Tugas Akhir Prarancangan Pabrik Bioavtur Dari Crude Palm Oil Dengan Proses Universal Oil Product...

129
i HALAMAN JUDUL TUGAS AKHIR PRARANCANGAN PABRIK BIOAVTUR DARI CRUDE PALM OIL DENGAN PROSES UNIVERSAL OIL PRODUCT (UOP) KAPASITAS 87.000 TON/TAHUN Oleh: Dwi Hantoko I0509013 Muflih Arisa Adnan I0509029 JURUSAN TEKNIK KIMIA FAKULTAS TEKNIK UNIVERSITAS SEBELAS MARET SURAKARTA 2013

description

perancangan pabrik bioavtur dari crude palm oil kapasitas 87000 ton/tahun

Transcript of Tugas Akhir Prarancangan Pabrik Bioavtur Dari Crude Palm Oil Dengan Proses Universal Oil Product...

i

HALAMAN JUDUL

TUGAS AKHIR

PRARANCANGAN PABRIK BIOAVTUR DARI CRUDE PALM OIL

DENGAN PROSES UNIVERSAL OIL PRODUCT (UOP)

KAPASITAS 87.000 TON/TAHUN

Oleh:

Dwi Hantoko I0509013

Muflih Arisa Adnan I0509029

JURUSAN TEKNIK KIMIA FAKULTAS TEKNIK

UNIVERSITAS SEBELAS MARET

SURAKARTA

2013

ii

LEMBAR PENGESAHAN

iii

KATA PENGANTAR

Alhamdulillah puji syukur kepada Allah SWT karena rahmat dan hidayah-

Nya, laporan tugas akhir dengan judul β€œPrarancangan pabrik bioavtur dari crude

palm oil dengan proses Universal Oil Product (UOP) kapasitas 87.000 ton/tahun”

selesai. Dalam penyusunan tugas akhir ini, bantuan baik berupa dukungan moral

maupun material dari berbagai pihak turut mendukung penyelesaiannya. Karena

itu, Ucapan terima kasih ditujukan kepada kedua orang tua yang telah

memberikan kami banyak dukungan baik moral dan material, Dr. Margono

sebagai dosen pembimbing I dan Dr. Sunu Herwi Pranolo selaku dosen

pembimbing II, Alumni Jurusan Teknik Kimia UNS Joko Waluyo, S.T., M.T.,

Aryo Wahyu Wicaksono, S.T, dan Eko Nugroho Budi Santosa, S.ST., telah

bersedia berbagi ilmu, informasi, dan pengalaman. Teman-teman mahasiswa

khususnya Abdul Kadir, Agnes, Wawan, Yanuar, Barkah, Wulan, Grata, dan

Ikbal telah memberikan banyak bantuan penyusunan tugas akhir ini.

Laporan tugas akhir ini masih jauh dari sempurna, jadi saran dan kritik

membangun sangat diharapkan. Semoga laporan tugas akhir ini dapat bermanfaat.

Surakarta, April 2013

Penulis

iv

DAFTAR ISI

HALAMAN JUDUL ................................................................................................ i

LEMBAR PENGESAHAN .................................................................................... ii

KATA PENGANTAR ........................................................................................... iii

DAFTAR ISI .......................................................................................................... iv

DAFTAR TABEL .................................................................................................. vi

DAFTAR GAMBAR ............................................................................................. ix

INTISARI ................................................................................................................ x

BAB I PENDAHULUAN ....................................................................................... 1

I.1 Latar Belakang Pendirian Pabrik .............................................................. 1

I.2 Kapasitas Perancangan.............................................................................. 3

I.3 Penentuan Lokasi Pabrik........................................................................... 5

I.4 Tinjauan Pustaka ....................................................................................... 7

I.5 Kegunaan Produk ...................................................................................... 9

I.6 Sifat Fisika dan Kimia Bahan Baku dan Produk .................................... 10

BAB II DESKRIPSI PROSES .............................................................................. 13

II.1 Spesifikasi Bahan Baku dan Produk ....................................................... 13

II.2 Konsep Reaksi ........................................................................................ 15

II.3 Diagram Alir Proses dan Tahapan Proses ............................................... 18

II.4 Lay Out Pabrik dan Peralatan ................................................................. 26

BAB III SPESIFIKASI PERALATAN PROSES ................................................. 29

BAB IV UNIT PENDUKUNG PROSES DAN LABORATORIUM .................. 37

IV.1 Unit Pengadaan Air ................................................................................. 38

IV.2 Unit Pengadaan Steam dan Bahan bakar ................................................ 39

IV.3 Unit Pengadaan Udara Tekan ................................................................. 40

IV.4 Unit Pengadaan Listrik ........................................................................... 40

IV.5 Unit Pengolahan limbah .......................................................................... 42

IV.6 Unit Laboratorium .................................................................................. 43

BAB V MANAJEMEN PERUSAHAAN ............................................................. 45

V.1 Bentuk Perusahaan .................................................................................. 45

V.2 Struktur Organisasi ................................................................................. 46

v

V.3 Tugas dan Wewenang ............................................................................. 48

V.4 Pembagian Jam Kerja Karyawan dan Gaji karyawan ............................. 48

BAB VI ANALISA EKONOMI ........................................................................... 52

DAFTAR PUSTAKA ........................................................................................... 55

LAMPIRAN A SIFAT FISIS BAHAN ................................................................ 59

LAMPIRAN B NERACA MASSA ...................................................................... 62

LAMPIRAN C NERACA PANAS ....................................................................... 77

LAMPIRAN D PERANCANGAN REAKTOR ................................................... 83

LAMPIRAN E ANALISIS EKONOMI ............................................................. 105

vi

DAFTAR TABEL

Tabel I.1 Lahan perkebunan kelapa sawit dan produksi CPO di Indonesia............ 5

Tabel I.2 Faktor pemilihan lokasi pabrik ................................................................ 5

Tabel II.1 Spesifikasi bahan bakar avtur dan bioavtur .......................................... 14

Tabel II.2 Spesifikasi biodiesel dan AGO............................................................. 14

Tabel II.3 Spesifikasi nafta ................................................................................... 15

Tabel II.4 Persentase berat hasil proses hydrockracking ...................................... 17

Tabel II.5 Kondisi perancangan operasi reaktor ................................................... 17

Tabel II.6 Neraca massa total ................................................................................ 21

Tabel II.7 Neraca panas total dari A01-M01 sampai A03-LSV01 ....................... 22

Tabel II.8 Neraca panas total dari A03-LSV01 sampai cooler produk................. 22

Tabel III.1 Spesifikasi tangki ................................................................................ 30

Tabel III.2 Spesifikasi heat exchanger.................................................................. 31

Tabel III.3 Spesifikasi menara fraksinasi .............................................................. 33

Tabel III.4 Spesifikasi fired heater (furnace) ....................................................... 34

Tabel III.5 Spesifikasi liquid gas separator .......................................................... 34

Tabel III.6 Spesifikasi reaktor ............................................................................... 35

Tabel III.7 Spesifikasi mixer ................................................................................. 35

Tabel III.8 Spesifikasi pompa ............................................................................... 36

Tabel IV.1Spesifikasi boiler.................................................................................. 39

Tabel IV.2 Kebutuhan daya listrik proses dan utilitas .......................................... 41

Tabel IV.3 Total kebutuhan daya listrik pabrik .................................................... 42

Tabel V.1 Perincian kualifikasi, jumlah, dan gaji karyawan non shift ................. 49

Tabel V.2 Perincian kualifikasi, jumlah, dan gaji karyawan shift ........................ 50

Tabel V.3 Jadwal regu shift ................................................................................... 51

Tabel A.1 Critical Properties ............................................................................... 59

Tabel A.2 Kapasitas panas cairan ......................................................................... 59

Tabel A.3 Kapasitas panas gas .............................................................................. 60

Tabel A.4 Panas penguapan .................................................................................. 60

Tabel A.5 Densitas ................................................................................................ 61

Tabel A.6 Viskositas ............................................................................................. 61

vii

Tabel B.1 Persentase berat produk reaktor..............................................................62

Tabel B.2 Neraca massa di A01-M01 ................................................................... 64

Tabel B.3 Neraca massa di A01-M02 ................................................................... 64

Tabel B.4 Neraca massa di sekitar A01-F01 ......................................................... 66

Tabel B.5 Neraca massa di sekitar A02-R01 ........................................................ 68

Tabel B.6 Neraca massa di sekitar A02-R02 ........................................................ 69

Tabel B.7 Umpan masuk A03-LSV01 .................................................................. 70

Tabel B.8 Perhitungan neraca massa di sekitar A03-LSV01 ................................ 71

Tabel B.9 Neraca massa di sekitar A03-LSV01 ................................................... 71

Tabel B.10 Data light ends .................................................................................... 72

Tabel B.11 Data distilasi TBP (Total boiling point) ............................................. 73

Tabel B.12 Kondisi operasi furnace A03-FR01 .................................................... 73

Tabel B.13 Kebutuhan tray pada menara fraksinasi atmosferis ........................... 74

Tabel B.14 Susunan tray ....................................................................................... 75

Tabel B.15 Neraca massa di sekitar A03-ADU01 ................................................ 76

Tabel C.1 Perhitungan neraca panas arus 2 .......................................................... 77

Tabel C.2 Neraca panas di sekitar A01-M01 ........................................................ 77

Tabel C.3 Neraca panas di sekitar A01-M02 ........................................................ 78

Tabel C.4 Neraca panas di sekitar A01-F01 ......................................................... 78

Tabel C.5 Neraca panas di sekitar A01-FC01 ....................................................... 78

Tabel C.6 Neraca panas di sekitar A02-R01 ......................................................... 79

Tabel C.7 Neraca panas di sekitar A02-R02 ......................................................... 79

Tabel C.8 Neraca panas di sekitar A03-HE01 ...................................................... 80

Tabel C.9 Neraca panas di sekitar A03-LSV01 .................................................... 80

Tabel C.10 Neraca panas di sekitar A03-FR01 ..................................................... 81

Tabel C.11 Neraca panas di sekitar A03-ADU01 ................................................. 81

Tabel C.12 Neraca panas di sekitar A03-HE03 .................................................... 81

Tabel C.13 Neraca panas di sekitar A03-HE04 .................................................... 82

Tabel C.14 Neraca panas di sekitar A03-HE05 .................................................... 82

Tabel C.15 Neraca panas di sekitar A03-HE06 .................................................... 82

Tabel C.16 Neraca panas di sekitar A03-HE07 .................................................... 82

viii

Tabel D.1 Tinggi menara fraksinasi ...................................................................... 99

Tabel D.2 Ringkasan dimensi menara fraksinasi A03-ADU01 ............................ 99

Tabel D.3 Berat menara fraksinasi ...................................................................... 104

Tabel E.1 Indeks harga alat tahun 2002-2014 ..................................................... 105

Tabel E.2 Daftar harga alat pada area 1 dan 2 .................................................... 106

Tabel E.3 Daftar harga alat pada area 3 dan 4 .................................................... 107

Tabel E.4 Daftar harga alat pada utilitas dan pembangkit listrik ........................ 108

Tabel E.5 Komponen Physical Plant Cost (PPC) ............................................... 108

Tabel E.6 Komponen direct plant cost (DPC) .................................................... 109

Tabel E.7 Komponen fix capital investment (FCI) ............................................. 109

Tabel E.8 Komponen working capital ................................................................ 110

Tabel E.9 Komponen fix capital investment (FCI) ............................................. 110

