang saham dan pengurus perusahaan adalah direksi beserta

stafnya yang diawasi oleh dewan komisaris.

4. Kelangsungan Perusahaan lebih terjamin, karena tidak berpengaruh dengan

berhentinya pemegang saham, direksi beserta stafnya atau karyawan

perusahaan.

5. Efisiensi dari manajemen

Para pemegang saham dapat memilih orang yang ahli sebagai dewan

komisaris dan direktur utama yang cukup cakap dan berpengalaman.


commit to user

89

6. Lapangan usaha lebih luas

Suatu Perseroan Terbatas dapat menarik modal yang sangat besar dari

masyarakat, sehingga dengan modal ini PT dapat memperluas usaha.

(Widjaja, 2003)

Ciri-ciri Perseroan Terbatas :

1. Perseroan Terbatas didirikan dengan akta dari notaris dengan berdasarkan

Kitab Undang-Undang Hukum Dagang.

2. Besarnya modal ditentukan dalam akta pendirian dan terdiri dari saham-

sahamnya.

3. Pemiliknya adalah para pemegang saham.

4. Perseroan Terbatas dipimpin oleh suatu Direksi yang terdiri dari para

pemegang saham.

Pembinaan personalia sepenuhnya diserahkan kepada Direksi dengan

memperhatikan hukum-hukum perburuhan.

5.2 Struktur Organisasi

Struktur organisasi merupakan salah satu faktor penting yang dapat

menunjang kelangsungan dan kemajuan perusahaan, karena berhubungan dengan

komunikasi yang terjadi dalam perusahaan demi tercapainya kerjasama yang baik

antar karyawan. Untuk mendapatkan sistem organisasi yang baik maka perlu

diperhatikan beberapa azas yang dapat dijadikan pedoman, antara lain:

a) Perumusan tujuan perusahaan dengan jelas

b) Tujuan organisasi harus dipahami oleh setiap orang dalam organisasi

c) Tujuan organisasi harus diterima oleh setiap orang dalam organisasi


commit to user

90

d) Adanya kesatuan arah (unity of direction)

e) Adanya kesatuan perintah ( unity of command )

f) Adanya keseimbangan antara wewenang dan tanggung jawab

g) Adanya pembagian tugas (distribution of work)

h) Adanya koordinasi

i) Struktur organisasi disusun sederhana

j) Pola dasar organisasi harus relatif permanen

k) Adanya jaminan jabatan (unity of tenure)

l) Balas jasa yang diberikan kepada setiap orang harus setimpal dengan jasanya

m) Penempatan orang harus sesuai keahliannya

(Zamani, 1998)

Dengan berpedoman pada azas tersebut maka diperoleh struktur organisasi

yang baik yaitu Sistim Line and Staff. Pada sistem ini garis kekuasaan lebih

sederhana dan praktis. Demikian pula dalam pembagian tugas kerja seperti yang

terdapat dalam sistem organisasi fungsional, sehingga seorang karyawan hanya

akan bertanggung jawab pada seorang atasan saja.

Untuk kelancaran produksi, perlu dibentuk staf ahli yang terdiri dari

orang-orang yang ahli di bidangnya. Bantuan pikiran dan nasehat akan diberikan

oleh staf ahli kepada tingkat pengawas demi tercapainya tujuan perusahaan.

Ada 2 kelompok orang yang berpengaruh dalam menjalankan organisasi

garis dan staf ini, yaitu :


commit to user

91

1. Sebagai garis atau lini yaitu orang-orang yang melaksanakan tugas pokok

organisasi dalam rangka mencapai tujuan.

2. Sebagai staf yaitu orang-orang yang melakukan tugas sesuai dengan

keahliannya dalam hal ini berfungsi untuk memberi saran-saran kepada unit

operasional.

(Zamani, 1998)

Dewan Komisaris mewakili para pemegang saham (pemilik perusahaan)

dalam pelaksanaan tugas sehari-harinya. Tugas untuk menjalankan perusahaan

dilaksanakan oleh seorang Direktur Utama yang dibantu oleh Direktur Produksi

dan Direktur Keuangan-Umum. Direktur Produksi membawahi bidang produksi

dan teknik, sedangkan direktur keuangan dan umum membawahi bidang

pemasaran, keuangan, dan bagian umum. Kedua direktur ini membawahi

beberapa kepala bagian yang akan bertanggung jawab atas bagian dalam

perusahaan, sebagai bagian dari pendelegasian wewenang dan tanggung jawab.

Masing-masing kepala bagian akan membawahi beberapa seksi dan

masing-masing seksi akan membawahi dan mengawasi para karyawan perusahaan

pada masing-masing bidangnya. Karyawan perusahaan akan dibagi dalam

beberapa kelompok regu yang dipimpin oleh seorang kepala regu dimana setiap

kepala regu akan bertanggung jawab kepada pengawas masing - masing seksi

(Widjaja, 2003).


commit to user

92

Manfaat adanya struktur organisasi adalah sebagai berikut :

a. Menjelaskan, membagi, dan membatasi pelaksanaan tugas dan tanggung

jawab setiap orang yang terlibat di dalamnya

b. Penempatan tenaga kerja yang tepat

c. Pengawasan, evaluasi dan pengembangan perusahaan serta manajemen

perusahaan yang lebih efisien.

d. Penyusunan program pengembangan manajemen

e. Menentukan pelatihan yang diperlukan untuk pejabat yang sudah ada

f. Mengatur kembali langkah kerja dan prosedur kerja yang berlaku bila tebukti

kurang lancar.

Struktur organisasi pabrik benzene disajikan pada Gambar 5.1


commit to user

91

Gambar 5.1 Struktur organisasi pabrik Benzene

93


commit to user

94

5.3 Tugas dan Wewenang

5.3.1 Pemegang Saham

Pemegang saham adalah beberapa orang yang mengumpulkan modal

untuk kepentingan pendirian dan berjalannya operasi perusahaan tersebut.

Kekuasaan tertinggi pada perusahaan yang mempunyai bentuk PT. (Perseroan

Terbatas) adalah Rapat Umum Pemegang Saham (RUPS).

Pada RUPS tersebut, para pemegang saham berwenang :

1. Mengangkat dan memberhentikan Dewan Komisaris

2. Mengangkat dan memberhentikan Direktur

3. Mengesahkan hasil-hasil usaha serta neraca perhitungan untung rugi tahunan

dari perusahaan.

(Widjaja, 2003)

5.3.2 Dewan Komisaris

Dewan komisaris merupakan pelaksana tugas sehari-hari dari pemilik

saham sehingga dewan komisaris akan bertanggung jawab kepada pemilik saham.

Tugas-tugas Dewan Komisaris meliputi :

1. Menilai dan menyetujui rencana direksi tentang kebijakan umum, target

perusahaan, alokasi sumber - sumber dana dan pengarahan pemasaran

2. Mengawasi tugas - tugas direksi

3. Membantu direksi dalam tugas - tugas penting

(Widjaja, 2003)


commit to user

95

5.3.3 Dewan Direksi

Direksi Utama merupakan pimpinan tertinggi dalam perusahaan dan

bertanggung jawab sepenuhnya terhadap maju mundurnya perusahaan. Direktur

utama bertanggung jawab kepada dewan komisaris atas segala tindakan dan

kebijakan yang telah diambil sebagai pimpinan perusahaan. Direktur utama

membawahi direktur produksi dan direktur keuangan-umum.

Tugas direktur umum antara lain :

1. Melaksanakan kebijakan perusahaan dan mempertanggung jawabkan

pekerjaannya secara berkala atau pada masa akhir pekerjaannya pada

pemegang saham.

2. Menjaga kestabilan organisasi perusahaan dan membuat kelangsungan

hubungan yang baik antara pemilik saham, pimpinan, karyawan, dan

konsumen.

3. Mengangkat dan memberhentikan kepala bagian dengan persetujuan rapat

pemegang saham.

4. Mengkoordinir kerja sama antara bagian produksi (direktur produksi) dan

bagian keuangan dan umum (direktur keuangan dan umum).

Tugas dari direktur produksi antara lain :

1. Bertanggung jawab kepada direktur utama dalam bidang produksi, teknik, dan

rekayasa produksi.

2. Mengkoordinir, mengatur, serta mengawasi pelaksanaan pekerjaan kepala-

kepala bagian yang menjadi bawahannya.


commit to user

96

Tugas dari direktur keuangan antara lain:

1. Bertanggung jawab kepada direktur utama dalam bidang pemasaran,

keuangan, dan pelayanan umum.

2. Mengkoordinir, mengatur, dan mengawasi pelaksanaan pekerjaan kepala-

kepala bagian yang menjadi bawahannya.

5.3.4 Staf Ahli

Staf ahli terdiri dari tenaga - tenaga ahli yang bertugas membantu direktur

dalam menjalankan tugasnya, baik yang berhubungan dengan teknik maupun

administrasi. Staf ahli bertanggung jawab kepada direktur utama sesuai dengan

bidang keahlian masing - masing.

Tugas dan wewenang staf ahli meliputi :

1. Mengadakan evaluasi bidang teknik dan ekonomi perusahaan.

2. Memberi masukan - masukan dalam perencanaan dan pengembangan

perusahaan.

3. Memberi saran - saran dalam bidang hukum.

5.3.5 Penelitian dan Pengembangan (Litbang)

Litbang terdiri dari tenaga - tenaga ahli sebagai pembantu direksi dan

bertanggung jawab kepada direksi. Litbang membawahi 2 departemen, yaitu

Departemen Penelitian dan Departemen Pengembangan

Tugas dan wewenangnya meliputi :

a. Memperbaiki mutu produksi

b. Memperbaiki dan melakukan inovasi terhadap proses produksi

c. Meningkatkan efisiensi perusahaan di berbagai bidang


commit to user

97

5.3.6 Kepala Bagian

Secara umum tugas kepala bagian adalah mengkoordinir, mengatur, dan

mengawasi pelaksanaan pekerjaan dalam lingkungan bagiannya sesuai dengan

garis wewenang yang diberikan oleh pimpinan perusahaan. Kepala bagian dapat

juga bertindak sebagai staf direktur. Kepala bagian bertanggung jawab kepada

direktur Utama (Zamani, 1998).

Kepala bagian terdiri dari:

1. Kepala Bagian Produksi

Bertanggung jawab kepada direktur produksi dalam bidang mutu dan

kelancaran produksi serta mengkoordinir kepala-kepala seksi yang menjadi

bawahannya. Kepala bagian produksi membawahi seksi proses, seksi

pengendalian, dan seksi laboratorium.

Tugas seksi proses antara lain :

a. Mengawasi jalannya proses produksi

b. Menjalankan tindakan seperlunya terhadap kejadian-kejadian yang tidak

diharapkan sebelum diambil oleh seksi yang berwenang.

Tugas seksi pengendalian adalah menangani hal - hal yang dapat mengancam

keselamatan pekerja dan mengurangi potensi bahaya yang ada.

Tugas seksi laboratorium, antara lain:

a. Mengawasi dan menganalisa mutu bahan baku dan bahan pembantu

b. Mengawasi dan menganalisa mutu produksi

c. Mengawasi hal - hal yang berhubungan dengan buangan pabrik

d. Membuat laporan berkala kepada Kepala Bagian Produksi.


commit to user

98

2. Kepala Bagian Teknik

Tugas kepala bagian teknik, antara lain:

a. Bertanggung jawab kepada direktur produksi dalam bidang peralatan dan

utilitas

b. Mengkoordinir kepala - kepala seksi yang menjadi bawahannya

Kepala Bagian teknik membawahi seksi pemeliharaan, seksi utilitas, dan

seksi keselamatan kerja-penanggulangan kebakaran.

Tugas seksi pemeliharaan, antara lain :

a. Melaksanakan pemeliharaan fasilitas gedung dan peralatan pabrik

b. Memperbaiki kerusakan peralatan pabrik

Tugas seksi utilitas, antara lain melaksanakan dan mengatur sarana utilitas

untuk memenuhi kebutuhan proses, air, dan tenaga listrik.

Tugas seksi keselamatan kerja antara lain :

a. Mengatur, menyediakan, dan mengawasi hal - hal yang berhubungan

dengan keselamatan kerja

b. Melindungi pabrik dari bahaya kebakaran

3. Kepala Bagian Keuangan

Kepala bagian keuangan ini bertanggung jawab kepada direktur keuangan dan

umum dalam bidang administrasi dan keuangan dan membawahi 2 seksi, yaitu

seksi administrasi dan seksi keuangan.

Tugas seksi administrasi adalah menyelenggarakan pencatatan utang piutang,

administrasi persediaan kantor dan pembukuan, serta masalah perpajakan.


commit to user

99

Tugas seksi keuangan antara lain :

a. Menghitung penggunaan uang perusahaan, mengamankan uang, dan

membuat ramalan tentang keuangan masa depan

b. Mengadakan perhitungan tentang gaji dan insentif karyawan

4. Kepala Bagian Pemasaran

Bertanggung jawab kepada direktur keuangan dan umum dalam bidang bahan

baku dan pemasaran hasil produksi, serta membawahi 2 seksi yaitu seksi

pembelian dan seksi pemasaran.

Tugas seksi pembelian, antara lain :

a. Melaksanakan pembelian barang dan peralatan yang dibutuhkan

perusahaan dalam kaitannya dengan proses produksi

b. Mengetahui harga pasar dan mutu bahan baku serta mengatur keluar

masuknya bahan dan alat dari gudang.

Tugas seksi pemasaran, antara lain :

a. Merencanakan strategi penjualan hasil produksi

b. Mengatur distribusi hasil produksi

5. Kepala Bagian Umum

Bertanggung jawab kepada direktur keuangan dan umum dalam bidang

personalia, hubungan masyarakat, dan keamanan serta mengkoordinir kepala-

kepala seksi yang menjadi bawahannya. Kepala bagian imim membawahi

seksi personalia, seksi humas, dan seksi keamanan.


commit to user

100

Seksi personalia bertugas :

a. Membina tenaga kerja dan menciptakan suasana kerja yang sebaik

mungkin antara pekerja, pekerjaan, dan lingkungannya supaya tidak terjadi

pemborosan waktu dan biaya.

b. Mengusahakan disiplin kerja yang tinggi dalam menciptakan kondisi kerja

yang tenang dan dinamis.

c. Melaksanakan hal - hal yang berhubungan dengan kesejahteraan karyawan.

Seksi humas bertugas mengatur hubungan antara perusahaan dengan

masyarakat di luar lingkungan perusahaan.

Seksi Keamanan bertugas :

a. Mengawasi keluar masuknya orang - orang baik karyawan maupun bukan

karyawan di lingkungan pabrik.

b. Menjaga semua bangunan pabrik dan fasilitas perusahaan

c. Menjaga dan memelihara kerahasiaan yang berhubungan dengan intern

perusahaan.

5.3.7 Kepala Seksi

Kepala seksi adalah pelaksana pekerjaan dalam lingkungan bagiannya

sesuai dengan rencana yang telah diatur oleh kepala bagian masing-masing agar

diperoleh hasil yang maksimum dan efektif selama berlangsungnya proses

produksi. Setiap kepala seksi bertanggung jawab kepada kepala bagian masing -

masing sesuai dengan seksinya.


commit to user

101

5.4 Pembagian Jam Kerja Karyawan

Pabrik benzene ini direncanakan beroperasi 330 hari dalam 1 tahun dan 24

jam perhari. Sisa hari yang bukan hari libur digunakan untuk perbaikan,

perawatan dan shutdown. Sedangkan pembagain jam kerja karyawan dibagi dalam

2 golongan, yaitu karyawan shift dan non shift.

5.4.1 Karyawan non shift

Karyawan non shift dalah karyawan yang tidak menangani proses produksi

secara langsung. Yang termasuk karyawan harian adalah direktur, staf ahli,

kepala bagian, kepala seksi serta bawahan yang berada dikantor. Karyawan harian

dalam 1 minggu akan bekerja selama 5 hari dengan pembagian kerja sebagai

berikut:

Jam kerja :

Hari Senin – Jumat : Jam 08.00 – 17.00

Jam Istirahat :

Hari Senin – Kamis : Jam 12.00 – 13.00

Hari Jum’at : Jam 11.00 – 13.00

5.4.2 Karyawan shift

Karyawan shift adalah karyawan yang secara langsung menangani proses

produksi atau mengatur bagian - bagian tertentu dari pabrik yang mempunyai

hubungan dengan masalah keamanan dan kelancaran produksi. Yang termasuk

karyawan shift ini adalah operator produksi, sebagian dari bagian teknik, bagian

gudang dan bagian utilitas, pengendalian, laboratorium, dan bagian - bagian yang

harus selalu siaga untuk menjaga keselamatan serta keamanan pabrik.


commit to user

102

Para karyawan shift akan bekerja secara bergantian selama 24 jam, dengan

pengaturan sebagai berikut :

Shift Pagi : Jam 07.00 – 15.00

Shift Sore : Jam 15.00 – 23.00

Shift Malam : Jam 23.00 – 07.00

Untuk karyawan shift ini dibagi menjadi 4 kelompok (A / B / C / D)

dimana dalam satu hari kerja, hanya tiga kelompok masuk, sehingga ada satu

kelompok yang libur. Untuk hari libur atau hari besar yang ditetapkan pemerintah,

kelompok yang bertugas tetap harus masuk. Jadwal pembagian kerja masing-

masing kelompok ditampilkan dalam bentuk tabel sebagai berikut :

Tabel 5.1 Jadwal pembagian kelompok shift

Hari 1 2 3 4 5 6 7 8 9 10

A L L M M P P S S L L

B S S L L M M P P S S

C P P S S L L M M P P

D M M P P S S L L M M

Hari 11 12 13 14 15 16 17 18 19 20

A M M P P S S L L M M

B L L M M P P S S L L

C S S L L M M P P S S

D P P S S L L M M P P

Hari 21 22 23 24 25 26 27 28 29 30

A P P S S L L M M P P

B M M P P S S L L M M

C L L M M P P S S L L

D S S L L M M P P S S

Jadwal untuk tanggal selanjutnya berulang ke susunan awal.


commit to user

103

Kelancaran produksi dari suatu pabrik sangat dipengaruhi oleh faktor

kedisiplinan para karyawannya dan akan secara langsung mempengaruhi

kelangsungan dan kemajuan perusahaan. Untuk itu kepada seluruh karyawan

perusahaan dikenakan absensi. Disamping itu masalah absensi digunakan oleh

pimpinan perusahaan sebagai salah satu dasar dalam mengembangkan karier para

karyawan di dalam perusahaan (Zamani, 1998).

5.5 Status Karyawan Dan Sistem Upah

Pada pabrik Benzene ini sistem upah karyawan berbeda - beda tergantung

pada status karyawan, kedudukan, tanggung jawab, dan keahlian. Menurut status

karyawan dapat dibagi menjadi tiga golongan sebagai berikut:

1. Karyawan Tetap

Karyawan tetap yaitu karyawan yang diangkat dan diberhentikan

dengan surat keputusan (SK) direksi dan mendapat gaji bulanan sesuai

dengan kedudukan, keahlian, dan masa kerjanya.

2. Karyawan Harian

Karyawan harian yaitu karyawan yang diangkat dan diberhentikan

direksi tanpa SK direksi dan mendapat upah harian yang dibayar tiap

akhir pekan.

3. Karyawan Borongan

Karyawan borongan yaitu karyawan yang digunakan oleh pabrik bila

diperlukan saja. Karyawan ini menerima upah borongan untuk suatu

pekerjaan.


commit to user

104

5.6 Penggolongan Jabatan, Jumlah Karyawan Dan Gaji

5.6.1 Penggolongan Jabatan

1 Direktur Utama : Sarjana Ekonomi/Teknik/Hukum

2 Direktur Produksi : Sarjana Teknik Kimia

3 Direktur Keuangan dan Umum : Sarjana Ekonomi/Akuntansi

4 Kepala Bagian Produksi : Sarjana Teknik Kimia

5 Kepala Bagian Teknik :SarjanaTeknik Kimia/Mesin/Elektro

6 Kepala Bagian Pemasaran :SarjanaTeknik Kimia/Mesin/Elektro

7 Kepala Bagian Keuangan : Sarjana Ekonomi/Akuntansi

8 Kepala Bagian Umum : Sarjana Ekonomi/Hukum

9 Kepala Seksi : Sarjana

10 Operator : Sarjana atau D3

11 Sekretaris : Sarjana atau Akademi sekretaris

12 Dokter : Sarjana Kedokteran

13 Perawat : Akademi Perawat

14 Lain-lain : SLTA / Sederajat

5.6.2 Jumlah Karyawan dan Gaji

Jumlah Karyawan harus ditentukan dengan tepat, sehingga semua

pekerjaan dapat diselenggarakan dengan baik dan efisien.

Tabel 5.2. Jumlah Karyawan Menurut Jabatan

NO. JABATAN JUMLAH

1 Direktur Utama 1

2 Direktur Produksi 1

3 Direktur keuangan dan Umum 1


commit to user

105

NO. JABATAN JUMLAH

4 Staff Ahli 2

5 Sekretaris 3

6 Kepala Bagian Produksi 1

7 Kepala Bagian LITBANG 1

8 Kepala Bagian Teknik 1

9 Kepala Bagian Umum 1

10 Kepala Bagian Keuangan 1

11 Kepala Bagian Pemasaran 1

12 Kepala Seksi Proses 1

13 Kepala Seksi Pengendalian 1

14 Kepala Seksi Laboratorium 1

15 Staff Litbang 2

16 Kepala Seksi Safety & Lingkungan 1

17 Kepala Seksi Pemeliharaan 1

18 Kepala Seksi Utilitas 1

19 Kepala Seksi Administrasi Keuangan 1

20 Kepala Seksi Keuangan 1

21 Kepala Seksi Pembelian 1

22 Kepala Seksi Personalia 1

23 Kepala Seksi Humas 1

24 Kepala Seksi Keamanan 1

25 Kepala Seksi Penjualan 1

26 Kepala Seksi Pemasaran 1

27 Karyawan Proses 40

28 Karyawan Pengendalian 12

29 Karyawan Laboratorium 19

30 Karyawan Penjualan 8

31 Karyawan Pembelian 6


commit to user

106

NO. JABATAN JUMLAH

32 Karyawan Pemeliharaan 6

33 Karyawan Utilitas 8

34 Karyawan Administrasi 5

35 Karyawan Kas 5

36 Karyawan Personalia 5

37 Karyawan Humas 5

38 Karyawan Keamanan 16

39 Karyawan Pemasaran 8

40 Karyawan Safety & Lingkungan 12

41 Dokter 2

42 Perawat 2

43 Sopir 4

44 Pesuruh 7

TOTAL 200

Tabel 5.3. Perincian Golongan dan Gaji Karyawan

Gol. Jabatan Gaji/bulan (Rp) Kualifikasi

I. Direktur Utama 50.000.000 S1 Pengalaman 10 Tahun

II. Direktur 35.000.000 S1 Pengalaman 10 Tahun

III. Staff Ahli 20.000.000 S1 Pengalaman 5 Tahun

IV. Litbang 15.000.000 S1 pengalaman

V. Kepala Bagian 9.000.000 S1 pengalaman

VI. Kepala Seksi 6.000.000 S1/D3 pengalaman

VII. Sekretaris 3.000.000 S1/D3 pengalaman

VIII. Karyawan Biasa 1.000.000 –

3.000.000

SLTA/D1/D3


commit to user

107

5.7 Kesejahteraan Sosial Karyawan

Kesejahteraan sosial yang diberikan oleh perusahaan pada para karyawan,

antara lain :

1. Tunjangan

Tunjangan yang berupa gaji pokok yang diberikan berdasarkan golongan

karyawan yang bersangkutan.

Tunjangan jabatan yang diberikan berdasarkan jabatan yang dipegang

karyawan.

Tunjangan lembur yang diberikan kepada karyawan yang bekerja diluar

jam kerja berdasarkan jumlah jam kerja.

2. Pakaian Kerja

Pakaian kerja diberikan kepada setiap karyawan setiap tahun sejumlah empat

pasang.

3. Cuti

Cuti tahunan diberikan kepada setiap karyawan selama 12 hari kerja dalam

satu tahun.

Cuti sakit diberikan kepada karyawan yang menderita sakit berdasarkan

keterangan dokter.

Cuti hamil diberikan kepada karyawati yang hendak melahirkan, masa cuti

berlaku selama 2 bulan sebelum melahirkan sampai 1 bulan sesudah

melahirkan.


commit to user

108

4. Pengobatan

Biaya pengobatan bagi karyawan yang menderita sakit tidak disebabkan

oleh kecelakaan kerja, diatur berdasarkan kebijaksanaan perusahaan.

Biaya pengobatan bagi karyawan yang menderita sakit yang diakibatkan

oleh kecelakaan kerja, ditanggung oleh perusahaan sesuai dengan undang-

undang.

5. Asuransi Tenaga Kerja

Asuransi tenaga kerja diberikan oleh perusahaan bila jumlah karyawan lebih

dari 10 orang atau dengan gaji karyawan lebih besar dari Rp. 1.000.000,00

per bulan.

(Masud, 1989)


commit to user 109

BAB VI

ANALISIS EKONOMI

Pada prarancangan pabrik benzene ini dilakukan evaluasi atau penilaian

investasi dengan maksud untuk mengetahui apakah pabrik yang dirancang ini

menguntungkan dari segi ekonomi atau tidak. Bagian terpenting dari prarancangan

ini adalah estimasi harga dari alat-alat, karena harga digunakan sebagai dasar

untuk estimasi analisis ekonomi, di mana analisis ekonomi dipakai untuk

mendapatkan perkiraan atau estimasi tentang kelayakan investasi modal dalam

kegiatan produksi suatu pabrik dengan meninjau kebutuhan modal investasi,

besarnya laba yang akan diperoleh, lamanya modal investasi dapat dikembalikan

dalam titik impas. Selain itu, analisis ekonomi juga dimaksudkan untuk

mengetahui apakah pabrik yang akan didirikan dapat menguntungkan atau tidak

jika didirikan.

Untuk itu pada prarancangan pabrik benzene ini, kelayakan investasi

modal pada sebuah pabrik akan dianalisis meliputi :

a. Profitability

b. % Profit on Sales (POS)

c. % Return on Investment (ROI)

d. Pay Out Time (POT)

e. Break Event Point (BEP)

f. Shut Down Point (SDP)

g. Discounted Cash Flow (DCF)


commit to user

110

Untuk meninjau faktor-faktor tersebut perlu diadakan penaksiran terhadap

beberapa faktor, yaitu:

1. Penaksiran modal industri ( Total Capital Investment )

Capital Investment adalah banyaknya pengeluaran – pengeluaran yang

diperlukan untuk fasilitas – fasilitas produktif dan untuk menjalankannya.