Tabel E.10 Komponen direct manufacturing cost .............................................. 110

Tabel E.11 Biaya bahan baku untuk 1 tahun produksi (330 hari) ....................... 111

Tabel E.12 Gaji karyawan berdasarkan jabatan .................................................. 111

Tabel E.13 Gaji karyawan berdasarkan jabatan (lanjutan) ................................. 112

Tabel E.14 Biaya utilitas selama 1 tahun ............................................................ 113

Tabel E.15 Indirect manufacturing cost ............................................................. 113

Tabel E.16 Fixed manufacturing cost ................................................................. 113

Tabel E.17 Total manufacturing cost .................................................................. 113

Tabel E.18 General expense ............................................................................... 114

Tabel E.19 Total production cost ........................................................................ 114

Tabel E.20 Kesimpulan analisa kelayakan ekonomi........................................... 119

ix

DAFTAR GAMBAR

Gambar I.1 Kecenderungan produksi, konsumsi, dan impor avtur di Indonesia .... 3

Gambar I.2 Peta lokasi pabrik ................................................................................ 6

Gambar II.1 (a) Reaksi hydrotreating, (b)Reaksi hydrocracking ......................... 16

Gambar II.2 Diagram alir kualitatif ...................................................................... 23

Gambar II.3 Diagram alir kuantitaif...................................................................... 24

Gambar II.4 Diagram alir proses ........................................................................... 25

Gambar II.5 Tata letak pabrik ............................................................................... 27

Gambar II.6 Tata letak alat pabrik ........................................................................ 28

Gambar IV.1 Skema pengolahan air ..................................................................... 39

Gambar IV.2 Grafik analisa kelayakan ................................................................. 54

Gambar V.1 Struktur organisasi ............................................................................ 47

Gambar B.1 Blok diagram tangki A01-M01......................................................... 63

Gambar B.2 Blok diagram tangki A01-M02......................................................... 64

Gambar B.3 Blok diagram A01-F01 ..................................................................... 65

Gambar B.4 Blok diagram A02-R01 .................................................................... 67

Gambar B.5 Blok diagram A02-R02 .................................................................... 69

Gambar B.6 Blok diagram A03-LSV01................................................................ 70

Gambar B.7 Blok diagram A03-ADU01 .............................................................. 72

Gambar D.1 Algoritma perhitungan dimensi reaktor ........................................... 93

Gambar D.2 Sketsa reaktor A02-R01 tampak samping ........................................ 94

Gambar D.3 Sketsa reaktor A02-R02 tampak samping ........................................ 95

Gambar E.1Grafik analisa kelayakan .................................................................. 119

x

INTISARI

Dwi Hantoko, Muflih Arisa Adnan, 2013, Prarancangan Pabrik Bioavtur

dari Crude Palm Oil dengan Proses Universal Oil Product (UOP) Kapasitas

87.000 ton/tahun. Program Studi S1 Reguler, Jurusan Teknik Kimia,

Fakultas Teknik, Universitas Sebelas Maret, Surakarta.

Luas perkebunan kelapa sawit di Indonesia adalah 7,8 juta ha dan 28%

perkebunan berada di Provinsi Riau. Hal ini membuat Indonesia menjadi

produsen crude palm oil (CPO) utama di dunia dengan total produksi rata-rata

sebesar 22,5 juta ton/tahun pada tahun 2010. Pemerintah Indonesia mendukung

nilai tambah bahan baku terutama CPO berdasarkan PP No. 33 tahun 2011 terkait

dengan implementasi teknologi pengolahan CPO. Crude palm oil dapat diolah

menjadi komoditas yang mempunyai nilai tinggi seperti produk makanan, fine

chemicals, maupun biofuel seperti bioavtur sebagai bahan bakar pesawat terbang.

Secara tipikal CPO terdiri dari trigliserida dan FFA. Dengan menggunakan

proses UOP, CPO direaksikan dengan H2 membentuk alkana rantai panjang

melalui reaksi hydrotreating dan akan dilanjutkan reaksi hydrocracking yang akan

menghasilkan produk sesuai jumlah rantai karbon masing-masing. Umpan sebesar

2,76 ton CPO dapat menghasilkan 1 ton bioavtur. Selain itu membutuhkan 0,31

ton hidrogen/ton produk (kemurnian 97%), asam fosfat 85% (H3PO4) 0,002

ton/ton produk, bleaching earth 0,033 ton/ton produk. Reaksi berlangsung dengan

bantuan katalis UOP pada suhu 332 – 398

oC dan tekanan 5.171 kPa di dalam

reaktor single bed multitube. Kebutuhan utilitas meliputi steam sebanyak 1,53

ton/ton produk, air pendingin 109,6 m3/ton produk, listrik 45,47 kWh/ton produk,

udara tekan 4,62 Nm3/ton produk, dan bahan bakar tail gas 0,12 ton/ton produk.

Lokasi pabrik direncanakan di Dumai Riau dan dibangun di atas tanah seluas

39.400 m2, pabrik beroperasi selama 24 jam per hari dan 330 hari per tahun

dengan kebutuhan tenaga kerja 6,03 manhour/ton produk. Selain menghasilkan

bioavtur, proses ini juga menghasilkan nafta 47.700 ton/tahun, atmospheric gas

oil (AGO) 2.900 ton/tahun, biodiesel 31.700 ton/tahun, dan listrik 62.000

MWh/tahun.

Bentuk perusahaan adalah Perseroan Terbatas (PT) dengan struktur

organisasi line and staff. Sistem kerja karyawan berdasarkan pembagian jam kerja

yang terdiri dari karyawan shift dan non shift. Pabrik direncanakan mulai

konstruksi di awal 2014 dan bisa beroperasi pada awal tahun 2016 dengan umur

pabrik 10 tahun. Dengan harga jual produk Rp29.200,-/liter, harga beli CPO

Rp7.857.000,-/ton, biaya produksi Rp138.000,-/galon, dan modal tetap pabrik

sebesar Rp. 442.490.000.000,- maka analisa kelayakan menunjukkan bahwa ROI

sebelum pajak 40,18% dan setelah pajak 30,13%. POT sebelum pajak tahun

sebesar 1,99 tahun dan setelah pajak 2,49 tahun, BEP 59,99%, SDP 46,05% dan

DCF sebesar 15,84%. Berdasarkan nilai parameter-parameter tersebut maka

pabrik ini layak dipertimbangkan untuk realisasi pembangunannya.

1

BAB I PENDAHULUAN

BAB I

PENDAHULUAN

I.1 Latar Belakang Pendirian Pabrik

Perkembangan ilmu pengetahuan dan teknologi disertai dengan kemajuan

sektor industri menuntut semua negara mengembangkan sektor industrialisasi.

Penggunaan biofuel sebagai bahan bakar penerbangan (bioavtur) masa depan

berpotensi memiliki keberlanjutan yang baik (sustainable). Keberlanjutan

produksi biofuel akan berakibat pada keberlanjutan usaha reduksi emisi CO2

sepanjang siklusnya (carbon neutral cycle). Biofuel diharapkan memberikan

pengurangan dan antisipasi siklus emisi CO2 hingga 80% jika dibandingkan

dengan bahan bakar fosil (IATA, 2011).

Pertimbangan utama produksi biofuel khususnya biavtur adalah

ketersediaan bahan baku, biaya, dan keberlangsungannya (sustainablility). Total

produksi CPO Indonesia pada tahun 2012 mencapai sekitar 22,5 juta ton per tahun

dan akan terus bertambah seiring dengan perluasan lahan, pengembangan metode

penanaman, dan kemajuan aplikasi teknologi pupuk. Kandungan Free Fatty Acid

(FFA) dan triglyceride dalam CPO sangat cocok diolah menjadi bioavtur sehingga

Indonesia berpotensi memproduksi bioavtur sendiri dari bahan baku produk

pertanian khas Indonesia yaitu CPO.

Pemerintah Indonesia menyadari potensi industri CPO sebagaimana terlihat

di dalam dokumen Masterplan Percepatan dan Perluasan Pembangunan Ekonomi

Indonesia (MP3EI) 2011-2025 yang dikeluarkan berdasarkan Peraturan Presiden

No. 32 tahun 2011. Dokumen MP3EI menegaskan bahwa kelapa sawit merupakan

2

produk yang akan dikembangkan pada Koridor Sumatera. Pemerintah membagi 4

bidang kegiatan kelapa sawit yaitu perkebunan, penggilingan, penyulingan dan

industri hilir. Pabrik bioavtur ini adalah industri hilir dari industri kelapa sawit.

Dari aspek pertimbangan pasar, bioavtur termasuk dalam komoditas baru

dengan kompetisi pasar yang relatif masih sedikit. Sebagai target proyeksi

pemasaran, pasar bioavtur di Indonesia sangat terbuka lebar dikarenakan belum

didirikannya pabrik bioavtur. Selain itu, bioavtur merupakan gagasan pemerintah

dan masyarakat internasional terkait dengan penggunaan renewable energy.

Perlindungan dan kebijakan pemerintah akan memberikan kontribusi penting

dalam pengendalian pasar. The International Air Transport Association (IATA),

suatu organisasi yang mewakili 230 maskapai terbaik di dunia menyatakan bahwa

pada tahun 2017 ditargetkan 10% (200 juta barel per tahun) persediaan avtur

berasal dari sumber daya terbarukan (www.jatenergy.com).

Beberapa maskapai ternama telah bekerja sama untuk pencapaian tujuan

tersebut. Sebagai contoh, British Airways, SAS, Gulf Air, Cathay Pacific, Air

New Zealand, Virgin Atlantic dan beberapa maskapai lain telah berkerja sama

dalam satu grup bernama Sustainable Airline Fuel Users Group untuk peninjauan

peluang bioavtur (www.safug.org).

Pabrik ini direncanakan didirikan di Indonesia dengan tujuan membantu

pemerintah memenuhi rencana pengurangan emisi gas rumah kaca melalui

bioavtur. Pemerintah akan mendorong Pertamina sebagai perusahaan minyak

nasional agar mengimplementasikan gagasan tersebut dengan mencampur

bioavtur dari pabrik ini dengan avtur konvensional dari Pertamina. Produk

3

bioavtur akan dijual kepada pasar lokal di Indonesia, untuk 125 maskapai yang

bahan bakarnya disuplai oleh Pertamina.

I.2 Kapasitas Perancangan

Pertimbangan utama dalam penentuan kapasitas pabrik adalah pertimbangan

permintaan produk saat ini. Pertimbangan berikutnya adalah ketersediaan bahan

baku dan bahan pendukung. Konsumsi avtur meningkat seiring pesatnya

perkembangan industri penerbangan di Indonsia. Gambar I.1 menunjukkan

perbandingan peningkatan jumlah konsumsi avtur di Indonesia dengan jumlah

produksi dan kebutuhan impor (Ditjen Migas, 2012). Meski pada tahun 2011

terjadi penurunan konsumsi, kecenderungan jumlah permintaan avtur akan terus

naik bahkan kenaikan permintaan akan lebih besar daripada sebelumnya.