Capital Investment meliputi :

Modal Tetap (Fixed Capital Investment)

Modal Kerja (Working Capital)

2. Penentuan biaya produksi total (Total Production Costs), terdiri dari :

a. Biaya pengeluaran (Manufacturing Costs)

b. Biaya pengeluaran umum (General Expense)

3. Total pendapatan penjualan produk benzene dan diphenyl

6.1 Penaksiran Harga Peralatan

Harga peralatan pabrik dapat diperkirakan dengan metode yang

dikonversikan dengan keadaan yang ada sekarang ini. Penentuan harga peralatan

dilakukan dengan menggunakan data indeks harga.

\


commit to user

111

Tabel 6.1 Indeks Harga Alat

Cost Index, Tahun Chemical Engineering Plant Index

1991 361,3

1992 358,2

1993 359,2

1994 368,1

1995 381,1

1996 381,7

1997 386,5

1998 389,5

1999 390,6

2000 394,1

2001 394,3

2002 390,4

(Peters & Timmerhaus, 2003)


commit to user

112

Gambar 6.1 Chemical Engineering Cost Index

Dengan asumsi kenaikan indeks linear, maka dapat diturunkan persamaan least

square sehingga didapatkan persamaan berikut:

Y = 3,6077 X - 6823,2

Dengan : Y = Indeks harga

X = Tahun pembelian

Dari persamaan tersebut diperoleh harga indeks di tahun 2012 adalah 435,52.

Harga alat dan lainnya diperkirakan pada tahun evaluasi (2012) dan dilihat

dari grafik pada referensi. Untuk mengestimasi harga alat tersebut pada masa

sekarang digunakan persamaan :

Ex = Ey. (Aries & Newton, 1955)

Dengan :


commit to user

113

Ex : Harga pembelian pada tahun 2012

Ey : Harga pembelian pada tahun referensi

Nx : Indeks harga pada tahun 2012

Ny : Indeks harga tahun referensi

6.2 Penentuan Total Capital Investment (TCI)

Asumsi-asumsi dan ketentuan yang digunakan dalam perhitungan analisis

ekonomi :

1. Pengoperasian pabrik dimulai tahun 2015.

2. Proses yang dijalankan adalah proses kontinyu.

3. Kapasitas produksi adalah 300.000 ton/tahun.

4. Jumlah hari kerja adalah 330 hari/tahun

5. Shut down pabrik dilaksanakan selama 35 hari dalam satu tahun untuk

perbaikan alat-alat pabrik.

6. Umur alat - alat pabrik diperkirakan 10 tahun.

7. Nilai rongsokan (Salvage Value) adalah nol

8. Situasi pasar, biaya dan lain - lain diperkirakan stabil selama pabrik

beroperasi

9. Upah buruh asing US $ 8,5 per manhour (www.pajak.net)

10. Upah buruh lokal Rp. 10.000,00 per manhour

11. Perbandingan jumlah tenaga asing : Indonesia = 5% : 95%

12. Harga bahan baku Toluene US$ 0,76 / kg

13. Harga bahan baku Hydrogen US$ 0,7960 / kg

14. Harga produk Benzene US$ 1,123 / kg


commit to user

114

15. Harga produk Diphenyl US$ 2,255 / kg

16. Kurs rupiah yang dipakai Rp. 9.060,00 (Kurs pada 28/01/2011,

www.bni.co.id)

6.2.1 Modal Tetap (Fixed Capital Investment)

Tabel 6.2 Modal Tetap

No Keterangan US $ Rp. Total Harga(Rp)

1 Harga pembelian peralatan 13.298.239 - 120.482.045.290

2 Instalasi alat - alat 1.232.043 6.294.800.700 17.457.106.519

3 Pemipaan 4.791.277 7.661.442.189 51.070.414.389

4 Instrumentasi 2.376.082 1.180.276.229 22.707.582.851

5 Isolasi 293.344 1.035.330.026 3.693.022.201

6 Listrik 977.812 1.035.330.026 9.894.303.944

7 Bangunan 2.933.435 - 26.576.921.755

8 Tanah dan perbaikan lahan 1.466.718 29.136.000.000 42.424.460.878

9 Utilitas 867.772 - 7.862.017.679

Physical Plant Cost 28.236.721 46.343.179.169 302.167.875.506

10.Engineering &

Construction5.647.344 9.268.635.834 60.433.575.101

Direct Plant Cost 33.884.066 55.611.815.033 362.601.450.607

11. Contractor’s fee 3.388.407 5.561.181.500 36.260.145.061

12. Contingency 8.471.016 13.902.953.751 90.650.362.652

Fixed Capital Invesment (FCI) 45.743.389 75.075.950.254 489.511.958.319


commit to user

115

6.2.2 Modal Kerja (Working Capital Investment)

Tabel 6.3 Modal Kerja

No. Jenis US $ Rp. Total Rp.

1. Persediaan bahan baku 30.116.339 - 272.854.035.105

2. Persediaan bahan dalam proses 66.959 11.356.329 618.001.164

3. Persediaan Produk 17.677.068 2.998.070.921 163.152.307.186

4. Extended Credit 33.318.224 - 301.863.112.461

5. Available Cash 17.677.068 2.998.070.921 163.152.307.186

Working Capital Investment (WCI) 98.855.658 6.007.498.171 901.639.763.101

Total Capital Investment (TCI)

= FCI + WCI

= Rp 1.391.151.721.420


commit to user

116

6.3 Biaya Produksi Total (Total Production Cost)

6.3.1 Manufacturing Cost

6.3.1.1 Direct Manufacturing Cost (DMC)

Tabel 6.4 Direct Manufacturing Cost


1. Harga Bahan Baku 30.116.339 - 272.854.035.105

2. Gaji Pegawai - 3.636.000.000 3.636.000.000

3. Supervisi - 1.584.000.000 1.584.000.000

4. Maintenance 3.202.044 5.255.316.518 34.265.837.082

5. Plant Supplies 480.307 788.297.478 5.139.875.562

6. Royalty & Patent 19.990.935 - 181.117.867.476

7. Utilitas - 10.590.163.521 10.590.163.521

Direct Manufacturing Cost (DMC) 53.789.625 21.853.777.517 509.187.778.747

6.3.1.2 Indirect Manufacturing Cost (IMC)

Tabel 6.5 Indirect Manufacturing Cost


1. Payroll Overhead - 727.200.000 727.200.000

2. Laboratory - 727.200.000 727.200.000

3. Plant Overhead - 2.908.800.000 2.908.800.000

4. Packaging 151.931.103 - 1.376.495.792.820

Indirect Manufacturing Cost (IMC) 151.931.103 4.363.200.0001.380.858.992.820


commit to user

117

6.3.1.3 Fixed Manufacturing Cost (FMC)

Tabel 6.6 Fixed Manufacturing Cost


1. Depresiasi 4.574.349 7.507.595.025 48.951.195.832

2. Property Tax 914.870 1.501.519.005 9.790.239.166

3. Asuransi 914.870 750.759.503 9.039.479.664

Fixed Manufacturing Cost (FMC) 6.404.088 9.759.873.533 67.780.914.662

Total Manufacturing Cost (TMC)

= DMC + IMC + FMC

=Rp (509.187.778.747+1.380.858.992.820+67.780.914.662)

= Rp 1.957.827.686.230

6.3.2 General Expense (GE)

Tabel 6.7 General Expense


1. Administrasi - 4.981.000.000 4.981.000.000

2. Sales 119.945.608 - 1.086.707.204.858

3. Research 11.194.923 - 101.426.005.787

4. Finance 8.557.762 2.327.461.119 79.860.781.191

General Expense (GE) 139.698.293 7.308.461.119 1.272.974.991.836


commit to user

118

Biaya Produksi Total (TPC) = TMC + GE

= Rp 1.957.827.686.230+ Rp 1.272.974.991.836

= Rp 3.230.802.678.065

6.4 Keuntungan Produksi

Penjualan selama 1 tahun :

Benzene = US $ 340.120.216

Diphenyl = US $ 59.698.476

Total penjualan = US$ 399.818.692

= Rp. 3.622.357.349.528

Biaya produksi total = Rp. 3.230.802.678.065

Keuntungan sebelum pajak = Rp 391.554.671.462

Pajak = 25 % dari keuntungan = Rp 97.888.667.866 (www.pajak.go.id

2010)

Keuntungan setelah pajak = Rp 293.666.003.597

6.5 Analiasa Kelayakan

1. % Profit on Sales (POS)

POS adalah persen keuntungan penjualan produk terhadap harga jual

produk itu sendiri. Besarnya POS pabrik benzene ini adalah :

POS sebelum pajak = 10,81 %

POS setelah pajak = 8,11 %


commit to user

119

2. % Return on Investment (ROI)

ROI adalah tingkat pengembalian modal dari pabrik ini, dimana untuk

pabrik yang tergolong high risk, mempunyai batasan ROI minimum

sebelum pajak sebesar 44 %

ROI sebelum pajak = 79,99 %

ROI setelah pajak = 59,99%

3. Pay Out Time POT

POT adalah jumlah tahun yang diperlukan untuk mengembalikan Fixed

Capital Investment berdasarkan profit yang diperoleh. Besarnya POT

untuk pabrik yang beresiko tinggi sebelum pajak adalah maksimal 2

tahun.

POT sebelum pajak = 1,1 tahun

POT setelah pajak = 1,4 tahun

4. Break Event Point (BEP)

BEP adalah titik impas, suatu keadaan dimana besarnya kapasitas

produksi dapat menutupi biaya keseluruhan.

Besarnya BEP untuk pabrik benzene ini adalah 46,19 %

5. Shut Down Point (SDP)

SDP adalah suatu titik dimana pabrik mengalami kerugian sebesar Fixed

Cost yang menyebabkan pabrik harus ditutup.

Besarnya SDP untuk pabrik benzene ini adalah 46,19 %


commit to user

120

6. Discounted Cash Flow (DCF)

DCF adalah perbandingan besarnya persentase keuntungan yang

diperoleh terhadap capital investment dibandingkan dengan tingkat

bunga yang berlaku di bank. Tingkat bunga simpanan di Bank Mandiri

adalah 6,5 % (www.bankmandiri.co.id, 2011), dari perhitungan nilai

DCF yang diperoleh adalah 29,52 %.

Tabel 6.8 Analisis kelayakan

No. Keterangan Perhitungan Batasan

1.

2.

3.

4.

5.

Return On Investment (% ROI)

ROI sebelum pajak

ROI setelah pajak

Pay Out Time (POT)

POT sebelum pajak

POT setelah pajak

Break Even Point (BEP)

Shut Down Point (SDP)

Discounted Cash Flow (DCF)

79,99 %

59,99 %

1,1 tahun

1,4 tahun

54,08 %

46,19 %

29,52 %

min 44 %

(resiko tinggi)

maks. 2 tahun

(resiko tinggi)

40 – 60 %

min. 6,5 % (Bunga

simpanan di Bank Mandiri)

Dari analisis ekonomi yang telah dilakukan, dapat diambil kesimpulan bahwa

pendirian pabrik Benzene dengan kapasitas 300.000 ton/tahun layak

dipertimbangkan untuk direalisasikan pembangunannya.


commit to user

121

Keterangan gambar :

FC : Fixed manufacturing cost

Va : Variable cost

Ra : Regulated cost

Sa : Sales

SDP : Shut down point

BEP : Break even point

Gambar 6.2 Grafik Analisis Kelayakan


commit to user xiii

DAFTAR PUSTAKA

Air Liquide, 2011, Hydrogen (H2), www.uk.airliquide.com

Aries, R.S., and Newton, R.D., 1955, Chemical Engineering Cost Estimation,

McGraw Hill Book Company, New York

Badan Pusat Statistik, 2010, Statistics Indonesia, www.bps.go.id

Bank BNI, 2011, Info Kurs, www.bni.co.id

Bank Mandiri, 2011, Suku Bunga Deposito Mandiri, www.bankmandiri.co.id

Branan, C.R., 1994, Rules of Thumb for Chemical Engineers, Gulf Publishing

Company, Houston

Brown, G.G, 1978, Unit Operation, 3rd ed., McGraw Hill International Book

Company, Tokyo

Brownell, L.E., and Young, E.H., 1959, Process Equipment Design : Vessel

Design, John Wiley and Sons Inc., New York

Coulson, J.M., and Richadson, J.F., 1983, Chemical Engineering, Pergamon

Press, Oxford

Departemen Keuangan, 2010, Keputusan Dirjen Pajak, www.pajak.net

Dirjen Pajak, 2010, Tarif dan PTKP, www.pajak.go.id

Fessenden, R.J. & Fessenden, J.S., 1986, Kimia Organik, Edisi Ketiga Jilid 1,

Erlangga, Jakarta

Geankoplis, C.J., 1983, Transport Processes and Unit Operations, 2nd ed., Allyn

and Bacon Inc., Boston


commit to user xiv

Kern, D.Q., 1950, Process Heat Transfer, McGraw Hill International Book

Company, Singapore

Kirk, R.E. and Othmer, D.F., 1997, Encyclopedia of Chemical Tecnology, 4th

ed., The Interscience Encyclopedia Inc, New York

Lewin, D.R., 2004, Simulation Laboratory, www.engr.uky.edu

Masud, M., 1989, Manajemen Personalia, Erlangga, Jakarta

Merck, 2010, Biphenyl Untuk Sintesis, www.merck-chemicals.co.id

Mc Ketta, J.J., 1990, Encyclopedia of Chemical Processing and Design, vol 4,

Marcel Dekker Inc., New York

Perry, R.H., and Green, D.W., 1994, Perry’s Chemical Engineers’ Handbook, 6th

ed., McGraw Hill Companies Inc., USA

Perry, R.H., and Green, D.W, 1997, Perry’s Chemical Engineers’ Handbook, 7th

ed., McGraw Hill Companies Inc., USA

Pertamina, 2011, Our Product, www.pertamina.com

Peters, M.S., Timmerhaus, K.D., and West, R.E., 2003, Plant Design and

Economics for Chemical Engineers, 5th ed., Mc-Graw Hill, New York

Powell, S.T., 1954, Water Conditioning for Industry, 1st ed., McGraw-Hill Book

Company, Inc., New York

Smith, J.M. and Van Ness, H.H., 1975, Introduction to Chemical Engineering

Thermodynamics, 3rd ed., McGraw Hill International Book Company,

Tokyo

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

Economics, John Wiley and Sons, New York


commit to user xv

Vilbrandt , F.C. and Dryden, C.E., 1959, Chemical Engineering Plant Design, 4th

ed., McGraw Hill Kogakusha Company Limited, Tokyo

Walas, S.M., 1988, Chemical Process Equipment, 3rd ed., Butterworths Series in

Chemical Engineering, USA

Widjaja, G., dan Yani, A., 2003, Perseroan Terbatas, Raja Grafindo Persada,

Jakarta

Yaws, C.L., 1999, Chemical Properties Handbook, McGraw Hill Companies Inc.,

USA

Zamani, 1998, Manajemen, Badan Penerbit IPWI, Jakarta


commit to user


commit to user

LAMPIRAN A

DATA-DATA SIFAT FISIS

Data – data untuk menghitung sifat – sifat fisis cairan diperoleh dari “Chemical

Engineering Properties”, Yaws, 1999.