Gambar I.1 Kecenderungan produksi, konsumsi, dan impor avtur di Indonesia

Gambar I.1 menunjukkan bahwa rata-rata produksi avtur di Indonesia dari

tahun 2005-2011 adalah 14,3 juta barel/tahun sedangkan konsumsi avtur lebih

10,69 10,658,19

11,23

16,67

24,75

18,22

4,115,01

7,40

4,84

1,08

3,64

5,13

13,68

14,3014,85 15,53

16,26

22,18

20,95

0

5

10

15

20

25

30

2004 2005 2006 2007 2008 2009 2010 2011 2012

Bio

av

tur

(MM

Bb

l)

Produksi Impor Konsumsi

4

besar 20% dari produksi yaitu 16,8 juta barrel/tahun. Kekurangan kebutuhan ini

dipenuhi oleh impor 4,5 juta barel/tahun. Terdapat kecenderungan kenaikan

konsumsi avtur sebanyak 8% dan kenaikan impor sebanyak 39%. Tujuan utama

pabrik bioavtur ini bukanlah menutup kekurangan pasokan avtur namun sebagai

substitusi avtur konvensional terkait dengan perlindungan lingkungan. Pemerintah

Indonesia mengeluarkan Peraturan Presiden No.5 tahun 2006 (energy mix),

bahwa penggunaan energi terbarukan diharapkan mampu mencapai 5%, termasuk

sektor transportasi dan dalam hal ini industri penerbangan. Langkah

merealisasikan peraturan ini adalah industri penerbangan harus mulai

menggunakan avtur dengan campuran bioavtur. Bioavtur dapat digunakan sebagai

campuran hingga perbandingan 50:50.

Jika Indonesia merencanakan penggantian 5% avtur dengan bioavtur, maka

kebutuhan minimal bioavtur adalah 1,1 juta barrel/tahun. Pabrik ini direncanakan

dibangun dengan kapasitas 87.000 ton/tahun (666.000 barrel/tahun, 61% dari

kebutuhan total) untuk pemenuhan kebutuhan lokal sebagaimana yang telah diatur

oleh pemerintah dan untuk pesawat internasional yang mengisi bahan bakar di

Indonesia karena maskapai internasional juga peduli dengan gerakan penerbangan

ramah lingkungan (green aviation project).

Faktor lain dalam penentuan kapasitas pabrik adalah ketersediaan pasokan

bahan baku utama CPO. Produksi CPO di Riau mencapai 5 juta ton per tahun

(Data Statistik Perkebunan Indonesia, 2010). Kebutuhan CPO pabrik ini untuk

produksi bioavtur sesuai kapasitas adalah 240.000 ton/tahun atau 5% dari total

produksi CPO di Riau yang disuplai dari PT. Asian Agri kapasitas 1.000.000

5

ton/tahun. Kebutuhan CPO dalam jumlah ini sangat layak karena pada saat ini

hanya 5% produksi CPO yang diproses menjadi bahan jadi dan sisanya 95%

diimpor mentah. Kebutuhan hidrogen pabrik ini disuplai dari Pertamina RU II

Dumai sebesar 687.750.000 Nm3/tahun. Pendirian pabrik ini juga berkontribusi

dalam peningkatan industri hilir kelapa sawit.

I.3 Penentuan Lokasi Pabrik

Riau adalah penyumbang terbesar produksi CPO di Indonesia sebagaimana

pada Tabel I.1 (Data Statistik Perkebunan, 2010). Lokasi pabrik berada di

Kawasan Industri Dumai. Kawasan Industri Dumai merupakan kawasan industri

terbesar dan terpesat perkembangannya di Indonesia. Pertimbangan pemilihan

lokasi dipaparkan pada Tabel I.2 (www.dumaikota.go.id) dan peta lokasi dapat

dilihat pada Gambar I.2.

Tabel I.1 Lahan perkebunan kelapa sawit dan produksi CPO di Indonesia

Provinsi Area (Ha) Produksi (ton)

Sumatra Barat 305.971 839.640

Sumatra Utara 1.026.644 3.200.673

Kalimantan Barat 476.891 1.140.639

Riau 1.623.458 5.072.834

Sumatra Selatan 718.068 1.829.609

Kalimantan Tengah 708.206 1.352.934

Tabel I.2 Faktor pemilihan lokasi pabrik

Kriteria Deskripsi

Persediaan dan

akses bahan baku

Total produksi CPO di Riau mencapai 5 juta ton per

tahun. Saat ini hanya 5% CPO yang diolah sedangkan

95% diekspor mentah. Total produksi H2 Pertamina RU

II dumai 687 juta Nm3/tahun

Persediaan dan

akses utilitas Kawasan Industri Dumai terletak dekat laut sehingga

persediaan air untuk utilitas cukup melimpah

Kebutuhan listrik pabrik dapat dipasok oleh pabrik ini

sendiri (self sufficient electricity)

Kebutuhan hidrogen dapat disuplai oleh PT

Pertamina RU II Dumai.

6

Tabel I.2 Faktor pemilihan lokasi pabrik (lanjutan)

Kriteria Deskripsi

Rencana pemasaran

produk Kota dumai memiliki dermaga untuk distribusi

produk secara lokal atau bahkan internasional seperti

ke Singapura dan Malaysia

Lokasi sekitar selat Malaka terkenal sebagai wilayah

perdagangan di Asia Tenggara dan Oceania

Pemerintah daerah Dumai telah memiliki izin untuk

mengimplementasikan wilayah perdagangan bebas

(Free Trade Zone)

Fasilitas pendukung Infrastruktur seperti akses telekomunikasi, kesehatan,

fasiltias sanitasi, jalan, dermaga, listrik, air, dan

pendidikan sudah tersedia dengan baik, mapan, dan siap

mendukung aktivitas produksi.

Lain-lain Kondisi politik dan sosial di Dumai cukup stabil dan

sistem birokrasi mendukung proses industri.

Berdasar data dari Badan Pusat Statistik (BPS) 2010,

penduduk Dumai berjumlah 253,803 orang, hal ini

berpotensi mendukung sumber daya manusia bagi

pabrik.

Gambar I.2 Peta lokasi pabrik (Google map, 2012)

7

I.4 Tinjauan Pustaka

I.4.1 Macam-Macam Proses Pembuatan Bioavtur

1. Hydroprocessed Esters and Fatty Acids (HEFA)

Pada proses HEFA, bahan baku biomassa seperti alga, jatropha, atau

carmelina diekstrak kandungan minyak didalamnya. Minyak hasil

ekstraksi tersebut mengalami proses degumming dan bleaching sebagai

tahap penyiapan bahan baku. Proses HEFA (Proses UOP) terdiri dari dua

tahap reaksi yaitu reaksi hydrotreating dan isomerization / selective

hydrocracking yang sering disebut sebagai proses hydroprossesing.

Trigliserida dan gas hidrogen direaksikan pada tekanan 1.379 – 13.790

kPa temperatur 150 – 454 oC menggunakan katalis NiMo/Al2O3 (McCall,

2011).

Produk reaktor pertama merupakan rantai alkana panjang (n-parafin)

berfase gas yang kemudian mengalami pemutusan rantai di reaktor kedua

menghasilkan light gases naptha, jet range paraffins, dan diesel dan

dialirkan ke unit pemisahan.

2. Biomass to Liquid (BTL)

Biomassa dikonversi menjadi gas CO, CO2, CH4, H2 melalui proses

gasifikasi pada suhu 900 oC - 1200

oC pada tekanan atmosfer (Higman,

2008).

β€’ Reaksi pembakaran

C + Β½ O2 CO -111 MJ/kmol (I.1)

CO + Β½ O2 CO2 -283 MJ/kmol (I.3)

8

C + O2 CO2 -394 MJ/kmol (I.4)

β€’ Reaksi Boudouard

C + CO2 ⇄ 2CO +172 MJ/kmol (I.5)

β€’ Reaksi water gas shift

C + H2O ⇄ CO + H2 +131 MJ/kmol (I.6)

β€’ Reaksi metanasi

C + 2H2 ⇄ CH4 - 75 MJ/kmol (I.7)

Gas produser hasil gasifikasi (penyusun utama: CO dan H2) dikonversi

menjadi komponen tersebut kemudian dicairkan melalui proses Fischer-

Tropsch (FT) pada suhu 200 _

250 oC, tekanan 2500 – 6000 kPa dengan

katalis berbasis Fe dan Co. sehingga dihasilkan wax. Hasil FT kemudian

didistilasi hingga dihasilkan bioavtur

β€’ Reaksi Fischer-Tropsch

CO + 2H2 -[CH2]- + H2O (I.8)

3. Alcohol to Jet (ATJ)

Proses ATJ merupakan salah satu sintesa bioavtur berbasis selulosa dan

gulan menggunakan proses fermentasi. Selulosa dan gula tersebut

dikonversi menjadi grup alkohol (C1-C6) dengan bantuan mikrobia, yeast,

atau bakteri pada suhu 30 oC tekanan atmosfer selama 14 jam dengan yield

70%. Produk fermentasi mengalami reaksi dehidrasi pada fixed bed

tubular reactor dengan bantuan Ι€-alumina pada suhu 310 oC menghasilkan

n-alkena. Produk n-alkena dialirkan ke fixed bed continuous flow katalis ß

zeolite CP 814C pada suhu 140 – 180 oC tekanan atmosfer. Keluaran

9

reaktor oligomerisasi mengalami tahapan reaksi yang terakhir yaitu reaksi

hidrogenasi pada suhu 150 OC tekanan 1.013,25 kPa dengan katalis

Pd/alumina.(Gruber, 2012)

4. Pirolisis

Biomassa mengalami proses pirolisis pada suhu 200-500 oC tekanan

atmosferis menghasilkan arang, abu, pyrolysis oil. Produk pirolisis

tersebut dialrkan ke rahap pemisahan sehingga menghasilkan bioavtur.

I.4.2 Alasan Pemilihan Proses

Dari empat proses pembuatan bioavtur dipilih proses Hydroprocessed

Esters and Fatty Acids (HEFA) versi Proses UOP.

Kelebihan proses Proses UOP yaitu:

1. Teknologi sudah diterapkan (establish)

2. Menghasilkan produk samping hidrokarbon yang memiliki nilai ekonomi

3. Bahan baku fleksibel dengan produk yang konsisten

4. Proses ini dapat menggunakan CPO sebagai bahan baku. CPO mudah

diperoleh serta keberlanjutannya terjamin.

I.5 Kegunaan Produk

Produk utama pabrik ini adalah bioavtur sebanyak 44%, namun Proses UOP

juga menghasilkan produk samping hidrokarbon berupa nafta (24%), biodiesel

(16%), AGO (1,5%), dan hidrokarbon rantai pendek (38,5%). Hidrokarbon rantai

pendek dimanfaatkan sebagai sumber energi bagi gas turbin untuk pembangkitan

listrik. Kegunaan produk pabrik ini adalah:

10

1. Bioavtur : campuran avtur konvensional

2. Nafta : sebagai bahan pelarut, bahan baku senyawa aromatik,

oleochemical

3. Biodiesel : bahan bakar mesin industri

4. AGO : bahan bakar alat transportasi

5. Listrik : mensuplai listrik bagi industri dan masyarakat

I.6 Sifat Fisika dan Kimia Bahan Baku dan Produk

I.6.1 Sifat Fisika dan Kimia Bahan Baku

1. Crude Palm Oil (CPO)

Sifat Fisika

Densitas : 900 kg/m3 (pada kondisi lingkungan)

Titik leleh : 20 – 50 oC

Titik didih : 369 oC

Sifat Kimia

Bilangan iod : 48 – 56

Bilangan penyabunan : 196 – 205

(Krischenbauer, 1960)

2. Hidrogen

Sifat Fisika

Berat molekul : 2,0015 g/mol

Titik didih : -252,8 oC

Titik beku : -259,2 oC

(Perry, 2007)

11

Sifat Kimia

- Bereaksi dengan oksigen menghasilkan air

2 H2 + O2 H2O

- Sangat mudah terbakar dan meledak pada suhu 560 oC

I.6.2 Sifat Fisika dan Kimia Produk

1. Bioavtur

Sifat Fisika

Densitas pada 15 oC : 775 – 840 kg/m

3

Viskositas pada -20 oC : maks. 8 cSt

Flash point : min. 38 oC

Boiling range : 150 – 300 oC

Sifat Kimia

- Campuran hidrokarbon dominan antara C9 – C16

- Dapat bereaksi dengan oksigen menghasilkan air dan karbondioksida

- Dapat bereaksi dengan oksigen secara spontan pada suhu 220 oC

(MSDS Jet A-1)

2. Biodiesel

Sifat Fisika

Densitas pada 15 oC : 860 – 900 kg/m

3

Viskositas pada -20 oC : 3,5 – 5 mm

2/s

Flash point : 130 oC

Boiling range : 150 – 300 oC

12

Sifat Kimia

- Campuran hidrokarbon dominan antara C9 – C25

- Dapat bereaksi dengan oksigen menghasilkan air dan karbondioksida

- Dapat bereaksi dengan oksigen secara spontan pada suhu >220 oC

(MSDS Diesel)

3. Nafta

Sifat Fisika

Densitas pada 15 oC : 710 kg/m

3

Viskositas pada -20 oC : 10,64 – 0,88 mm

2/s

Flash point : 5,5 oC

Boiling range : 49 – 177 oC

Sifat Kimia

- Campuran hidrokarbon dominan antara C4 – C12

- Dapat bereaksi dengan oksigen menghasilkan air dan karbondioksida

- Dapat bereaksi dengan oksigen secara spontan pada suhu >250 oC

(MSDS Nafta)

13

BAB II DESKRIPSI PROSES

BAB II

DESKRIPSI PROSES

II.1 Spesifikasi Bahan Baku dan Produk

II.1.1 Spesifikasi Bahan Baku

1. Crude Palm Oil

Triglyceride = 96,31%

Free fatty acid (FFA) = 3%

Gum (phospholipid, phospotide) = 0,03%

Pengotor = 0,01%

Moisture dan organic impurities = 0,15%

Logam = 0,5%

(Kirschenbauer, 1960)

2. Hidrogen

Hidrogen = 97%

Metana = 3%

(Pertamina RU II Dumai)

3. Asam fosfat

Asam fosfat = 85%

Air = 15%

4. Katalis UOP 1 dan UOP 2

Life time = 10 tahun

Bulk density = 800 kg/m3

Diameter = 1,4 - 1,6 mm

(UOP Unionfining Catalyst)

14

II.1.2 Spesifikasi Produk

Spesifikasi produk harus memenuhi persyaratan sesuai ketentuan standar

konsumen. Spesifikasi biofuel ditampilkan dengan spesifikasi bahan bakar fosil

untuk perbandingan sehingga diketahui kesesuaiannya. Perbandingan spesifikasi

bioavtur dapat dilihat pada Tabel II.1, spesifikasi biodiesel dan nafta dapat dilihat

pada Tabel II.2 dan Tabel II.3

Tabel II.1 Spesifikasi bahan bakar avtur dan bioavtur

Parameter ASTM D 1655

(Jet A-1) Bioavtur

Aromatics, (% volume) 25% maksimal <3%

Sulfur, (% massa) 0,3% maksimal <0,001%

Flash point, oC min 38 45

Densitas at 15 o

C, kg/m3 775 – 840 760,8

Freezing point, o

C -40 -57

Viskositas, -20 o

C., cSt 8 maksimal 7

Net heat of combustion,

MJ/kg 42,8 min 43,9

Fase cair cair

(Ray, 2012)

Tabel II.2 Spesifikasi biodiesel dan AGO

Parameter ASTM D 93

(Diesel) Biodiesel

Kandungan oksigen 0 0

Specific gravity 0,84 0,78

Cloud point, oC -5 -20 s.d. 10

Cetane number 40-52 70-90

Energy density, MJ/kg 43 44

Warna Jernih Jernih

Fase cair cair

(Ray, 2012)

15

Tabel II.3 Spesifikasi nafta

Parameter Nafta

Densitas (15oC, kg/m

3 ) Maksimal 700

Total parafin (% volume) 60%-65%

Olefin (% volume) Maksimal 1%

Aromatics (% volume) 10%-12%

Napththenes (% volume) by balances

(MSDS Nafta)

II.2 Konsep Reaksi

Pada sub bab ini akan dibahas mengenai konsep reaksi hydroprocessing

ditinjau dari dasar reaksi, kondisi operasi, termodinamika dan kinetika yang

terjadi.

II.2.1 Dasar reaksi

Minyak terbarukan (minyak nabati/hewani) dapat diproses menjadi bahan

bakar dengan sifat mirip bahan bakar fosil (petroleum). Proses tersebut meliputi

hydrotreatment untuk deoksigenasi minyak dan hydrocracking agar sifat

hidrokarbon tersebut memenuhi kisaran spesifikasi avtur. Dasar dari proses

hydrotreatment dari minyak terbarukan adalah proses hidrogenasi UOP.

Hidrogenasi menghasilkan produk utama biodiesel. Proses lanjutan diperlukan

agar produk utama tidak hanya menjadi biodiesel melainkan menjadi bioavtur

yaitu proses hydrocracking dengan tujuan memutus rantai biodiesel menjadi

hidrokarbon rantai pendek. Proses UOP untuk produksi biodiesel diuraikan pada

Persamaan (II.1) (Stratton, 2010)

CnH2n+1COOH + 3H2 Cn+1H2n+4 + 2H2O (II.1)

Persamaan II.1 dapat ditulis menjadi Persamaan II.2 dilengkapi dengan

perbandingan massa masing-masing reaktan.

0,51 kg minyak + 0,011 kg hidrogen 0,45 kg biodiesel + 0,064 air (II.2)

16

Biodiesel yang dihasilkan direaksikan dengan hidrogen dengan perbandingan

massa masing-masing reaktan sesuai dengan Persaman II.3.

0,45 kg biodiesel + 0,0036 kg hidrogen 0,32 kg bioavtur + 0,14 nafta (II.3)

H2

CO2 H2O

OCH3

OH

CHO

CH3O

OCH3

O

OCH3

O

CH3

CH3

CH3CH3

+

+

H2

CO2 H2OC3H8

CH3

CH3

CH3CH3

Free Fatty Acid

Triglyseride UOP Catalist 1Alkana Rantai Panjang

(Straight Chain Paraffins)

+ + +

+ +

(a)

CH3

CH3

CH3CH3

H2+

UOP Catalist 2Alkana Rantai Panjang

(Straight Chain Paraffins)

CH3CH3

CH3 CH3

CH3

CH3

CH3

CH3CH3

CH3

CH3

CH3CH3

+

+

(Synthetic Paraffinic Kerosene)

(b)

Gambar II.1 (a) Reaksi hydrotreating, (b)Reaksi hydrocracking

Secara tipikal, mekanisme reaksi hydroprocessing yang terdiri dari hydrotreating

dan hydrocracking dapat dilihat pada Gambar II.1 di atas (Bertelli, 2010).

Produk reaksi hydrocracking yang mengkonversi biodiesel menjadi bioavtur

disajikan dalam bentuk persen berat. Tabel II.4 menunjukkan nilai persentase

berat produk akhir proses hydocracking dengan perbandingan massa umpan

reaktor CPO : H2 adalah 1 : 0,09 (Mc Call, 2011).

17

Tabel II.4 Persentase berat hasil proses hydrockracking

Komponen Persen berat (wt %)

CO2 10,8%

C1 1,0%

C2 0,4%

C3 7,0%

iC4 2,0%

nC4 1,6%

Nafta 13,4%

Bioavtur 54,7%

Biodiesel 10%

H2O 2,9%

II.2.2 Panas reaksi

Seluruh reaksi pada proses ini adalah reaksi eksotermis. Panas reaksi

hydroprocessing adalah sebagai berikut:

1. Hydrotreating : -98,6 kJ/mol H2 terkonsumsi (Mendoza, 2010)

2. Hydrocracking : -42 MJ/kmol H2 terkonsumsi (Mohanty, 1991)

II.2.3 Kondisi Operasi

Hydroprocessing terdiri dari dua proses utama yaitu hydrotreating dan

hydrocracking. Setiap proses membutuhkan kondisi operasi berbeda untuk

optimasi produk. Kondisi operasi setiap reaktor ditampilkan pada Tabel II.5

(McCall, 2011).

Tabel II.5 Kondisi perancangan operasi reaktor

Parameter Reaktor

Hydrotreating Hydrocracking

Suhu, oC 332 398

Tekanan, kPag 5.171 5.171

Campuran hidrogen, SCF/barel 5000 5000

LHSV, h-1

3,5 3,5

18

II.3 Diagram Alir Proses dan Tahapan Proses

Proses pembuatan bioavtur dari CPO dibagi menjadi 3 tahap yaitu tahap

penyiapan bahan baku, tahap reaksi, tahap pemurnian produk.

CPO dipompa dari tangki penyimpanan A01-T03 menggunakan pompa

(A01-P01) menuju mixer (A01-M01). Di dalam mixer ini ditambahkan larutan

asam fosfat 85% dari tangki (A01-T02) sehingga berlangsung proses degumming

pada suhu 70 Β°C, tekanan atmosfer. Proses ini bertujuan untuk penghilangan

komponen fosfolipid yang terdiri dari phospatida, protein, residu, karbohidrat, air,

logam dan resin tanpa mengurangi jumlah asam lemak. Suhu optimum 70 0C

dipertahankan dengan menggunakan superheated steam 280 oC yang dialirkan

melalui koil-koil yang didesain di dalam tangki mixer. Selain itu superheated

steam bertujuan untuk homogenisasi senyawa asam fosfat (H3PO4) dengan gum-

gum yang terdapat dalam bahan baku. Dengan menggunakan pompa (A01-P03)

keluaran mixer dialirkan menuju (A01-M02). Di dalam mixer (A01-M02) terjadi

proses bleaching pada suhu 110 oC dengan bahan tambahan bleaching earth

sebanyak 0,3% – 1,2% dari laju alir minyak yang dipindah dari gudang (A01-

G01) menggunakan belt conveyor (A01-BC01) dan hopper (A01-H01). Tahap

bleaching bertujuan untuk pemisahan pigmen yang terkandung dalam minyak

menggunakan bahan aktif sehingga warna minyak menjadi lebih cerah. Bleaching

earth tersusun atas beberapa senyawa yaitu SiO2, Al2O3, air terikat, ion kalsium,

magnesium oksida, dan besi oksida. Suhu operasi dipertahankan 1100C dengan

menggunakan superheated steam 280 oC melalui koil pemanas.

19

Minyak hasil degumming dan bleaching dipompa (A01-P04) menuju tahap

penyaringan menggunakan filter (A01-F01) guna memisahkan asam fosfat yang

sudah mengikat gum dan bleaching earth yang sudah mengikat pigmen minyak.

Tipe filter yang digunakan adalah filter press plate and frame. Sludge hasil

penyaringan ditampung ke unit pengolahan limbah.