1. Critical Properties

Komponen BM (g/mol) Tc (K) Pc (bar)

H2 2 33,19 13,13CH4 16 190,6 45,99C6H6 78 562,2 48,98C7H8 2 591,8 41,06

C12H10 154 789,26 38,47

2. Kapasitas Panas Cairan

Cp = A + BT + CT2 + DT3

Dengan :

Cp : kapasitas panas cairan, J/mol . K

T : suhu, K

A,B,C,D : konstanta

Komponen A B C D

H250,607 -6,1136 3,0930E-01 -4,1480E-07

CH4-0,018 1,1982 -9,8722E-03 3,1670E-05

C6H6-3,662 1,3043 -3,6078E-03 3,8243E-06

C7H883,703 0,5167 -1,4910E-03 1,9725E-06

C12H1027,519 1,5432 -3,1647E-03 2,5801E-06


commit to user

3. Kapasitas Panas Gas

Cp = A + BT + CT2 + DT3 + ET4

Dengan :

Cp : kapasitas panas cairan, J/mol . K

T : suhu, K

A,B,C,D,E: konstanta

Komponen A B C D E

H234,942 -0,03996 1,9184E-04 -1,5303E-07 3,9321E-11

CH4-31,368 0,47460 -3,1137E-04 8,5237E-08 -5,0524E-12

C6H6-24,097 0,52187 -2,9827E-04 6,1220E-08 1,2576E-12

C7H8-29,153 0,76716 -3,4341E-04 -3,7724E-08 4,6179E-11

C12H1025,399 0,02018 -3,8549E-05 3,1880E-08 -8,7585E-12

4. Entalpi Penguapan (Hvap)

Hvap = A ( 1 – (T/Tc))n

Dengan : Hvap : enthalpi penguapan, kJ/mol

Tc : Temperatur kritis, K

T : suhu operasi, K

A,n : konstanta

Komponen A Tc n

H20,659 33,18 0,38

CH410,312 190,58 0,265

C6H649,388 562,16 0,489

C7H850,139 591,79 0,383

C12H1077,536 789,26 0,114


commit to user

nTc

TBA

)1(.

5. Tekanan uap murni (PO)

Log Po = A + B / T + C log (T) + D T + E T2

Dengan : Po : tekanan uap murni, mmHg

T : suhu operasi, K

A,B,C,D,E : konstanta

Komponen A B C D E

H23,4132 -41,318 1,0947 -6,6898E-10 1,4589E-04

CH412,1167 -570,97 -3,3373 2,1999E-09 1,3096E-05

C6H631,7718 -2725,4 -8,4443 -5,3534E-09 2,7187E-06

C7H834,0775 -3037,9 -9,1635 1,0289E-11 2,7035E-06

C12H1052,0479 -5350,9 -14,955 2,1039E-09 2,4345E-06

6. Densitas Cairan

Persamaan Rackett :

Dengan : = densitas cairan, g/ml

T = suhu , K

Tc = temperatur kritis, K

A,B,n = konstanta


commit to user

Komponen A B n Tc

H20,03125 0,3473 0,2756 33,18

CH40,15998 0,2881 0,277 190,6

C6H60,3009 0,2677 0,2818 562,16

C7H80,29999 0,27108 0,29889 591,79

C12H100,30766 0,25375 0,27892 789,26

7. Viskositas Cairan

log = A + B/T + CT + DT2

Dengan : : viskositas cairan, cP

T : suhu, K

A,B,C,D : konstanta

Komponen A B C D

H2-7,0154 4,0791E+01 2,3714E-01 -4,0830E-03

CH4-7,3801 8,1925E+02 4,7934E-02 -1,4120E-04

C6H6-7,4005 1,1815E+03 1,4888E-02 -1,3713E-05

C7H8-5,1649 8,1068E+02 1,0454E-02 -1,0488E-05

C12H10-9,9122 2,0514E+03 1,5545E-02 -9,9043E-06

8. Viskositas Gas

log = A + B/T + CT + DT2

Dengan : : viskositas cairan, cP

T : suhu, K

A,B,C,D : konstanta


commit to user

Komponen A B C

H227,758 0,21200 -3,2800E-05

CH43,844 0,40112 -1,4300E-04

C6H6-0,151 0,25706 -8,9797E-06

C7H81,787 0,23566 -9,3508E-06

C12H1013,498 0,24098 -2,9320E-05

9. Konduktivitas Panas Cairan

72

1)log(

C

TBAK

Dengan:

k : konduktivitas panas cairan, W/m.K

T : suhu,K

A,B,C : konstanta

Komponen A B C

H2-0,1433 2,3627E-02 -5,1480E-04

CH4-1,0976 0,5387 190,58

C6H6-1,685 1,052 562,16

C7H8-1,674 0,977 591,79

C12H10-1,429 0,665 789,26


commit to user

10. Konduktivitas Panas Gas

K = A + BT + CT2

Dengan:

k : konduktivitas panas cairan, W/m.K

T : suhu,K

A,B,C : konstanta

Komponen A B C

H2-0.01060 7.8123E-05 -5.0028E-10

CH4-0.00935 1.4028E-04 3.3180E-08

C6H6-0.00565 3.4493E-05 6.9298E-08

C7H8-0.00776 4.4905E-06 6.4514E-08

C12H10-0.00788 4.2910E-05 3.4569E-08


commit to user

LAMPIRAN B

PERHITUNGAN NERACA MASSA

1. Spesifikasi Bahan Baku

Toluene

komposisi (%berat) : C7H8 = 99,99%

: H2 = 0,01%

Hidrogen

komposisi (%berat) : H2 = 99,99%

: CH4 = 0,01%

3. Spesifikasi Produk

Benzene : min 99,9% berat

Diphenyl : min 98,5% berat

4. Kapasitas Pabrik

Kapasitas pabrik tiap tahun : 300.000 ton/tahun

Kapasitas pabrik tiap jam :

300.000 × × × = 37878.788 kg/jam

5. Berat Molekul

Hidrogen : 2 kg/kgmol

Metana : 16 kg/kgmol

Benzene : 78 kg/kgmol

Toluene : 154 kg/kgmol


commit to user

6. Perhitungan

Neraca Massa Basis

Perhitungan Neraca Massa Reaktor

Basis perhitungan umpan masuk reaktor =

Toluene = 1 kmol/jam

Hidrogen = 5 kmol/jam

Konversi (x1) = 85%

Selektivitas = 93%

Trial : Benzene (C6H6) = 0,05 kmol/jam

Diphenyl (C12H10) = 0.0001097 kmol/jam

Maksimum CH4 di reaktor 5%

Maksimum H2 masuk reaktor 95%

Metana (CH4) = = 5= 0.112474438

Reaksi I C7H8 + H2 → C6H6 + CH4

Mula-mula : a b 0,05 0.112474438

Reaksi : x1.a x1.a x1.a x1.a

Sisa : a-(x1.a) b-(x1.a) 0,05+(x1.a) 0.112474438+(x1.a)

Misal : x1.a = c

0,05+(x1.a) = d

b-(x1.a) = e

x2.d = f


commit to user

Reaksi II 2 C6H6 → C12H10 + H2

Mula-mula : d 0.0001097 e

Reaksi : f ½.f ½. f

Sisa : d-f 0.0001097+½.f e+½.f

Menentukan nilai c

Toluene reaksi 1 = Toluene mula-mula x konversi

= ( 1 x 0,85 ) kmol

= 0,85 kmol

Menentukan nilai f

Selektivitas =

0,93 = .

0,93 = ( , .) ( ( , .))

. 0,93 =

, . , . ..

Dengan nilai x1.a = 0,85 kmol/jam, maka

x2 = 0,12 kmol/jam


commit to user

Neraca Massa Reaktor

input outputKomponen arus (6) arus (7)

kmol/jam kg/jam kmol/jam kg/jamH2 5.000 10.000 4.205 8.410CH4 0.112 1.800 0.962 15.400C6H6 0.050 3.900 0.791 61.659C7H8 1.000 92.000 0.150 13.800C12H10 0.000 0.017 0.055 8.448Jumlah 6.163 107.716 6.163 107.716

Perhitungan Neraca Massa Flash Drum 1

Kondisi operasi flash drum 1 = 15 atm

Untuk distribusi komponen di fase uap dan di fase cair ditentukan dengan

flash

Calculation

Persamaan-persamaan yang digunakan :

xi = ( ) ; yi = ki .Zi1+(ki−1)V

F …………………………(1)

yi = ki.xi ………………………………………………………………….(2)

Σyi – Σxi = 0 …………………………………………………………………………....(3)

Algoritma perhitungan : Fi,Zi,P

Tebak V/F,T

Not ok ki = (T,P)

Σyi – Σxi = 0

Ok


commit to user

Diperoleh hasil sebagai berikut :

V/F = 0,7111

T = 12,787 °C

Komponen Zi Log P Po ki = Po/P xi yiH2 0.6823 17.8727 7.46E+17 6.54E+13 0.0000 0.9595CH4 0.1562 2.9919 981.4530 0.0861 0.4461 0.0384C6H6 0.1283 1.7178 52.2174 0.0046 0.4391 0.0020C7H8 0.0243 1.1624 14.5351 0.0013 0.0840 0.0001C12H10 0.0089 -3.2068 0.0006 0.0000 0.0308 0.0000

1.00 1.00 1.00Σyi - Σxi = 0

Dengan F = 6.162584138 kmol/jam , maka :

V = 0,7111 x 6.162584138 kmol/jam

= 4.38221358 kmol/jam

L = 6.162584138 - 4.38221358

= 1.780370557 kmol/jam

Neraca Massa Flash drum 1

Input outputKomponen arus F (8) arus L (14) arus V (9)

kmol/jam kg/jam kmol/jam kg/jam kmol/jam kg/jamH2 4.205 8.410 0.0000 0.000 4.205 8.409CH4 0.962 15.400 0.7942 12.707 0.168 2.693C6H6 0.791 61.659 0.7817 60.972 0.009 0.687C7H8 0.150 13.800 0.1495 13.757 0.000 0.043C12H10 0.055 8.448 0.0549 8.448 0.000 0.000Jumlah 107.716 95.884 11.833

107.716 107.716

Perhitungan Neraca Massa Flash Drum 2

Kondisi operasi flash drum 2 = 1 atm


commit to user

Untuk distribusi komponen di fase uap dan di fase cair ditentukan dengan

flash Calculation.

Persamaan-persamaan yang digunakan :

xi = ( ) ; yi = ki .Zi1+(ki−1)V

F ……………………(1)

yi = ki.xi ………………………………………………………………….(2)

Σyi – Σxi = 0 ……………………………………………………………………………(3)

Algoritma perhitungan :

Diperoleh hasil sebagai berikut :

V/F = 0.4722

T = 12,55 °C

Komponen Zi Log P Po ki = Po/P xi yiH2 1.46E-14 17.8524 7.11E+17 9.36E+14 3.31E-29 3.10E-14CH4 0.4461 10.7726 5.92E+10 7.79E+07 1.21E-08 0.9446C6H6 0.4391 1.7126 5.15E+01 6.78E-02 0.7843 0.0532C7H8 0.0840 1.1565 1.43E+01 1.88E-02 0.1565 0.0030

C12H10 0.0308 -4.2172 6.06E-05 7.97E-08 0.0584 4.65E-09Jumlah 1.00 1.00 1.00

Σyi - Σxi = 0

Fi,Zi,P

Tebak V/F,T

Not ok ki = (T,P)

Σyi – Σxi = 0

Ok


commit to user

Dengan F = 1.780371 kmol/jam , maka :

V = 0,4722 x 1.780371 kmol/jam

= 0.840739502 kmol/jam

L = 1.780371 - 0.840739502

= 0,93963 kmol/jam

Neraca Massa Flash drum 2

input outputKomponen arus F (14) arus L (17) arus V (15)

kmol/jam kg/jam kmol/jam kg/jam kmol/jam kg/jamH2 0.000 0.000 0.000 0.000 0.000 0.000CH4 0.794 12.707 0.000 0.000 0.794 12.707C6H6 0.782 60.972 0.737 57.480 0.045 3.491C7H8 0.150 13.757 0.147 13.528 0.002 0.228C12H10 0.055 8.448 0.055 8.448 0.000 0.000Jumlah 95.884 79.457 16.427

95.884 95.884

Perhitungan Neraca Massa Menara Destilasi 1

Komponen kmol/jamC6H6 0.7369C7H8 0.1470C12H10 0.0549

Asumsi : 1. LK = C6H6

2. HK = C7H8

3. 99,9 % C6H6 diinginkan sebagai hasil atas

99,9 % C6H6 terikut sebagai hasil atas = 99,9 % x 0,7369 kmol/jam

= 0,7361 kmol/jam


commit to user

C6H6 yang terikut sebagai hasil bawah = C6H6 feed - C6H6 hasil atas

= 0,7369 – 0,7361

= 0,0007 kmol/jam

99,7 % C7H8 terikut sebagai hasil bawah = 99,7 % x 0,1470 kmol/jam

= 0,1466 kmol/jam

C7H8 yang terikut sebagai hasil atas = C7H8 feed - C7H8 hasil bawah

= 0,1470 – 0,1466

= 0,0004 kmol/jam

Komponen input arus (17) output (Distilat) arus (18) output (Bottom) arus (19)kmol/jam kg/jam kmol/jam kg/jam kmol/jam kg/jam

C6H6 0.7369 57.480 0.7362 57.4228 0.0007 0.0575C7H8 0.1470 13.528 0.0004 0.0406 0.1466 13.4879C12H10 0.0549 8.448 0 0 0.0549 8.4484

0.737 57.463 0.202 21.994

Total 0.939 79.457 0.939 79.457

Perhitungan Neraca Massa Menara Destilasi 2

Komponen kmol/jamC6H6 0.0007C7H8 0.1466C12H10 0.0549

Asumsi : 1. LK = C7H8

2. HK = C12H10

3. 99,5 % C7H8 diinginkan sebagai hasil atas


commit to user

99,5 % C7H8 terikut sebagai hasil atas = 99,5 % x 0,1466 kmol/jam

= 0,1459 kmol/jam

C7H8 yang terikut sebagai hasil bawah = C7H8 feed – C7H8 hasil atas

= 0,1466 – 0,1459

= 0,0007 kmol/jam

99,8 % C12H10 terikut sebagai hasil bawah = 99,8 % x 0,0549 kmol/jam

= 0,0548 kmol/jam

C12H10 yang terikut sebagai hasil atas = C12H10 feed - C12H10 hasil bawah

= 0,0549 – 0,0547

= 0,0001 kmol/jam


C6H6 0.0007 0.057 0.0007 0.0575 0.0000 0.0000C7H8 0.1466 13.488 0.1459 13.4204 0.0007 0.0674C12H10 0.0549 8.448 0.0001097 0.0169 0.0547 8.4315

0.147 13.495 0.055 8.499

Total 0.202 21.994 0.202 21.994

Cek Trial Diphenyl

Diphenyl hasil atas dari Menara Destilasi 2 = 0,0001097 kmol/jam

Diphenyl trial = 0.0001097 kmol/jam

Neraca Massa Dengan Kapasitas

Kapastitas pabrik tiap tahun : 300.000 ton/tahun

Kapasitas pabrik tiap jam :

300.000 × × × = 37878.788 kg/jam


commit to user

Benzene murni dalam produk = 99,9 % x 37878.788 kg/jam

= 37852.0348 kg/jam

Dari perhitungan basis didapat :

Umpan : Toluene (C7H8) = 1 kmol/jam

Hidrogen = 5 kmol/jam

Produk : Benzene (C6H6) = 57.4228 kg/jam

Untuk memperoleh produk benzene 37852.0348 kg/jam, maka umpan yang harus

disiapkan :

Umpan Toluene (C7H8) = 1 x .

. = 646 kg/jam

Umpan Toluene : Umpan H2 = 1 : 5

Umpan Hidrogen (H2) = 5 x 646 kg/jam = 3230 kg/jam

Neraca Massa Reaktor

input outputKomponen arus (6) arus (7)

kmol/jam kg/jam kmol/jam kg/jamH2 3230 6460 2702.118 5404.237CH4 72.658 1162.535 621.758 9948.135C6H6 4 312 510.663 39831.714C7H8 646 59432 96.900 8914.800C12H10 0.042 6.547 21.261 3274.196Jumlah 3952.701 67373.083 3952.701 67373.083


commit to user

Neraca Massa Flash Drum 1


kmol/jam kg/jam kmol/jam kg/jam kmol/jam kg/jamH2 2702.119 5404.237 0.0000 0.000 2702.118 5404.237CH4 621.758 9948.136 518.0431 8288.689 103.715 1659.446C6H6 510.663 39831.714 505.6807 39443.096 4.982 388.618C7H8 96.900 8914.800 96.6393 8890.819 0.261 23.981C12H10 21.261 3274.197 21.2610 3274.197 0.000 0.000Jumlah 3952.701 67373.084 1141.935 59896.801 2810.766 7476.283

3952.701 67373.084 3952.701 67373.084

Kondisi : P = 15 atm ; V/F = 0,7111

T = 10,165 °C

Neraca Massa Flash Drum 2


kmol/jam kg/jam kmol/jam kg/jam kmol/jam kg/jamH2 0.000 0.000 0.000 0.000 0.000 0.000CH4 518.043 8288.689 0.000 0.000 518.043 8288.689C6H6 505.681 39443.096 485.845 37895.889 19.836 1547.207C7H8 96.639 8890.819 95.606 8795.780 1.033 95.039C12H10 21.261 3274.197 21.261 3274.196 0.000 0.000Jumlah 1141.624 59896.801 602.682 49965.866 539.253 9930.935

1141.624 59896.801 1141.935 59896.801

Kondisi : P = 1 atm ; V/F = 0,4722

T = 5 °C


commit to user

Neraca Massa Menara Destilasi 1


C6H6 485.845 37895.889 485.359 37857.993 0.486 37.896C7H8 95.606 8795.780 0.287 26.387 95.319 8769.393C12H10 21.261 3274.196 0.000 0.000 21.261 3274.196

485.646 37884.380 117.066 12081.485

Total 602.712 49965.865 602.712 49965.865

Neraca Massa Menara Destilasi 1


C6H6 0.4858 37.896 0.486 37.896 0.000 0.000C7H8 95.3195 8769.393 94.843 8725.546 0.477 43.847C12H10 21.2610 3274.196 0.043 6.548 21.218 3267.649

95.371 8769.989 21.695 3311.496

Total 117.066 12081.485 117.066 12081.485


commit to user

Neraca Massa Total

komponen INPUT (kg/jam) OUTPUT (kg/jam)

arus 1 arus 12 total arus 16 arus 18 arus 20 total

H2 0.000 2739.183 2739.183 1683.420 0.000 0.000 1683.420

CH4 0.000 20.007 20.007 8805.607 0.000 0.000 8805.607

C6H6 6.541 0.000 6.541 1668.262 37857.993 0.000 39526.255

C7H8 50689.943 0.000 50689.943 102.509 26.387 43.847 172.743

C12H10 0.000 0.000 0.000 0.000 0.000 3267.649 3267.649

jumlah 53455.674 53455.674


commit to user

LAMPIRAN C

PERHITUNGAN NERACA PANAS

Satuan : kJoule

T.reff : 25 0C = 298,15 K

Basis : 1 jam operasi

1. Tee 1

Panas masuk

Dari Kondensor MD-02 (CD-03)

T masuk = 80 0C

Komponen kmol ∫ Cp dT Q(kJoule)

C6H6 0,084 147,439 12,364

C7H8 550,978 167,086 92.060,923

Jumlah 551,061 167,084 92.073,287

Q1 = 92.073,287 kJoule

Dari Recycle Vaporizer (VP-01)

T masuk = 110,78 0C

Komponen Kmol ∫ Cp dT Q(kJoule)

C6H6 0,009 153,688 1,378

C7H8 137,742 173,875 23.949,836

Jumlah 137,751 173,873 23.951,213

Q3 = 23.951,213 kJoule

80oC 110,78oC

86,64 oC


commit to user

Q masuk = Q1 + Q3

= 115.983,631 kJoule

Panas Keluar

T keluar = 86,64 0C


C6H6 0,093 148.639 13,796

C7H8 688,719 168.385 115.969,835

Jumlah 688,812 115.983,631

Q keluar = Q2 = 115.983,631 kJoule

2. Tee 2

Panas masuk

Dari Vaporizer (VP-01)

T masuk = 110,78 0C


C6H6 0,084 108,467 9,096

C7H8 550,977 135,739 74.789,360

C12H10 0.000 213,552 0.000

Jumlah 551,061 74.798,456

Q4 = 74.798,456 kJoule

110,78oC 112,07 oC

110,83oC


commit to user

Dari Recycle Menara Distilasi 2 (MD-01)

T masuk = 112,07 0C


C6H6 0,486 108,858 52,888

C7H8 94,843 136,204 12.917,999

C12H10 0,042 214,274 9,110

Jumlah 95,371 12.979,992

Q21 = 12.979,992 kJoule

Q masuk = Q4 + Q21

= 87.778,609 kJoule

Panas Keluar

T keluar = 110,83 0C


C6H6 0,0570 108,525 61,827

C7H8 645,820 135,808 87.707,697

C12H10 0,042 213,659 9,084

Jumlah 646,432 87.778,609


3. Tee 3

189.49 oC 44.4 oC

119.51oC


commit to user

Panas masuk

Dari Kompresor 1 (C-01)

T masuk = 189.490C


C6H6 0,570 128,379 73,137

C7H8 645,820 159,622 103.086,958

C12H10 0,042 250,646 10,657

Jumlah 646,432 103.170,752

Q5 = 103.170,752 kJoule

Dari Tee 4

T masuk = 44,4 0C


H2 3.230,000 28,941 93.479,059

CH4 72,658 36,647 2.662,695

C6H6 3,430 88,558 303,780

C7H8 0,179 112,049 20,109

C12H10 0.000 173,469 0,000

Jumlah 3.306,268 96.141,754

Q13 = 96.141,754 kJoule

Q masuk = Q5 + Q13

= 186.096,502 kJoule


commit to user

Panas Keluar

T keluar = 119,51 0C


H2 3.230,000 29,119 94.055,201

CH4 72,658 40,877 2970,070

C6H6 4,000 110,121 440,483

C7H8 646,000 137,185 88.621,513

C12H10 0,042 217,184 9,234

Jumlah 3.952,701 186.096,502


4. Furnace (F-01)

Panas masuk

Dari Tee3

T masuk = 119,510C


H2 3.230,000 3627,659 11.717.338,999

CH4 72,658 9339,131 678.567,119

C6H6 4,000 11634,774 46.539,096

C7H8 646,000 18331,270 11.842.000,707

C12H10 0,042 2740,280 116,514

Jumlah 3.952,701 24.284.562,435

Q masuk = Q6 = 24.284.562,435 kJoule


commit to user

Panas Keluar

T keluar = 647 0C


H2 3.230,000 32.759,504 105.813.197,905

CH4 72,658 96.627,398 7.020.800,530

C6H6 4,000 118.915,198 475.660,792

C7H8 646,000 185.741,892 119.989.262,429

C12H10 0,042 18.272,134 776,909

Jumlah 3.952,701 233.299.698,565

Q keluar = Q6 = 233.299.698,565 kJoule

Q furnace = Qkeluar – Qmasuk

= 233.299.698,565 kJoule - 24.284.562,435 kJoule

= 209.015.136,129 kJoule

5. Reaktor

Panas Masuk

Menentukan ΔH1

T masuk = 647 oC


H2 3.230,000 32.759,504 105.813.197,905

CH4 72,658 96.627,398 7.020.800,530

C6H6 4,000 118.915,198 475.660,792

C7H8 646,000 185.741,892 119.989.262,429

C12H10 0,042 18.272,134 776,909

Jumlah 3.952,701 233.299.698,565

ΔH1 = Q6 = 233.299.698,565 kJ/jam


commit to user

Menentukan ΔHR0

Reaksi 1 : C6H5CH3 (g) + H2 (g) → C6H6 (g) + CH4 (g)

∆HR1o = ( ∆Hf

o C6H6 + ∆Hfo CH4 ) – (∆Hf

o C6H5CH3 + ∆Hfo H2)

= (82,930 + (-74,520) ) – (50,170 + 0)

= - 41,760 kJ/mol

Reaksi 2 : 2 C6H6 (g) C12H10 (g) + H2 (g)

∆HR2o = ( ∆Hf

o C12H10 + ∆Hfo H2 ) – ( 2. ∆Hfo C6H6 )

= ( 182,090 + 0 ) – ( 2 x 82,930)

= 16,230 kJ/mol

ΔHR0 = (-41,760) + (16,230)

= - 25,53 kJ/mol toluene bereaksi

= - 25,53 x 549.100 mol toluene bereaksi/jam

= - 14.018.523 kJ/jam

Total Panas Masuk = 233.299.698,565 + 14.018.523

= 247.318.221,523 kJoule

Panas Keluar

Menentukan ΔH2

Tkeluar = 638,7 oC


H2 2702,118 32.192,07 86.986.776,636

CH4 621,759 94.958,25 59.041.094,721

C6H6 510,663 11.6857,1 59.674.621,010

C7H8 96,900 18.2560,5 17.690.111,503

C12H10 21,261 18.027,77 383.288,817

Jumlah 3.952,701 223.775.892,687


commit to user

ΔH2 = Q7 = 223.775.892,687 kJ/jam Panas yang diserap pendingin = total panas masuk – Q4