Produk filter dipompa menggunakan pompa (A01-P05) melewati fired

heater (A01-FR01) guna menaikkan suhu dari 110 oC sampai 332

oC sebelum

menuju reaktor hydrothreating (A02-R01) tipe single bed multitube. Bersamaan

dengan itu gas H2 97% tekanan 5.171 kPa dialirkan menggunakan kompresor

(A01-C01) dari tangki (A01-T01) ke dalam reaktor (A02-R02). Reaksi

hydrotreating mengubah trigliserida menjadi alkana rantai panjang fase gas pada

suhu 3320C, 5.171 kPa dengan menggunakan katalis UOP 1. Reaksi berlangsung

secara eksotermis selama 0,29 jam. Suhu optimum 332 oC dipertahankan dengan

mengalirkan pendingin Dowtherm A suhu 75 oC menggunakan pompa (AU-P08).

Keluaran reaktor (A02-R01) masuk ke reaktor hydrocracking (A01-R02) yang

akan mengalami proses lanjutan (reaksi hydrocracking) pada suhu 398 0C, 5.171

kPa dengan menggunakan katalis UOP 2. Reaksi ini mengubah alkana rantai

panjang menjadi bioavtur dan produk samping berupa biodiesel, nafta, off gas,

AGO, dan residu dalam bentuk gas. Tekanan produk keluaran reaktor diturunkan

dengan valve (A03-V01) dari 5.171 kPa menjadi 2.500 kPa dan suhunya

diturunkan menjadi 55 oC menggunakan heat exchanger (A03-HE01) dengan

media pendingin air laut. Campuran gas dipisahkan pada gas liquid separator

(A03-LSV01) pada suhu 55 oC. Air akan dialirkan ke unit pengolahan air, gas

20

digunakan untuk produksi listrik dengan daya 7,1 MW melalui gas turbin, dan

komponen cairan dialirkan dengan pompa (A03-P01) melewati fired heater (A03-

FR01) hingga mencapai suhu 343 oC. Sebelum masuk ke fired heater (A03-FR01)

tekanan umpan diturunkan dari 2.500 kPa menjadi 343 kPa menggunakan

expander valve. Kemudian umpan keluaran fired heater (A03-FR01) dialirkan ke

menara fraksinasi (A03-ADU01) untuk proses pemisahan yang beroperasi pada

tekanan 343 kPa suhu 343,3 oC. Di dalam menara fraksinasi (A03-ADU01) terjadi

pemisahan produk berupa nafta, bioavtur, biodiesel, atmosferic gas oil (AGO),

dan residu yang masing-masing akan disimpan di dalam tangki penyimpanan pada

suhu 35 oC tekanan atmosfer.

Dalam perhitungan neraca massa, dibutuhkan bahan baku CPO sebanyak

30.396 kg/jam dan 3.385 kg/jam hidrogen untuk produksi bioavtur sebanyak

11.023 kg/jam sehingga produk bioavtur dalam satu tahun mencapai 87.302 ton

atau setara dengan 666.000 barel/tahun. Neraca massa total dapat dilihat pada

Tabel II.5. Perhitungan neraca massa dan tabel neraca massa per alat dapat dilihat

pada Lampiran B. Neraca panas total yang terdiri dari neraca panas sebelum

pemurnian (Tabel II.6) dan saat pemurnian (Tabel II.7 dan Tabel II.8).

Perhitungan neraca panas dan tabel neraca panas per alat dapat dilihat pada

Lampiran C

Diagram alir ada tiga macam, yaitu :

a. Diagram alir kualitatif (Gambar II.2)

b. Diagram alir kuantitatif (Gambar II.3)

c. Diagram alir proses (Gambar II.4)

21

Tabel II.6 Neraca massa total

Komponen Input (kg/jam) Output (kg/jam)

1 2 3 4 25 8 12 14 16 17 18 19 20 22 23

H2 2.718 - - - - - 1.568 - - - - - - - -

C1 668 - - - - - 966 - - - - - - - -

C2 - - - - - - 113 - - - - - - - -

CO2 - - - - - - 3.114 - - - - - - - -

C3 - - - - - - 1.644 - - - - - - - -

i-C4 - - - - - - 354 - - - - - - - -

C4 - - - - - - 245 - - - - - - - -

Off gas - - - - - - - - - - - - - - 2.472

Nafta - - - - - - 9 - - - - - 6.032 - -

Bioavtur - - - - - - 1 - - - - 11.023 - - -

Biodiesel - - - - - - - - - - 4.011 - - - -

AGO - - - - - - - - - 371 - - - - -

Residu - - - - - - - - 891 - - - - - -

H2O - - - - 390 - 25 863 - - - - - 329 -

Impuritis - 210 - - - 140 - - - - - - - - -

Minyak - 30.186 - - - - - - - - - - - - -

Asam fosfat - - 20 - - 20 - - - - - - - - -

Karbon aktif - - - 365 - 365 - - - - - - - - -

Total 3.385 30.396 20 365 390 505 8.039 863 891 371 4.011 11.023 6.032 329 2.472

Total 34.556 34.556

22

Tabel II.7 Neraca panas total dari A01-M01 sampai A03-LSV01

Nama alat Kode Input

(kJ/jam)

Output

(kJ/jam)

Mixer 1 A01-M01 2.315.843 -

Mixer 2 A01-M02 2.571.944 -

Filter press A01-FP01 - 46.147

Furnace CPO A01-FR01 15.613.527 -

Reaktor 1 A02-R01 31.646.532 13.338.484

Reaktor 2 A02-R02 10.424.740 28.679.460

Throttling valve A03-V01 - 1.016.167

Kondenser A03-HE01 - 17.756.168

Gas liquid separator A03-LSV01 - 1.736.159

Total 62.572.586 62.572.586

Tabel II.8 Neraca panas total dari A03-LSV01 sampai cooler produk

Nama alat Kode Input

(kJ/jam)

Output

(kJ/jam)

Furnace crude A03-FR01 -29.662.056 -

Menara fraksinasi A03-ADU01 -5.061.338 -

Kondenser A03-HE02 - 17.355.598

Gas liquid separator A03-LSV01 - -11.700.171

Nafta cooler A03-HE03 - -12.846.173

Bioavtur cooler A03-HE04 - -18.712.100

Biodiesel cooler A03-HE05 - -6.850.993

AGO cooler A03-HE06 - -589.366

Residu cooler A03-HE07 - -1.380.189

Total -34.723.394 -34.723.394

23

H2

CH4

P =1372 kPa

T =30 oC

Bleaching earth

P =101 kPa

T =30 oC

Power plant

A01-M01

A01-M02

A01-F01

A01-FR01

A03-LSV01

A02-R01

A02-R02

A03-FR01

A03-ADU01

A03-LSV02Impuritis

CPO

P =101 kPa

T =30 oC

Asam fosfat 85%

P =101 kPa

T =30 oC

Impuritis

CPO

Asam fosfat 85%

Bleaching earth

P =101 kPa

T =110 oC

Impuritis

Asam fosfat 85%

Bleaching earth

P =101 kPa

T =110 oC

Impuritis

CPO

P =101 kPa

T =110 oC

H2

CO2

CH4

C3H8

Biodiesel

H2O

P = 5171 kPa

T = 332 oC

Impuritis

CPO

Asam fosfat 85%

P =101 kPa

T =70 oC

Impuritis

CPO

P =101 kPa

T =332 oC

H2

CH4

C2H6

CO2

C3H8

i-C4H10

C4H10

Nafta

Biovvtur

Biodiesel

H2O

P = 5171 kPa

T = 398 oC

H2

CH4

C2H6

CO2

C3H8

i-C4H10

C4H10

Nafta

Bioavtur

Biodiesel

H2O

P = 25 kPa

T = 55 oC

H2O

P = 25 kPa

T =55 oC

CH4

C2H6

CO2

C3H8

i-C4H10

C4H10

Nafta

Bioavtur

Biodiesel

H2O

P = 2500 kPa

T = 55 oC

CH4

C2H6

CO2

C3H8

i-C4H10

C4H10

Nafta

Bioavtur

Biodiesel

H2O

P = 228 kPa

T = 343 oC

H2O

P = 25 kPa

T =55 oC

Off gas

Nafta

H2O

P =157 kPa

T =136 oC

Off gas

P =108 kPa

T = 35 oC

H2O

P =108 kPa

T =35 oC

Nafta

P =108 kPa

T =43 oC

Nafta

P =101 kPa

T =35 oCBioavtur

P =101 kPa

T =35 oC

Biodiesel

P =101 kPa

T =35 oC

AGO

P =101 kPa

T =35 oC

Residu

P =101 kPa

T =35 oC

``

Gambar II.2 Diagram alir kualitatif

24

H2 = 2717,66

CH4 = 667,66

Total = 3.385,32

P =1372 kPa

T =30 oC

Bleaching earth = 364,75

Total = 364,75

P =101 kPa

T =30 oC

Power plant

A01-M01

A01-M02

A01-F01

A01-FR01

A03-LSV01

A02-R01

A02-R02

A03-FR01

A03-ADU01

A03-LSV02Impuritis = 209,73

CPO = 30.185, 81

Total = 30.395,54

P =101 kPa

T =30 oC

Asam fosfat 85% = 20,26

Total = 20,26

P =101 kPa

T =30 oC

Impuritis = 209,73

CPO = 30.185,81

Asam fosfat 85% = 20,26

Bleaching earth = 364,75

Total = 30.780,55

P =101 kPa

T =110 oC

Impuritis = 139,83

Asam fosfat 85% = 20,26

Bleaching earth = 364,75

Total = 524,84

P =101 kPa

T =110 oC

Impuritis = 69,90

CPO = 30.185,81

Total = 30.255,71

P =101 kPa

T =110 oC

H2 = 2.069,33

CH4 = 667,66

CO2 = 3.256,81

C3H8 = 2.11,90

Biodiesel = 25.308, 77

H2O = 888,222

Total = 33.641,03

P = 5171 kPa

T = 332 oC

Impuritis = 209,73

CPO = 30.185, 81

Asam fosfat 85% = 20,26

Total = 30.415,80

P =101 kPa

T =70 oC

Impuritis = 69,90

CPO = 30.185,81

Total = 30.255,71

P =101 kPa

T = 332 oC

H2 = 1.567,95

CH4 = 970,22

C2H6 = 121,02

CO2 = 3.256,81

C3H8 = 2.117,90

i-C4H10 = 605,11

C4H10 = 484,09

Nafta = 4.057,27

Bioavtur = 15.549, 87

Biodiesel = 3.025,57

H2O = 888,22

Total = 33.641,03

P = 5171 kPa

T = 398 oC

H2 = 1.567,95

CH4 = 965,65

C2H6 = 112,82

CO2 = 3.114,31

C3H8 = 1.643,69

i-C4H10 = 354,24

C4H10 = 245,40

Nafta = 8,53

Bioavtur = 1,41

Biodiesel = 0,01

H2O = 24,78

Total = 8.038,79

P = 5171 kPa

T = 55 oC

H2O = 863,44

Total = 863,44

P = 25 kPa

T =55 oC

CH4 = 4,57

C2H6 = 8,20

CO2 = 142,50

C3H8 = 474,21

i-C4H10 = 250,88

C4H10 = 238,70

Nafta = 4.045,74

Bioavtur = 16.548,46

Biodiesel = 3.025,57

Total = 24.738,81

P = 5171 kPa

T = 55 oC

CH4 = 4,57

C2H6 = 8,20

CO2 = 142,50

C3H8 = 474,21

i-C4H10 = 250,88

C4H10 = 238,70

Nafta = 4.045,74

Bioavtur = 16.548,46

Biodiesel = 3.025,57

Total = 24.738,81

P = 228 kPa

T = 343 oC

H2O = 389,85

Total = 389,85

P = 25 kPa

T =55 oC

Off gas = 2.472,02

Nafta = 21.826,57

H2O = 328,99

P =157 kPa

T =139 oC

Off gas = 2.472,02

Total = 2.472,02

P =108 kPa

T = 43 oC

H2O = 328,99

Total = 328,99

P =108 kPa

T = 43 oC

Nafta = 15.794,92

Total = 15.794,92

P = 108 kPa

T = 43 oC

Nafta = 6.031,65

Total = 6.031,65

P =101 kPa

T = 35 oC

Bioavtur = 11.023,00

Total = 11.023,00

P =101 kPa

T = 35 oC

Biodiesel = 4.011,00

Total = 4.011,00

P =101 kPa

T = 35 oC

AGO = 371,00

Total = 371,00

P =101 kPa

T =35 oC

Residu = 891,00

Total = 891,00

P =101 kPa

T =35 oC

Gambar II.3 Diagram alir kuantitaif

25

Gambar II.4 Diagram alir proses

JURUSAN TEKNIK KIMIA

FAKULTAS TEKNIK

UNIVERSITAS SEBELAS MARET

SURAKARTA

2013

Oleh:

Dwi Hantoko I 0509013

Muflih Arisa Adnan I 0509029

Dosen Pembimbing:

Dr. Margono

Dr. Sunu Herwi Pranolo

KETERANGAN:

A01 : AREA BAHAN BAKU

A02 : AREA PROSES

A03 : AREA PEMURNIAN

A04 : AREA PRODUK

A01-T01 : TANGKI HIDROGEN

A01-T02 : TANGKI ASAM FOSFAT

A01-T03-A/B : TANGKI CPO

A04-T01 : TANGKI NAFTA

A04-T02 : TANGKI BIOAVTUR

A04-T03 : TANGKI BIODIESEL

A04-T04 : TANGKI AGO

A04-T05 : TANGKI RESIDUE

A01-M01 : MIXER 1

A01-M02 : MIXER 2

A01-F01 : FILTER PRESS

A01-FR01 : FIRED HEATER

A02-R01 : REAKTOR HYDROTREATING

A02-R02 : REAKTOR HYDROCRACKING

A03-V01 : VALVE

A03-HE01 : HEAT EXCHANGER

A03-LSV01 : LIQUID SEPARATOR VESSEL

A03-FR01 : FIRED HEATER

A03-ADU01 : MENARA FRAKSINASI

A03-HE02 : HEAT EXCHANGER

A03-LSV01 : LIQUID SEPARATOR VESSEL

S : STRIPPER

P : POMPA

FI : FLOW INDICATOR

PI : PRESSURE INDICATOR

PIC : PRESSURE INDICATOR

CONTROLLER

TIC : TEMPERATURE

INDICATOR CONTROLLER

FIC : FLOW INDICATOR

CONTROLLER

FRC : FLOW RATIO

CONTROLLER

CW : COLD WATER

HW : HOT WATER

: TEKANAN, kPa

: NOMOR ARUS

: TEMPERATUR, ΒΊC

: GATE VALVE

: ELECTRIC CONNECTOR

: PNEUMATIC

1 2 3 4 5 6 7 8 9 10 11 12 13 14 15 16 17 18 19 20 21 22 23 24 25

H2 2.717,66 - - - - - - - - 2.069,33 1.567,95 1.567,95 0,00 - 0,00 - - - - - - - - - -

C1 667,66 - - - - - - - - - 970,22 965,65 4,57 - 4,57 - - - - - - - - - -

C2 - - - - - - - - - - 121,02 112,82 8,20 - 8,20 - - - - - - - - - -

CO2 - - - - - - - - - 3.256,81 3.256,81 3.114,31 142,50 - 142,50 - - - - - - - - - -

C3 - - - - - - - - - 2.117,90 2.117,90 1.643,69 474,21 - 474,21 - - - - - - - - - -

i-C4 - - - - - - - - - - 605,11 354,24 250,88 - 250,88 - - - - - - - - - -

C4 - - - - - - - - - - 484,09 245,40 238,70 - 238,70 - - - - - - - - - -

Off gas - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - 2.472,02 2.472,02 -

Nafta - - - - - - - - - - 4.054,27 8,53 4.045,74 - 4.045,74 - - - 6.031,65 15.794,92 - - 21.826,57 -

Bioavtur - - - - - - - - - - 16.549,87 1,41 16.548,46 - 16.548,46 - - - 11.023,00 - - - - - -

Biodiesel - - - - - - - - - 25.308,77 3.025,57 0,01 3.025,57 - 3.025,57 - - 4.011,00 - - - - - - -

AGO - - - - - - - - - - - - - - - - 371,00 - - - - - - - -

Residu - - - - - - - - - - - - - - - 891,00 - - - - - - - - -

H2O - - - - - - - - - 888,22 888,22 24,78 - 863,44 - - - - - - - 328,99 - 328,99 389,85

Impuritis - 209,73 - - 209,73 209,73 69,90 139,83 69,90 - - - - - - - - - - - - - - - -

CPO - 30.185,81 - - 30.185,81 30.185,81 30.185,81 - 30.185,81 - - - - - - - - - - - - - - - -

Asam fosfat - - 20,26 - 20,26 20,26 - 20,26 - - - - - - - - - - - - - - - - -

Bleaching earth - - - 364,75 - 364,75 - 364,75 - - - - - - - - - - - - - - - - -

TOTAL 3.385,32 30.395,54 20,26 364,75 30.415,80 30.780,55 30.255,71 524,84 30.255,71 33.641,03 33.641,03 8.038,79 24.738,81 863,44 24.738,81 891,00 371,00 4.011,00 11.023,00 6.031,65 15.794,92 328,99 2.472,02 24.627,58 389,85

Senyawakg/jam

Nafta

Waste water

AGO

Residu

Gas Flare

Pembangkit listrik

Bioavtur

Waste water

Bleaching earth

PI

PIPI

Asam fosfat

CPO

A01-T02

A01-T03-A/B/C

A01-F01-A/B

A01-P03-A/B

A01-P02-A/B

A01-P01-A/B

A01-P04-A/B

A01-C01-A/B

Hidrogen

A03-ADU01

A03-LSV02

A03-P02-A/B

A04-T01

A04-T03

Biodiesel

LI

LI

FIC FIC

FIC

3

30

101

1

30

1372

PIC

CW

HW

LIC

FIC

FIC

FR

C

131 5171

TIC

Dowtherm A

TIC

Dowtherm A

8110 101

Dowtherm A

Dowtherm A

PIC

FI

A03-P04-A/B

FI

A03-P05-A/B

FI

FIC

6

101

110

9

5171

332

101

7

110

10

5171

380

5171

11

398

A01-P05-A/B

FIC

A03-V01

2500

11

386

A03-HE01

A02-R01 A02-R02

A03-LSV01

A03-S01

A03-S02

5

101

70

2

30

101

A01-FR01

A03-FR01

HW

A04-T04

A04-T05

A04-T02

A03-P03-A/B

A03-P06-A/B

FI

Steam

Steam

Steam

TIC

TIC

TIC

TIC

HW

CW

TIC

AO1-M01

A01-BE01

A01-G01

A01-BC01

A01-H01

4

101

30

AO1-M02

CW

LI

LI

LI

LI

LI

Steam

TIC

PIC

300

13

55

12

2500

55

2343 108

24136 157

20 35101

2143 108

108

22

43

101

19

35

101

16

35

101

17

35

101

18

35

14 552500

A01-T01

A03-HE02

A03-HE03

A03-HE07

A03-HE06

A03-HE04

A03-HE05

A03-V02

PROCESS FLOW DIAGRAM

PRARANCANGAN PABRIK BIOAVTUR DARI CRUDE PALM OIL (CPO)

DENGAN PROSES UNIVERSAL OIL PRODUCT (UOP) KAPASITAS 87.000 TON/TAHUN

A03-P01-A/B

FI

Steam

Tail gasTail gas

25

21

20

15

14

9

1

29

15

228

343

Sludge

FI

11 552500LIC

A03-V02 PIC

TIC

26

II.4 Lay Out Pabrik dan Peralatan

II.4.1 Lay Out Pabrik

Tata letak pabrik adalah susunan penempatan seluruh bagian pabrik,

meliputi tempat kerja alat, tempat kerja karyawan, tempat penyimpanan barang,

tempat penyediaan sarana utilitas, dan sarana lain bagi pabrik. Beberapa faktor

perlu diperhatikan dalam penentuan tata letak pabrik, antara lain adalah

pertimbangan ekonomis (biaya konstruksi dan operasi), kebutuhan proses,

pemeliharaan keselamatan, perluasan di masa mendatang. Bangunan pabrik

meliputi area proses, area tempat penyimpanan bahan baku dan produk, area

utilitas, bengkel mekanik untuk pemeliharaan, gudang untuk pemeliharaan dan

plant supplies, ruang kontrol, unit pemadam kebakaran, kantor administrasi, area

parkir, dan taman.

Pengaturan letak peralatan proses pabrik harus dirancang seefisien

mungkin. Peletakan alat–alat proses harus sebaik mungkin sehingga memberikan

biaya kontruksi dengan operasi minimal. Biaya kontruksi dapat diminimalkan

dengan mengatur letak alat sehingga menghasilkan pemipaan terpendek dan

membutuhkan bahan kontruksi paling sedikit. Peletakan alat harus memberikan

ruangan cukup bagi masing–masing alat agar dapat beroperasi dengan baik

dengan distribusi utilitas mudah. Peralatan membutuhkan perhatian lebih dari

operator harus diletakkan dekat control room. Tempat pengambilan sampel, valve,

dan instrumen harus diletakkan pada ketinggian tertentu sehingga mudah

dijangkau oleh operator. Peletakan alat proses harus memperhatikan ruangan

untuk perawatan. Gambar tata letak pabrik dapat dilihat pada Gambar II.5.

27

Office

14 sq m

Poliklinik (Lantai 1)

Kantor pusat (Lantai 2)

Perpustakaan (Lantai 3)

Diklat (Lantai 3)

Kantin (Lantai 1)

Masjid (Lantai 2)Parkir

Area Penyimpanan Produk

Area Penyimpanan Bahan Baku

Area Proses

Bengkel

Gudang

Pemadam (Lantai 1)

Kantor K3 (Lantai 1)

Laboratorium (Lantai 2)

Ruang kendali (Lantai 2)

Utilitas dan Power Plant

Dis

trib

usi

pro

du

k

1

1 1

176,6 cm

22

3,1

cm

II.4.2 Lay Out Peralatan

Tata letak alat menampilkan letak alat-alat di pabrik. Penyusunan letak

peralatan pabrik harus diperhatikan dengan baik dengan mempertimbangkan

ukuran, mobilitas, keamanan, dan kemampuan untuk diawasi. Tata letak alat

ditampilkan pada Gambar II.6.