= 247.318.221,523 – 223.775.892,687

= 23.542.328,836 kJoule

6. Flash Drum 1 (FD-01)

Panas masuk:

Arus 8 (dari Reaktor ) :

T masuk = 25 0C

Entalpi fase cair :Komponen kmol ∫ Cp dT Q(kJoule)

H2 2702.118 - 92,862 - 250.923,944

CH4 621.759 - 1,152 - 716,382

C6H6 510.663 - 0,498 - 254,270

C7H8 96.900 - 0,569 - 55,115

C12H10 21.261 - 0,997 - 21,207

Jumlah 3.952,701 - 251.970,918

Q masuk = Q8 = - 251.970,918 kJoule

Panas Keluar

Entalpi penguapan :Komponen kmol λ Q(kJoule)

H2 2.702,118 1.419 3.836.750,799

CH4 103,997 8.520 886.059,696

C6H6 5,021 35.266 177.064,394

C7H8 0,263 39.067 10.272,707

C12H10 0,000 73.703 0,000

Jumlah 2.811,399 4.910.147,759

Qpenguapan = 4.910.147,759 kJoule


commit to user

Arus 9 (hasil atas flash drum)

T keluar = 10,16 0C


H2 2.702,118 - 534,956 - 1.445.515,887

CH4 103,997 - 1.221,587 - 127.041,125

C6H6 5,021 - 1.541,650 - 7.740,432

C7H8 0,263 - 2.436,596 - 640,711

C12H10 0,000 - 426,151 0,000

Jumlah 2.811,399 - 1.580.938,156

Q5 = - 1.580.938,156 kJoule

Arus 14 (hasil bawah flash drum)

T keluar = 10,16 0C


H2 0,000 - 362.139,279 0,000

CH4 517,762 - 4.338,718 -2.246.421,865

C6H6 505,642 - 2.025,823 -1.024.341,522

C7H8 96,637 - 2.319,516 -224.151,175

C12H10 21,261 - 4.057,471 -86.265,960

Jumlah 1.141,302 -3.581.180,522

Q14 = -3.581.180,522 kJoule

Q keluar = Qpenguapan + Q9 + Q14

= - 251.970,918 kJoule


commit to user

7. Flash Drum 2 (FD-01)

Panas masuk:

Arus 14 (dari FD-01 ) :

T masuk = 10,16 0C

Entalpi fase cair :


H2 0,000 -362.138,894 0,000

CH4 517,762 2.090,308 1.082.869,634

C6H6 505,642 -2.025,821 - 1.024.418,573

C7H8 96,637 -2.319,513 - 224.156,226

C12H10 21,261 -4.057,466 - 86.265,864

Jumlah 1.141,302 - 251.971,030

Q14 = - 251.971,030 kJoule

Panas Keluar

Entalpi penguapan :

Komponen kmol λ Q(kJoule)

H2 0,000 1,409 0,000

CH4 518,043 8,392 4.347.228,439

C6H6 19,986 35,584 711.163,821

C7H8 1,042 39,316 40.970,891

C12H10 0,000 73,789 0,000

Jumlah 539,071 5.099.363,202

Qpenguapan = 5.099.363,202 kJoule


commit to user

Arus 15 (hasil atas flash drum)

T keluar = 5 0C


H2 0,000 - 719,388 0,000

CH4 518,043 - 6.892,424 - 3.570.572,377

C6H6 19,986 - 2.059,591 - 41.162,389

C7H8 1,042 - 3.255,894 - 3.392,946

C12H10 0,000 - 574,288 0,000

Jumlah 539,071 - 3.615.127,713

Q15 = - 3.615.127,713 kJoule

Arus 17 (hasil bawah flash drum)

T keluar = 5 0C


H2 0,000 - 479.413,134 0,000

CH4 0,000 - 5.676,909 0,000

C6H6 485,695 - 2.722,041 - 1.322.081,537

C7H8 95,597 - 3.119,597 - 298.224,852

C12H10 21,261 - 5.451,295 - 115.900,079

Jumlah 602,553 - 1.736.206,519

Q17 = - 1.736.206,519 kJoule

Q keluar = Qpenguapan + Q15 + Q17

= - 251.971,030 kJoule


commit to user

8. Menara Distilasi 1 (MD-01)

Panas yang dibawa umpan (hF) (Arus 17)

T umpan = 85,05 oC

Umpan dalam keadaan cair jenuh.


C6H6 485,844 8.567.423 4.162.437,281

C7H8 95,606 9.735.275 930.753,672

C12H10 21,261 17.018.867 361.838,424

Jumlah 602,712 5.455.029,377

Q masuk = 5.455.029,377 kJoule

Panas yang dibawa hasil atas (hD) (Arus 18)

T atas = 80,24 oC

Komponen kmol ∫ Cp dT Q

C6H6 485,359 7.877,331 3.823.332,724

C7H8 0,287 8.953,343 2.567,988

C12H10 0,000 15.655,933 0,000

Jumlah 485,646 3.825.900,712

Panas yang dibawa hasil atas = 3.825.900,712 kJ

Panas yang dibawa hasil bawah (hB) (Arus 19)

T bawah = 117,6 oC


C6H6 0,486 13.528,461 6.572,731C7H8 95,319 15.350,770 1.463.227,507

C12H10 21,261 26.733,080 568.372,464Jumlah

117,066 2.038.172,702

Panas yang dibawa hasil bawah = 2.038.172,702 kJ


commit to user

Panas vapor (HV)

T atas = 107,52 oC

Komponen kmol λ Q

C6H6 1.087,051 30,4264 33.075.058,974

C7H8 0,642 35,3948 22.737,033

C12H10 0,000 72,4613 0,000

Jumlah 1.087,694 30,4264 33.097.796,007

Panas vapor = 33.097.796,007 kJ

Menghitung beban kondensor (QC)

Vi.Hv - Qc = D.hD + Lo.hD

Vi.Hv - Qc = Vi.hD

Qc = Vi (Hv-hD)

Qc = 24.528.980,000 kJ

Menghitung beban reboiler (QR)

F . hF – QC + QR = D . hD + B . hB

QR = D . hD + B . hB - F . hF + QC

= 24.938.024,037 kJ

9. Menara Distilasi II (MD-02)

Panas yang dibawa umpan (hF) (Arus 19)

T umpan = 117,6 oC

Umpan dalam keadaan cair jenuh.


commit to user


C6H6 0,486 13.512,6566 6.565,053

C7H8 95,319 15.332,8981 1.461.523,969

C12H10 21,261 26.702,4213 567.720,635

Jumlah 117,066 13.512,6566 2.035.809,658

Q masuk = 2.035.809,658 kJoule

Panas yang dibawa hasil atas (hD) (Arus 21)

T atas = 112,07 oC


C6H6 0,486 8.411,736 4.086,798

C7H8 94,843 10.597,284 1.005.077,000

C12H10 0,042 16.699,185 710,012

Jumlah 95,371 1.009.873,810

Panas yang dibawa hasil atas = 1.009.873,810 kJ

Panas yang dibawa hasil atas (hO) (Arus 21)

T atas = 112,07 oC


C6H6 0,008 12.672,9725 96,365

C7H8 3,470 14.383,1766 49.911,780

C12H10 0,156 25.070,5168 3.920,842

Jumlah 3,635 53.928,987

Panas yang dibawa hasil atas = 53.928,987 kJ


commit to user

Panas yang dibawa hasil bawah (hB) (Arus 11)

T bawah = 245,07 oC

Komponenkmol ∫ Cp dT Q

C6H6 0,000 36.103,088 0,000

C7H8 0,477 40.505,345 19.304,743

C12H10 21,218 67.253,353 1.427.015,214

Jumlah 21,695 1.446.319,957

Panas yang dibawa hasil bawah = 1.446.319,957 kJ

Panas vapor (HV)

T atas = 116.60 oC

Komponen kmol ∫ Cp dT λ Q

C6H6 0,504 13.373,306 27,709 20.720,196

C7H8 98,458 15.175,309 33,221 4.765.017,646

C12H10 0,044 26.432,003 71,745 4.333,394

Jumlah 99,006 4.790.071,236

Panas vapor = 4.790.071,236 kJ

Menghitung beban kondensor (QC)

Vi.Hv - Qc = D.hD + Lo.hO

Qc = Vi.Hv – D.hD – Lo.HO

Qc = 3.726.268,439 kJoule

Menghitung beban reboiler (QR)

F . hF – QC + QR = D . hD + B . hB

QR = D . hD + B . hB - F . hF + QC

= 4.146.652,548 kJoule


commit to user

LAMPIRAN D

PERANCANGAN REAKTOR

Fungsi :Tempat berlangsungnya reaksi antara gas H2 dengan uap toluene

membentuk benzene dan diphenyl

Jenis : Reaktor Alir Pipa (RAP) Multitube

Fase :Gas

Kondisi operasi : T = 920 K

P = 25 atm

non isothermal dan non adiabatic

Tujuan :

1. menentukan jenis reaktor

2. menentukan media pendingin

3. menentukan persamaan kecepatan reaksi

4. menyusun neraca massa dan neraca panas pada elemen tube

5. menentukan UD

6. menentukan jenis, ukuran dan susunan tube

7. menentukan dimensi shell

8. menghitung tebal dan panjang head

9. menghitung pressure drop sisi tube dan shell

10. menentukan waktu tinggal

11. menghitung panjang dan volume reaktor

12. menghitung diameter pipa pemasukan dan pengeluaran reaktor

1. Menentukan Jenis Reaktor

Tipe reaktor yang digunakan adalah Reaktor Alir Pipa (RAP) multitube non

isothermal non adiabatic. Tipe ini dipilih karena baik untuk reaksi yang

berjalan cepat dan eksotermis. Multitube dipilih karena baik untuk transfer

panas, karena reaksi termasuk highly exothermic.


commit to user

2. Menentukan Jenis Pendingin

Pendingin yang digunakan adalah Molten Salt jenis Hi Tech karena

mempunyai range suhu mendinginkan dari 300-1000oF.

3. Menentukan Persamaan Kecepatan Reaksi

Data kinetika reaksi Hidrodealkilasi Toluene.

Reaksi 1 : C7H8 + H2 → C6H6 + CH4

Reaksi 2 and 3 : 2 C6H6 C12H10 + H2

Hidrogen dan toluene bereaksi membentuk benzene dan metana pada reaksi 1,

dan diphenyl terbentuk pada reaksi kedua. Reaksi kedua merupakan reaksi

reversible, sehingga reaksi yang membentuk diphenyl disebut reaksi 2 dan

reaksi kebalikannya disebut reaksi 3.

Persamaan kecepatan reaksi dikalkulasi dan didapatkan nilai sebagai berikut:

r = 3.6858. 10 . exp −2.5616. 10T PP .

r = 0.62717. exp −1.5362. 10T Pr = 0.08124. exp −1.2237. 10T PPDimana r1. r2 dan r3 dalam lbmol/(min.ft3), T dalam K, dan Pj dalam psia

(www.engr.uky.edu)

4. Menyusun Neraca Massa Dan Neraca Panas Pada Elemen Volume

Reaksi yang terjadi :

C7H8 + H2 → C6H6 + CH4

2 C6H6 ↔ C12H10 + H2

Misal :

A = C7H8

B = H2

C = C6H6

D = CH4

E = C12H10


commit to user

Ditinjau suatu elemen volume dalam reaktor:

A. Neraca Massa Toluen Pada Elemen Volume Pada Keadaan Steady

Untuk sebuah tube:

Rate of input – Rate of output – Rate of reaction = Rate of accumulation

FA |z – FA |z+Z – A . z . (-r1) = 0

FA |z+Z – FA |z = – A . z . (-r1)

lim z 0

= – A . (-r1)

Karena FA = FA0 ( 1 – x1)

( .( )) = – A . (-r1)

− F = – A . (-r1)

dxdz = A . (−r )FUntuk Nt buah tube:

dxdz = A . (−r )F . Nt

B. Neraca Massa Benzene Pada Elemen Volume Pada Keadaan Steady

Untuk sebuah tube:

Rate of input – Rate of output – Rate of reaction = Rate of accumulation

FC |z – FC |z+Z – A . z . {(-r2) – (r3)} = 0

FC |z+Z – FC |z = – A . z . {(-r2) – (r3)}

lim z 0

= – A . {(-r2) – (r3)}

Karena FC = FC1 ( 1 – x2)

Z

FA |z FA |z+Z

Z Z


commit to user

( .( )) = – A . {(-r2) – (r3)}

− F = – A . {(-r2) – (r3)}

= .{( ) – ( )} Untuk Nt buah tube:

dxdz = A . {(−r2) – (r3)}F . NtC. Neraca Panas Pada Elemen Volume

Input – output + panas reaksi – panas yang diserap pendingin = akumulasi

∑Fi. Cpi (T − Tref)| − ∑Fi. Cpi (T − Tref)| ∆ + [F (dx (−∆Hr ) +F (dx (−∆Hr )] – Ud..ODt.z.(T-Tp).Nt = 0

lim∆ → ∑ . ( )| ∆ ∑ . ( )|∆ =

[F ( (−∆Hr ) + F ( (−∆Hr )]

– Ud. ..ODt.(T-Tp).Nt

(∑ Fi. Cpi + F . ∑ ∆Cp . x) = F ( (−∆Hr ) + F ( (−∆Hr )]

– Ud. ..ODt.(T-Tp).Nt

Dimana:

dxdz = A . (−r )F . Ntdxdz = A . {(−r2) – (r3)}F . Nt

Z

T |z

FA |z

T|z+Z

FA |z+Z

Z Z

Tp |z

Fp |z

Tp|z+Z

Fp |z+Z


commit to user

(∑ Fi. Cpi + F . ∑ ∆Cp . x) =[A. (−r ). (−∆Hr ) + A. {(−r ) − (r )}. (−∆Hr ) −Ud..ODt.(T-Tp)].Nt

dTdz = [A. (−r ). (−∆Hr ) + A. {(−r ) − (r )}. (−∆Hr ) − Ud. π. ODt. (T − Tp)]. Nt(∑ Fi. Cpi + F . ∑ ∆Cp . x)

D. Neraca Panas Pendingin Pada Elemen Volume

Input – output + panas yang diserap pendingin = akumulasi

F . Cp T − Tref | − F . Cp T − Tref | ∆ + Ud..ODt.z.(T-Tp).Nt =

0

lim∆ → . . |∆ . . |∆ = Ud..ODt.(T-Tp).Nt

F . Cp . = Ud..ODt.(T-Tp).Nt

= .π. .( )..

Dimana:

Fp = Laju alir pendingin, mol/menit

Cpp = Kapasitas panas pendingin, J/mol.K

5. Perhitungan UD

Karena digunakan multitube plug flow reactor maka perhitungan perpindahan

panas didekati dengan shell and tube heat exchanger.

Nilai UD dicari dengan cara berikut:

- Sisi tube

o Luas penampang total

a = Nt. a′t144. no Flow rate

G = Wa


commit to user

o Koefisien transfer panas pada lapisan film di dalam tube

h = 0,33. ID . Gμ

, cp . μk

, kIDo Koefisien film dalam tube yang disetarakan dengan luar tube

h = h IDODDimana:

a’t = luas area per tube, in2

n = jumlah pass

Wt = laju alir reaktan, lb/hr

IDt = diameter dalam tube, ft

t = viskositas fluida dalam tube, lb/ft.hr

cpt = kapasitas panas fluida dalam tube, Btu/lb.oF

kt = konduktivitas panas fluida dalam tube, Btu/(hr.ft2.(oF.ft))

- Sisi shell

o Clearence

C’ = PT - ODt

o Luas penampang aliran dalam shell

As = .’..

o Flow rate per luas area

G = Wao Diameter ekuivalen

de = 4(P . 0,5. (0,86 − 1).3,14. ODt4 )0,5.3,14. ODt

De = de12o Koefisien transfer panas pada lapisan film di luar tube

h = 0,36. ID . Gμ

, cp . μk

, kID


commit to user

o Koefisien transfer panas bersih (Btu/(hr.ft2.oF)

U = hio. ho(hio + ho)o Koefisien transfer panas kotor (Btu/(hr.ft2.oF)

U = Uc(1 + Rd. Uc)Dimana:

PT = jarak antar pusat tube (pitch), in

IDs= diameter dalam shell, in

B = jarak antar baffle, in

Wp= laju alir pendingin

S = viskositas fluida dalam shell, lb/(hr.ft)

cpS = kapasitas panas fluida dalam shell, Btu/lboF

kS = konduktivitas panas fluida dalam shell, Btu/(hr.ft2.(oF/ft))

Rd = dirt factor, hr.ft2.oF/Btu

Dari Tabel 10.10 Ludwig diperoleh nilai Rd untuk molten salt adalah

0.0005 hr.ft2.oF/Btu. Dalam perancangan digunakan Rd=0.0005

hr.ft2.oF/Btu.

6. Persamaan Data-Data Sifat Fisis Yang Digunakan

a. Kapasitas panas gas

cpi = Ai + Bi.T + Ci.T2 + Di.T

3 + Ei.T4

cpavg = (xi.cpi)

dimana :

xi = fraksi mol komponen i

T = suhu, K

cp = kapasitas panas gas, J/mol.K

Untuk mengubah satuan cp ke dalam Btu/lboF dibagi dengan 4.1868 . BM


commit to user

b. Viskositas gas

�i = (Ai + Bi.T + Ci.T2) x 10-4

= 1∑

Dimana :

wi = fraksi massa komponen i

T = suhu, K

viskositas, centipoises

Untuk mengubah satuan ke dalam lb/hr.ft dikali dengan 2,4191.

c. Konduktivitas panas gas

k = Ai + Bi.T + Ci.T2

kcamp = (ki.wi)

dimana:

wi = fraksi massa komponen i

T = suhu, K

k = konduktivitas panas, W/(m.K)

Untuk mengubah satuan k ke dalam Btu/(hr.ft.oF) dibagi dengan 1,73073

7. Menentukan Jenis, Ukuran Dan Susunan Tube

Spesifikasi tube (Tabel 10 Kern):

- Diameter luar tube (ODt) = 1,5 in

- No. BWG = 10

- Diameter dalam tube (IDt) = 1,25 in

- Flow area per tube (a_t) = 1,19 in2

- Tebal tube = 0,25

- Pitch (Pt) = 15/8

- Susunan tube = triangular


commit to user

Susunan tube yang dipilih adalah triangular pitch , dengan alasan:

a. Turbulensi yang terjadi pada susunan tube segitiga sama sisi lebih

besar dibandingkan dengan susunan bujur sangkar, karena fluida

yang mengalir di antara pipa yang letaknya berdekatan akan

langsung menumbuk pipa yang terletak pada deretan berikutnya.

b. Koefisien perpindahan panas konveksi (h) pada susunan segitiga

25% lebih tinggi dibandingkan dengan fluida yang mengalir dalam

shell pada susunan tube segi empat.

c. Jumlah tube yang dapat ditempatkan di dalam ukuran shell yang

sama dengan susunan bujur sangkar dapat lebih banyak.

- Jumlah tube (Nt) = 307

- Panjang tube (z) = 6 m (dari program matlab)

- UD = 31.196 Btu/(hr.ft2.oF)

8. Menentukan Dimensi Shell

- Diameter dalam shell (IDs) = 39 in (Tabel 9 Kern)

- Menghitung tebal minimum shell

Bahan yang digunakan shell terbuat dari Sarbon Steel SA 213 TP-304 (18

Crom - 8 Nickel) dengan spesifikasi:

f= 4500 psi

E= 0.85 %

Tebal shell dihitung dengan persamaan :

= .. − 0,6. +(persamaan 13.1 Brownell)

C Pt


commit to user

Di mana:

ts = tebal shell minimum yang diperlukan, in

P = design pressure, lb/in2

R = jari-jari dalam shell (0.5 IDs)

F = max allowable stress, psi

E = efisiensi pengelasan

C = corossion allowable, in

Faktor keamanan 20 %

P = 367,5 psi x 1,2

= 441 psi

r = 0.5.IDs

= 19.5 in

Tebal shell minimum yang diperlukan adalah :

= 441 . 19,54500.0.85 − 0,6 . 441 + 0,125 = 2,5403 in

Tebal shell (ts) = 2,625 in

Diameter luar shell (ODs) = 44,25 in

9. Data-data

Data umpan reaktor :

- Suhu umpan masuk (Tin) = 920 K

- Tekanan = 25 atm

- Laju alir umpan = 67.373,0839 kg/jam

Data Operasional :

- Diameter luar tube (ODt) = 1,5 in

- Diameter dalam tube (IDt) = 1,25 in

- Flow area per tube (a't) = 1,19 in2

- Suhu referensi (Tref) = 25 oC

- Jumlah tube = 307


commit to user

- Jumlah tube pass = 1

- Jumlah shell pass = 1

- Pitch (Pt) = 15/8

- Diameter shell (IDs) = 39 in

- Baffle spacing (B) = 10 in

- Panjang reaktor (m) = 6 m

Data pendingin:

- Suhu masuk pendingin = 421 K

- Tekanan = 1 atm

- Laju alir pendingin = 31.746,0317 kg/jam

10. Menghitung Pangjang dan Tebal Head

Bahan yang digunakan untuk head sama dengan shell dari Carbon Steel SA

213 TP-304 (18 Crom - 8 Nickel) dengan elliptical dished head.

Berdasarkan tabel 5.11 Brownell, didapatkan:

dish = IDs / 4 = 9,75 in

sf = 3 in

a = IDs / 2 = 19,5 in

b = sf + dish = 12,75 in

ke = a / b = 1,529

karena ke ≠ 2 maka tebal head dihitung dengan persamaan :

v = 16 (2 + ke )th = P . d . v2. f. E − 0,2. P + C

(persamaan 7.56 dan 7.57 ,

Brownell)

Dimana : th = tebal shell minimum yang diperlukan, in

d = diameter dalam spherical, in

v = 16 (2 + 1,529 ) = 0,723


commit to user

th = 441 . 39 . 0,7232. 4500 .0,85 − 0,2 .441 + 0,125 th = 1,7699 in diambil tebal 1,875 in

Panjang head dihitung dengan cara berikut :

OA (panjang head) = th + b

= 14,625 in

11. Menghitung Panjang Reaktor dan Volume Reaktor

- Panjang reaktor = 6 m (dari program matlab)

- Volume reaktor diperoleh dari volume shell ditambah 2 kali volume head.

Volume head = 0,000076.IDs3 (persamaan 5.14 Brownell)

= 0,000076. 393

= 4,508 ft3

Volume shell = /4.IDs2.z

= 3,14/4.(39/12)2.19,685

= 163,219 ft3

Volume reaktor = 2.volume head + volume shell

= 172,235 ft3

= 4,874 m3

dish = ID/4

t

sf

ID


commit to user


commit to user

PROGRAM MENGHITUNG PANJANG REAKTOR

%sub routine

function dydz=RAPpar(z,y)

global P Wo wm ODt IDt IDs a_t Nt n PT Rd Tref R Ud dhr Ud_hit BM BMm

BMm_avg To wo De Gs vismt xms Vt

%x1=y(1); %conversion first reaction

%x2=y(2); %conversion second reaction

%T=y(3); %reactant's temperature

%Tm=y(4); %molten salt's temperature

%REACTAN SIDE

%[H2 CH4 C6H6 C7H8 C12H10]

%molar flowrate

Fo=(wo.*1000/60)./6;%mol/min

%ractant's mol fraction

F(1)=(Fo(1)-Fo(4)*y(1))+(0.5*y(2)*(Fo(3)+Fo(4)*y(1)));

F(2)=Fo(2)+Fo(4)*y(1);

F(3)=(Fo(3)+Fo(4)*y(1))*(1-y(2));

F(4)=Fo(4)-Fo(4)*y(1);

F(5)=Fo(5)+(0.5*y(2)*(Fo(3)+Fo(4)*y(1)));

F=[F(1) F(2) F(3) F(4) F(5)];


commit to user

FT=sum(F);

xi=F./FT;

%reactan's mass fraction

W=F.*BM; %gram/min

Wt=sum(W);

Wi=W./Wt;

%physical properties of reaction side

%Heat capacity(yaws)

CpA=[25.399 34.942 -31.368 -24.097 -29.153];

CpB=[2.0178E-02 -3.9957E-02 4.7460E-01 5.2187E-01 7.6716E-01];

CpC=[-3.8549E-05 1.9184E-04 -3.1137E-04 -2.9827E-04 -3.4341E-04];

CpD=[3.1880E-08 -1.5303E-07 8.5237E-08 6.1220E-08 -3.7724E-08];

CpE=[-8.7585E-12 3.9321E-11 -5.0524E-12 1.2576E-12 4.6179E-11];

Cpmol=CpA+CpB.*y(3)+CpC.*y(3)^2+CpD.*y(3)^3+CpE.*y(3)^4; %J/molK

Cpmol_avg=sum(xi.*Cpmol); %J/mol.K

BM_avg=sum(BM.*xi); %g/mol

Cpgram_avg=Cpmol_avg/BM_avg;%J/g.K

Cpt=Cpgram_avg*453.5924*274/(1054.4*33.8);%Btu/lb.F


commit to user

%viscosity

visA=[27.758 3.844 -0.151 1.787 13.498];

visB=[2.1200E-01 4.0112E-01 2.5706E-01 2.3566E-01 2.4098E-01];

visC=[-3.2800E-05 -1.4303E-04 -8.9797E-06 -9.3508E-06 -2.9320E-05];

Vis=(visA+visB.*y(3)+visC.*y(3)^2)*10^-4; %cP

vis=Vis.*2.4191; %lb/ft.hr

vis_t=1/sum(Wi./vis);

%Thermal Conductivity

kA=[-0.01060 -0.00935 -0.00565 -0.00776 -0.00788];

kB=[7.8123E-05 1.4028E-04 3.4493E-05 4.4905E-05 4.2910E-05];

kC=[-5.0028E-10 3.3180E-08 6.9298E-08 6.4514E-08 3.4569E-08];

ko=kA+kB.*y(3)+kC.*y(3)^2; %W/m.K

k=ko.*(3600*0.3048*274/(1054.4*33.8)); %Btu/hr.ft.F

kt=sum(k.*Wi);

%Density

rho=P.*BM./(R*y(3));

rho_camp=1/sum(Wi./rho); %gram/cm3

%Volume rate of reactant

Vt=Wt/rho_camp; %cm3/min

%reactan concentration

C=F./Vt;%mol/cm3


commit to user

Ckonv=C./(453.59*28316.85); %lbmol/ft^3

%Reactant pressure

wtot=sum(wo);

ya=wo./wtot;