Keterangan:

1 : Kantor petugas keamanan

: Tanaman

Gambar II.5 Tata letak pabrik

28

A01-T03-C

A01-T02 A01-T01

A01-T03-B

A01-T03-A

A01-

M02

A01-

M01

A01-F01-A

A01-F01-B

A0

1-F

R0

1

A02-

R01

A02-

R02

A03-LSV01

A02-

R02

A03-LSV02

A0

1-F

R0

1

A0

3-H

E0

2

A0

3-H

E0

1

A0

3-H

E0

5

A0

3-H

E0

3

A0

3-H

E0

5

A0

3-H

E0

5

A0

3-H

E0

5

A04-T05

A04-T04

A04-T03

A04-T01 A04-T02-A

A04-T02-B

J a l a n

J a

l a

n

Gambar II.6 Tata letak alat pabrik

29

BAB III SPESIFIKASI PERALATAN PROSES

BAB III

SPESIFIKASI ALAT PROSES

Spesifikasi alat proses terdiri dari gudang, tangki bahan baku, tangki

penyimpanan produk, mixer, filter press, fired heater, reaktor, gas liquid

separator, menara fraksinasi, dan beberapa alat pendukung seperti heat

exchanger, pompa. Alat–alat tersebut merupakan peralatan proses dengan tugas

masing-masing. Mixer digunakan untuk tahap penyiapan bahan baku meliputi

proses degumming dan bleaching. Sludge yang dihasilkan dari proses degumming

dan bleaching dipisahkan dengan filter press yang akan dialirkan ke unit

pengolahan limbah (UPL). Reaktor (single bed multitube) terdiri dari 2 unit, unit

pertama digunakan reaksi hydrotreating yaitu mereaksikan CPO dan gas hidrogen

dengan katalis UOP 1 menjadi alkana rantai lurus (biodiesel). Produk reaktor

pertama akan mengalami tahap reaksi lanjutan (hydrocracking) di dalam reaktor

kedua dengan katalis UOP 2. Produk samping berupa hidrokarbon rantai pendek

berfase gas dan air tergenerasi pada hasil keluaran reaktor kedua dipisahkan

menggunakan gas liquid separator. Gas digunakan untuk produksi listrik melalui

turbin gas. Air dialirkan ke Unit Pengolahan Limbah (UPL). Produk utama keluar

gas liquid separator kemudian dimurnikan menggunakan menara fraksinasi

sehingga didapatkan produk murni berupa biavtur, biodiesel, nafta, AGO, residu.

Spesifikasi alat utama pada pabrik ini ditampilkan pada Tabel III.1 s.d Tabel III.8.

30

Tabel III.1 Spesifikasi tangki

Nama alat

Gudang

bleaching

earth

Tangki

hidrogen

Tangki asam

fosfat Tangki CPO Tangki nafta

Tangki

bioavtur

Tangki

biodiesel

Tangki

AGO

Tangki

Residu

Kode A01-G01 A01-T01 A01-T02

A01-T03-

A/B/C A03-T01 A03-T02 A03-T03 A03-T04 A03-T05

Fungsi Penyimpanan

bleaching

earth

Penyimpanan

H2

Penyimpanan

asam fosfat

Penyimpanan

CPO

Penyimpanan

nafta

Penyimpanan

bioavtur

Penyimpanan

biodiesel

Penyimpanan

AGO

Penyimpanan

residu

Bentuk Roofed

building

Cylinder

with flat

bottom and

ellipsoidal

head

Cylinder

with flat

bottom and

cone head

Cylinder

with flat

bottom and

cone head

Cylinder

with flat

bottom and

cone head

Cylinder

with flat

bottom and

cone head

Cylinder

with flat

bottom and

cone head

Cylinder

with flat

bottom and

cone head

Cylinder

with flat

bottom and

cone head

Kapasitas (m3) 225,10 319,59 80,29

4.358,64 3.202 2.668,60 1.801,33

240,87 598,59

Material Cement and

brick

Carbon steel

A283 C

Carbon steel

A283 C

Carbon steel

A283 C

Carbon steel

A283 C

Carbon steel

A283 C

Carbon steel

A283 C

Carbon steel

A283 C

Carbon steel

A283 C

Jumlah 2 1 1 3 1 2 1 1 1

Suhu (oC) 30 30 30 30 35 35 35 35 35

Tekanan (kPa) 101,325 1.372 101,325 101,325 101,325 101,325 101,325 101,325 101,325

Tinggi (m) 12 12,5 4,88 12,19 12,19 14,63 12,19 7,32 7,32

Diameter/lebar(m) 1,88 6,1 4,57 21,34 18,89 15,24 13,72 6,40 11,89

Panjang (m) 10 - - - - - - - -

31

Tabel III.2 Spesifikasi heat exchanger

Nama alat Kondenser 1 Kondenser 2 Cooler nafta Cooler bioavtur

Kode A03-HE01 A03-HE02 A03-HE03 A03-HE04

Jumlah 1 1 1 1

Fungsi Kondensasi produk reaktor Kondensasi nafta dan air dari puncak menara fraksinasi Mendinginkan nafta Mendinginkan bioavtur

Tipe Shell and tube Shell and tube Shell and tube Shell and tube

Beban kerja, kJ/jam 17.756.168 17.355.576 75.710 4.760.347

Tube side

Fluida Air laut Air laut Air laut Air laut

Suhu, oC 50 30 30 30

Debit, kg/jam 281.021 518.702 4.523 284.84

OD tube, inchi 1 0,75 0,75 0,75

BWG 8 10 10 10

Panjang, m 4 6,5 1 2

Jumlah tube 700 1,080 264 982

Pass 2 2 2 2

Material Carbon steel A283

grade C Carbon steel A283 grade C

Carbon steel A283

grade C

Carbon steel A283

grade C

Ξ”P, psi 1,56 0,52 0,52 0,85

Shell side

Fluida Produk reaktor Top tower product Nafta Bioavtur

Suhu, oC 55 136 43 223

Debit, kg/jam 945.976 24.628 6.032 11.023

ID shell, inchi 37 39 21.25 35

Pass 1 1 1 1

Material Carbon steel A283 C Carbon steel A283 C Carbon steel A283 C Carbon steel A283 C

Ξ”P, psi 0,0000024 0,126 0,00009 0,000085

43

32

Tabel III.2 Spesifikasi heat exchanger (lanjutan)

Nama alat Cooler biodiesel Cooler AGO Cooler residu

Kode A03-HE05 A03-HE06 A03-HE07

Jumlah 1 1 1

Fungsi Mendinginkan biodiesel Mendinginkan AGO Mendinginkan residue sebelum disimpan

Tipe Shell and tube Shell and tube Shell and tube

Beban kerja, kJ/jam 1.694.176 199.303 516.799

Luas transfer panas, ft2 1175 153 302

Tube side

Fluida Air laut Air laut Air laut

Suhu, oC 30 30 30

Debit, kg/jam 101. 218 11.913 30.876

OD tube, inchi 0,75 0,75 0,75

BWG 10 10 10

Panjang, m 2 1 1

Jumlah tube 982 237 237

Pass 2 2 2

Material Carbon steel A283 grade C Carbon steel A283 grade C Carbon steel A283 grade C

Ξ”P, psi 1,56 0,26 0,0031

Shell side

Fluida Biodiesel AGO Residu

Suhu, oC 228 263 278

Debit, kg/jam 4.011 371 891

ID shell. inchi 37 17,25 17,25

Pass 1 1 1

Material Carbon steel A283 grade C Carbon steel A283 grade C Carbon steel A283 grade C

Ξ”P, psi 0,000015 0,000002 0,000016

43

33

Tabel III.3 Spesifikasi menara fraksinasi

Kode A03-ADU01

Fungsi Memisahkan produk reaktor menjadi

produk murni yaitu: nafta, bioavtur,

biodiesel, AGO (Atmospheric Gas Oil),

dan residu.

Bentuk Cylinder with ellipsoidal head side.

Tipe Tray column

Jumlah tray 29

Tipe tray Bubble cap tray

Bahan konstruksi Carbon steel SA 285 grade C

Jumlah 1 unit

Kondisi operasi

Suhu top 43 oC

Suhu bottom 278 oC

Tekanan 3,43 kPa

Dimensi

Tinggi 15,46 m

Diameter 1,77 m

Posisi draw off

Off gas Condensor

Nafta Condensor

Waste water Condensor

Bioavtur Tray – 9

Biodiesel Tray – 15

AGO Tray – 21

Residu Tray – 29

34

Tabel III.4 Spesifikasi fired heater (furnace)

Kode A01-FR01 A03-FR01

Fungsi Memanaskan CPO

dari 120 oC menjadi 332

oC

Memanaskan produk reaktor

dari 55 oC menjadi 343

oC

Bentuk Box Box

Beban kerja, kJ/jam 18.365.994

21.022.926

Bahan konstruksi Carbon steel + fire bricks Carbon steel + fire bricks

Jumlah 1 1

Bahan bakar Fuel gas Fuel gas

Fuel consumption, kg/jam 562 643

Luas transfer panas, ft2 3.012 6.454

Box side

Tinggi, m 4,57 4,57

Panjang, m 7,01 7,01

Lebar, m 3,66 3,66

Suhu, oC 982 982

Tekanan, kPa 101,325 101,325

Tube side

Panjang, m 6,01 6,01

Diameter, inch 2,5 2,5

Jumlah tube 15 45

Jumlah pass 3 2

Tabel III.5 Spesifikasi liquid gas separator

Kode A03-LSV01 A03-LSV02

Fungsi Memisahkan produk reaktor

berupa minyak, air, dan gas Memisahkan nafta dan air

Tipe Horizontal tank Horizontal tank

Bahan konstruksi Low-alloy steel SA-302

grade B

Carbon steel SA-283

grade C

Jumlah 1 1

Suhu, oC 55 43

Tekanan, kPa 2.500 108,325

Panjang, m 4,7 1,47

Diameter, m 2,1 0,6

35

Tabel III.6 Spesifikasi reaktor

Kode A02-R01 A02-R02

Fungsi Tempat reaksi hydrotreating Tempat reaksi hydrocracking

Bentuk Cylinder with torispherical

head and bottom

Cylinder with torispherical head

and bottom

Tipe Fixed bed multitube Fixed bed multitube

Bahan konstruksi Carbon steel SA 285 C Carbon steel SA 285 grade C

Jumlah 1 unit 1 unit

Tinggi tumpukan 5 m 5 m

Katalis UOP Catalyst #01 UOP Catalyst #02

Kondisi operasi

Suhu, oC 332 - 380

380 - 398

Tekanan, kPa 5.171 5.171

Waktu tinggal, jam 0,29 0,29

Shell side

Tinggi, m 6,46 6,46

Diameter luar, m 3,05 3,05

Jumlah 1 1

Jenis isolasi Asbestos Asbestos

Tebal isolasi, inchi 2,46 2,46

Tube side

Tinggi, m 5 m 5 m

Diameter luar, inchi 1,5 in 1,5 in

Jumlah 3.245 3.245

Pendingin

Tipe Dowtherm A Dowtherm A

Suhu inlet, oC 75 75

Suhu outlet, oC 330 330

Tabel III.7 Spesifikasi mixer

Kode A01-M01 A01-M02

Fungsi Mencampur umpan CPO dan

larutan asam fosfat

Mencampur minyak hasil

degumming dengan bleaching earth

Bentuk Cylinder with torispherical

head and bottom

Cylinder with torispherical head

and bottom

Bahan konstruksi Carbon Steels SA - 283 grade C Carbon Steels SA - 283 grade C

Jumlah 1 1

Putaran pengaduk, rpm 128,13 126,18

Power, hp 4 5

Waktu pengadukan,

menit 30 30

Suhu, oC 70 110

Tekanan, kPa 101,325 101,325

Tinggi, m 5,28 5,33

Diameter, m 2,21 2,23

Tipe blade Marine Propeller dengan 3

blade dan 4 baffle

Marine Propeller dengan 3 blade

dan 4 baffle

Diameter blade, m 0,74 0,74

36

Tabel III.8 Spesifikasi pompa

Pompa Fungsi Jumlah Daya

(kW)