Pa=ya.*P;%atm

Pat=Pa./14.7;%psia

%MOLTENSALT SIDE

%we use moltensalt as reactor's cooler

%moltensalt=[NaNO2 NaNO3 KNO3]

Fmi=wm.*1000/60; %mol/min

Fm=sum(Fmi);

%PHYSICAL PROPERTIES OF MOLTENSALT SIDE

%Heat Capacity

Cpmt=0.373; %Btu/lb.F

cpmt=Cpmt*4184*BMm_avg*274/(33.8*1000) %J/mol.K

%Viscosity

Vismt=-0.00000000000110577*y(4)^5+0.00000000404735*y(4)^4-

0.00000584054*y(4)^3+0.004167102*y(4)^2-1.48199155*y(4)+215.1416667;

%cP

vismt=Vismt*2.4191; %lb/ft.hr


commit to user

%thermal conductivity

kmt=0.000000000547541*y(4)^3-

0.00000112012*y(4)^2+0.000553551*y(4)+0.174569041; %Btu/hr.ft.F

%density

rhomt=(-0.025*y(4))+130.5; %lb/ft^3

%Ud

Wtube=Wt*60/453.59; %lb/hr

IDtube=IDt/12;%ft

Wshell=Fm*BMm_avg*60/453.59;%lb/hr

%tube side

at=Nt*a_t/(144*n);%ft2

Gt=Wtube/at;%lb/hr.ft2

hi=0.027*((IDtube*Gt/vis_t)^0.8)*((Cpt*vis_t/kt)^(1/3))*(kt/IDtube);%Btu/hr.ft2

.F

hio=hi*IDt/ODt;%Btu/hr.ft2.F

%shell side

Clearance=PT-ODt;%in

B=IDs;%in

as=IDs*Clearance*B/(144*PT);%ft2

Gs=Wshell/as;%lb/hr.ft2

de=(4*((0.5*(PT^2)*0.86)-((0.5*3.14*(ODt^2))/4)))/(0.5*3.14*ODt);%in

De=de/12;%ft


commit to user

vis_s=vismt;%lb/ft.hr

Cps=Cpmt;%Btu/lb.F

ks=kmt;%Btu/hr.ft.F

ho=0.36*((De*Gs/vis_s)^0.55)*((Cps*vis_s/ks)^(1/3))*(ks/De);%Btu/hr.ft2.F

Uc=hio*ho/(hio+ho);%Btu/hr.ft2.F

Ud_hit=Uc/(1+Rd*Uc);%Btu/hr.ft2.F

Ud=Ud_hit*1054.4*33.8/(60*929.0304*274);%J/min.cm2.K

%Heat of reaction

dhf298=[0 -74520 82930 50170 182090];%J/mol

dhr298(1)=dhf298(3)+dhf298(2)-dhf298(1)-dhf298(4);

dhr298(2)=dhf298(5)+dhf298(1)-2*dhf298(3);

dcpa(1)=CpA(3)+CpA(2)-CpA(1)-CpA(4);

dcpa(2)=CpA(5)+CpA(1)-2.*CpA(3);

dcpb(1)=CpB(3)+CpB(2)-CpB(1)-CpB(4);

dcpb(2)=CpB(5)+CpB(1)-2.*CpB(3);

dcpc(1)=CpC(3)+CpC(2)-CpC(1)-CpC(4);

dcpc(2)=CpC(5)+CpC(1)-2.*CpC(3);

dcpd(1)=CpD(3)+CpD(2)-CpD(1)-CpD(4);

dcpd(2)=CpD(5)+CpD(1)-2.*CpD(3);

dcpe(1)=CpE(3)+CpE(2)-CpE(1)-CpE(4);

dcpe(2)=CpE(5)+CpE(1)-2.*CpE(3);


commit to user

dcp=dcpa+dcpb.*y(3)+(dcpc.*(y(3)^2))+(dcpd.*(y(3)^3))+(dcpe.*(y(3)^4));%J/m

ol.K

int_cp=(dcpa.*(y(3)-Tref))+(dcpb./2*((y(3)^2)-Tref^2))+(dcpc./3*((y(3)^3)-

Tref^3))+(dcpd./4*((y(3)^4)-Tref^4))+(dcpe./5*((y(3)^5)-Tref^5));

dhr=dhr298+int_cp;%J/mol

%reaction kinetics

ra(1)=3.6858E06*exp(-

2.5616E04/y(3))*Ckonv(4)*(Ckonv(1)^0.5)*(3.57458*y(3))^(3/2);%lbmol/min.ft

3 dengan ketetapan R=3.57458btu/lbmol.K

ra(2)=0.62717*exp(-

1.5362E04/y(3))*(Ckonv(3)^2)*((3.57458*y(3))^2);%lbmol/min.ft3

ra(3)=-0.08124*exp(-

1.2237E04/y(3))*Ckonv(5)*Ckonv(1)*((3.57458*y(3))^2);%lbmol/min.ft3

r=ra.*1.601846E-02;%mol/min.cm3

%Partial differential Equation

A=3.14/4*(IDt*2.54)^2;%cm2

Ar=A.*r;

Fc1=Fo(3)+(Fo(4)*y(1));

dx1dz=(Ar(1)*Nt/Fo(4));

dx2dz=((Ar(2)-Ar(3))*Nt/Fc1)*10^11;

dTdz=((Fo(4)*(dx1dz)*(-dhr(1)))+(Fc1*(dx2dz)*(-dhr(2)))-

(Ud*3.14*(ODt*2.54)*(y(3)-

y(4)))*Nt)/((sum(F.*Cpmol))+(Fo(4)*(sum(dcp.*y(1)))));

dTmdz=((Ud*3.14*(ODt*2.54)*(y(3)-y(4))*Nt)/(Fm.*cpmt));


commit to user

dydz=[dx1dz; dx2dz; dTdz; dTmdz];

%Program Utama

clear all, clc, close all

global P Wo wm ODt IDt IDs a_t Nt n PT Rd Tref R Ud dhr Ud_hit BM BMm

BMm_avg To wo De Gs vismt xms Vt

%x1=y(1); %conversion first reaction

%x2=y(2); %conversion second reaction

%T=y(3); %reactant's temperature

%Tm=y(4); %molten salt's temperature

%REACTAN SIDE

%[H2 CH4 C6H6 C7H8 C12H10]

To=920 %K

P=25 %atm

Pm=1 %atm

wo=[3230 72.6584867 4 646 0.04251995];%kmol/jam

BM=[2 16 78 92 154];

Wo=wo.*BM;%kg/jam

G=sum(Wo)


commit to user

%Molten Salt

%[NaNO2 NaNO3 KNO3]

wm=(14.4).*[4.995004995 0.874125874 6.618381618];%kmol/jam

BMm=[62 78 94];

Wm=wm.*BMm;%kg/jam

sum(Wm);

Tmo=421%K

xms=wm./sum(wm);

BMm_avg=sum(BMm.*xms);

disp 'tube dimension'

%SA 213 18 Cr - 8 Ni

ODt=1.5%tube outside diameter, in

IDt=1.23%tube inside diameter, in

IDs=39%shell inside diameter, in

a_t=1.19%flow area per tube, in2

PT=15/8%pitch

Nt=307%number of tube

n=1%number of passes

Tref=298;%reference temperature

R=82.0;%cm3.atm/mol.K

Rd=0.0005%dirt factor hr.ft2.F/Btu


commit to user

BWG=10

disp 'shell dimension'

%SA 213 18 Cr - 8 Ni

%max operation 1200F

%IDs=39 inch

f=4500;%psi (tensile strength)

E=0.85%welding efficiency

Pd=1.2*P*14.7%psi design pressure

Rs=0.5*IDs%jari2, in

c=1/8;

ts_min=(Pd*Rs/(f*E-0.6*Pd))+c%tebal shell min, in

ts=21/8%in

ODs=IDs+2*ts%outer diameter of shell, in

disp 'head dimension'

disp 'elliptical head'

disp 'from table 5.11 Brownell'

dish=IDs/4%in

sf=3%in

a=IDs/2%jari2 head, in

b=sf+dish%tinggi head, in

ke=a/b%knuckle radius


commit to user

disp 'because ke =/= 2 so'

ve=1/6*(2+ke^2)

th_min=(Pd*IDs*ve/(2*E*f-0.2*Pd))+c%head thickness, in

th=15/8%in

vh=0.000076*(IDs^3)%volume head, ft3

disp 'head length'

disp 'from table 5.11 Brownell for th=0.625 in'

head_length=b+th%in

%Solve the differential eqution

yo=[0 0 To Tmo];%initial condition

zs=linspace(0,600,50);%reactor length,cm

[z,y]=ode45(@RAPpar,zs,yo);

%show the result as table

disp ' z x1 x2 T Tm'

disp '----------------------------------------------------------------------'

disp([z,y]);

x1=y(end,1)

x2=y(end,2)

zR=z(end)

t=((zR*(a_t*2.54^2)*Nt)/Vt)*60


commit to user

%Show the result as graphic

figure(1)

plot(z,y(:,1),'r',z,y(:,2),'b')

legend('x1','x2')

figure(2)

plot(z,y(:,3),z,y(:,4))

legend('reaction temperature','molten salt temperature')

RUN PROGRAM REAKTOR

To = 920

P = 25

Pm = 1

G = 6.7373e+004

Tmo = 421

tube dimension

ODt = 1.5000

IDt = 1.2300

IDs = 39

a_t = 1.1900

PT = 1.8750

Nt = 307

n = 1


commit to user

Rd = 5.0000e-004

BWG = 10

shell dimension

E = 0.8500

Pd = 441

Rs = 19.5000

ts_min = 2.5403

ts = 2.6250

ODs = 44.2500

head dimension

elliptical head

from table 5.11 Brownell

dish = 9.7500

sf = 3

a = 19.5000

b = 12.7500

ke = 1.5294

because ke =/= 2 so

ve = 0.7232

th_min = 1.7699

th = 1.8750


commit to user

vh = 4.5082

head length

from table 5.11 Brownell for th=0.625 in

head_length = 14.6250

z x1 x2 T Tm

--------------------------------------------------------------------------------------------------

0 0 0 920.0000 421.0000

12.2449 0.0280 0.0003 921.2137 421.5252

24.4898 0.0561 0.0004 922.4406 422.0516

36.7347 0.0844 0.0006 923.6782 422.5790

48.9796 0.1127 0.0008 924.9232 423.1076

61.2245 0.1412 0.0010 926.1718 423.6372

73.4694 0.1696 0.0013 927.4197 424.1680

85.7143 0.1981 0.0016 928.6621 424.6998

97.9592 0.2265 0.0020 929.8934 425.2328

110.2041 0.2548 0.0024 931.1075 425.7668

122.4490 0.2830 0.0029 932.2978 426.3019

134.6939 0.3109 0.0035 933.4568 426.8381

146.9388 0.3386 0.0041 934.5768 427.3752

159.1837 0.3659 0.0048 935.6495 427.9132


commit to user

171.4286 0.3929 0.0056 936.6663 428.4522

183.6735 0.4193 0.0064 937.6184 428.9919

195.9184 0.4452 0.0073 938.4970 429.5324

208.1633 0.4705 0.0084 939.2933 430.0735

220.4082 0.4950 0.0095 939.9990 430.6152

232.6531 0.5188 0.0107 940.6065 431.1573

244.8980 0.5418 0.0119 941.1085 431.6997

257.1429 0.5639 0.0133 941.4988 432.2424

269.3878 0.5851 0.0148 941.7725 432.7851

281.6327 0.6054 0.0163 941.9256 433.3278

293.8776 0.6246 0.0180 941.9555 433.8703

306.1224 0.6429 0.0197 941.8608 434.4125

318.3673 0.6602 0.0215 941.6414 434.9542

330.6122 0.6765 0.0234 941.2984 435.4953

342.8571 0.6917 0.0254 940.8339 436.0357

355.1020 0.7061 0.0274 940.2512 436.5752

367.3469 0.7195 0.0295 939.5542 437.1137

379.5918 0.7320 0.0316 938.7477 437.6510

391.8367 0.7436 0.0339 937.8370 438.1871

404.0816 0.7545 0.0361 936.8276 438.7218

416.3265 0.7645 0.0384 935.7254 439.2551


commit to user

428.5714 0.7738 0.0408 934.5364 439.7867

440.8163 0.7825 0.0432 933.2666 440.3167

453.0612 0.7904 0.0456 931.9221 440.8450

465.3061 0.7978 0.0481 930.5085 441.3714

477.5510 0.8047 0.0506 929.0316 441.8958

489.7959 0.8110 0.0531 927.4966 442.4183

502.0408 0.8168 0.0556 925.9088 442.9388

514.2857 0.8222 0.0581 924.2730 443.4571

526.5306 0.8272 0.0607 922.5937 443.9732

538.7755 0.8318 0.0632 920.8752 444.4872

551.0204 0.8360 0.0657 919.1214 444.9989

563.2653 0.8399 0.0683 917.3361 445.5083

575.5102 0.8436 0.0708 915.5226 446.0154

587.7551 0.8469 0.0733 913.6842 446.5201

600.0000 0.8500 0.0758 911.8237 447.0225

x1 = 0.8500

x2 = 0.0758

zR = 600

t = 2.5839


commit to user

Gambar Konversi vs Panjang Reaktor


commit to user

Gambar Temperatur vs Panjang Reaktor

Documents

JURUSAN TEKNIK KIMIA FAKULTAS TEKNIK ... - core.ac.uk · JURUSAN TEKNIK KIMIA FAKULTAS TEKNIK ... 2.2.2 Kondisi Operasi ... Tabel 3.9 Spesifikasi Heat Exchanger