Kapasitas

(m3/jam)

A01-P01-A/B Mengalirkan CPO dari tangki

A01-T01 ke mixer A01-M01 2 2,24 34,35

A01-P02-A/B

Mengalirkan asam fosfat dari

tangki penyimpan A01-T02 ke

mixer A01-M01

2 0,037 0,012

A01-P03-A/B Mengalirkan CPO dan gum

dari A01-M01 ke A01-M02 2 2,24 34,37

A01-P04-A/B

Mengalirkan CPO dan gum

dari A01-M02 ke filter press

A01-FP01

2 11,19 34,37

A01-P05-A/B

Mengumpankan CPO dari

furnace A02-FR01 ke reaktor

A02-R01

2 111,90 39,38

A03-P01-A/B Mengalirkan nafta ke tangki

penyimpanan A04-T01 2 1,49 8,29

A03-P02-A/B Mengalirkan reflux ke tray 1 2 7,46 39,47

A03-P03-A/B Mengalirkan bioavtur ke

tangki penyimpan A04-T02 2 3,73 13,38

A03-P04-A/B Mengalirkan biodiesel ke

tangki penyimpan A04-T03 2 0,37 4,72

A03-P05-A/B Mengalirkan AGO ke tangki

penyimpan A04-T04 2 0,09 0,43

A03-P06-A/B Mengalirkan residue ke tangki

penyimpan A04-T05 2 0,25 1,02

A04-P01-A/B

Mengalirkan naphta dari

tangki A04-T01 ke unit

transportasi

2 3,73 32

A04-P02-A/B

Mengalirkan bioavtur dari

tangki A04-T02 ke unit

transportasi

2 3,73 32

A04-P03-A/B

Mengalirkan biodiesel dari

tangki A04-T03 ke unit

transportasi

2 3,73 32

A04-P04-A/B Mengalirkan AGO dari tangki

A04-T04 ke unit transportasi 2 3,73 32

A04-P05-A/B

Mengalirkan residu dari

tangki A04-T05 ke unit

transportasi

2 3,73 32

37

BAB IV UNIT PENDUKUNG PROSES DAN LABORATORIUM

BAB IV

UNIT PENDUKUNG PROSES DAN LABORATORIUM

Unit pendukung proses (utilitas) merupakan bagian penting penunjang

proses produksi. Utilitas yang tersedia di pabrik bioavtur adalah unit pengadaan

air (air proses, air pendingin, air konsumsi, dan air sanitasi), unit pengadaan

listrik, unit pengaddan udara tekan, dan unit pengadaan bahan bakar.

1. Unit pengadaan air

Unit ini bertugas menyediakan dan mengolah air untuk pemenuhan

kebutuhan air yang meliputi air pendingin, air proses (umpan boiler), air

konsumsi dan sanitasi

2. 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. Listrik disuplai dari gas turbin

dan generator.

3. Unit pengadaan udara tekan

Unit ini bertugas menyediakan udara tekan untuk instrumentasi alat

kontrol

4. Unit pengadaan bahan bakar

Unit ini bertugas menyediakan bahan bakar untuk kebutuhan boiler, turbin

gas, dan generator.

38

IV.1 Unit Pengadaan Air

Pengadaan air untuk pabrik ini berasal dari laut Selat Malaka dan air tanah.

Air laut digunakan sebagai media pendingin pada kondenser, heat exchanger, dan

hydran. Tahapan pengolahan air laut hanya meliputi penyaringan kasar sekitar 20

m dari pompa, penyaringan halus pada jarak 5 m dari pompa tanpa memerlukan

pengolahan lebih lanjut karena spesifikasi alat telah disesuaikan. Air tanah

melewati pengolahan sebelum digunakan untuk umpan boiler, air konsumsi, dan

sanitasi.

Tahapan pengolahan air tanah terlihat pada Gambar IV.1. Jumlah

kebutuhan total air pendingin pada alat penukar panas (kondenser, heat

exchanger, hydrant) sebesar 1.208.038 kg/jam sedangkan kebutuhan air umpan

boiler, air konsumsi dan sanitasi berturut-turut sebesar 24.340 kg/jam, 750,75

kg/jam. Penyediaan air disuplai oleh 9 buah single stage centrifugal pump dengan

bahan kontruksi comercial steel dan total daya 110, 66 kW efisiensi 85%.

39

Air tanah Bak koagulasi Sand FilterBak Penampung

Air Bersih

Tangki Air

SanitasiIon Exchanger

Deaerator

Boiler

Tangki

BFW

Kantor

Laboratorium

Gambar IV.1 Skema pengolahan air

IV.2 Unit Pengadaan Steam dan Bahan bakar

Penggunaan steam pada pabrik ini adalah sebagai media stripping pada side

stripper menara fraksinasi dan media pemanas pada proses degumming dan

bleaching. Untuk pemenuhan kebutuhan kebutuhan steam digunakan boiler tipe

paraortfired tube dengan bahan bakar tail gas keluaran gas liquid separator.

Kebutuhan steam total adalah 16.903 ton/jam dengan kondisi 350 kPa dan 280 oC.

Kebutuhan spesifik steam pabrik ini sebesar 1,53 ton/ton produk. Spesifikasi

boiler tercantum pada Tabel IV.1

Tabel IV.1Spesifikasi boiler

Spesifikasi Keterangan

Tipe Fired tube boiler

Jumlah 1

Tekanan, kPa 350

Suhu, oC 280

Kapasitas, kg/jam 20.283,17

Heating surface, m2 1.312,72

Bahan bakar Tail gas

Kebutuhan bahan bakar, kg/jam 1.338,87

40

IV.3 Unit Pengadaan Udara Tekan

Udara tekan digunakan untuk pengendalian proses pada kran 24 buah

control valve dengan kebutuhan udara tekan per valve 0,283 Nm3/menit

(www.instrumentationportal.com). Total kebutuhan udara tekan sebesar 50,94

Nm3/jam dengan kebutuhan spesifik 4,62 Nm

3/ton produk. Udara tekan pada

tekanan 405 kPa dan suhu 35 oC disediakan oleh 2 buah kompressor dengan tipe

single stage reciprocating compressor, kapasitas 448,72 Nm3/jam, dan efisiensi

80% maka kebutuhan daya listrik diperlukan sebesar 26 kW.

IV.4 Unit Pengadaan Listrik

Kebutuhan tenaga listrik di pabrik ini dipenuhi dari gas turbin generator

dan diesel generator sebagai cadangan. Kebutuhan listrik pabrik ini meliputi

keperluan proses, utilitas, laboratorium, instrumentasi dan perkantoran dengan

kebutuhan total listrik pabrik sebesar 823,75 kW sekitar 11,60% dari listrik yang

dihasilkan pabrik dengan kebutuhan spesifik 45,47 kWh/ton produk. Kebutuhan

listrik unit proses dan utilitas ditampilkan pada Tabel IV.2 dan kebutuhan pabrik

total dapat dilihat pada Tabel IV.3.

41

Tabel IV.2 Kebutuhan daya listrik proses dan utilitas

No Alat Daya (kW)

1 A01-BC01 0,37

2 A01-BE01 1,12

3 A01-M01 2,99

4 A01-M02 3,74

5 A01-C01-A/B 196,59

6 A01-P01-A/B 2,24

7 A01-P02-A/B 0,037

8 A01-P03-A/B 2,238

9 A01-P04-A/B 11,19

10 A01-P05-A/B 111,9

11 A03-P01-A/B 1,49

12 A03-P02-A/B 7,46

13 A03-P03-A/B 3,73

14 A03-P04-A/B 0,37

15 A03-P05-A/B 0,09

16 A03-P06-A/B 0,25

17 A04-P01-A/B 3,73

18 A04-P02-A/B 3,73

19 A04-P03-A/B 3,73

20 A04-P04-A/B 3,73

21 A04-P05-A/B 3,73

22 AU-P01-A/B 29,84

23 AU-P02-A/B 29,84

24 AU-P03-A/B 3,73

25 AU-P04-A/B 22,38

26 AU-P05-A/B 11,19

27 AU-P06-A/B 2,24

28 AU-P07-A/B 3,37

29 AU-P08-A/B 0,25

30 AU-P09-A/B 7,46

31 AU-C01-A/B 26,1

Total 501,22

Diperkirakan kebutuhan listrik alat-alat tidak terdeskripsikan dan antisipasi

kejadian tak terduga adalah 20% dari kebutuhan total. Maka kebutuhan daya

listrik alat proses total adalah 601,47 kW.

42

Tabel IV.3 Total kebutuhan daya listrik pabrik

No Kebutuhan kW Presentase

1 Listrik untuk keperluan proses dan utilitas 601,47 73,02%

2 Listrik untuk keperluan penerangan 200,28 24,31%

3 Listrik untuk AC 12,00 1,46%

4 Listrik untuk laboratorium dan instrumentasi 10,00 1,21%

Total 823,75 100,00%

IV.5 Unit Pengolahan limbah

IV.5.1 Pengolahan limbah cair

Limbah cair pabrik ini adalah limbah air pengolahan minyak. Limbah air

pengolahan minyak mengandung hidrokarbon. Limbah seperti ini dapat ditangani

secara mikrobiologi (bakteri: Gordonia) agar hidrokarbon terdegradasi.

Pengolahan limbah hidrokarbon secara mikrobiologi dilakukan pada kondisi

aerob, sedangkan hidrokarbon menghalangi air dari udara. Oleh karena itu, kolam

pengolah limbah memerlukan aerasi agar proses mikrobiologi berlangsung.

Effluent selanjutnya diolah secara kimiawi dan fisis untuk penghilangan senyawa

kimia berbahaya dan logam. Sebelum dibuang, effluent melwati proses klorinasi

dan penetralan pH agar mikroba patogen mati dan menjaga pH limbah selalu

netral sehingga aman bagi lingkungan (Hutagalung, 2013).

IV.5.2 Pengolahan limbah padat

Limbah padat berupa campruan sludge gum dan bleachng earth sisa proses

bleaching dan degumming. Endapan ini ditampung dalam bak penampungan.

Bleaching earth dicuci dengan air agar terpisah dari sludge gum. Air pencuci

kemudian dioleh di instalasi pengolahan air limbah.

43

IV.5.3 Pengolahan limbah gas

Limbah gas berasal dari gas hasil pembakaran bahan bakar boiler, furnace,

dan flare pada menara fraksinasi. Secara umum limbah tersebut berupa CO2 dan

H2O. Gas tersebut langsung dibuang ke udara bebas.

IV.6 Unit Laboratorium

Pengawasan dan pengendalian mutu di dalam suatu pabrik dilakukan agar

sesuai produk sesuai dengan standar. Oleh karena itu diperlukan pengujian produk

agar diketahui mutu produk. Pengujian dilakukan di laboratorium analisa.

Beberapa pengujian penting untuk pengawasan mutu adalah:.

a. Freezing point

Metode ini mencakup penetapan suhu terendah pada saat kristal

hidrokarbon padat dapat terbentuk dalam bahan bakar aviation turbine

(Avtur) dan aviation gasoline (Avgas).

Acuan: ASTM D-2386 - 01: Standard Test Method for Freezing Point

of Aviation Fuels

b. Densitas

Metode uji ini meliputi penetapan density, relative density (specific

gravity) atau API Gravity dengan menggunakan hydrometer gelas.

Acuan: ASTM D 1298 - 99, Standard Test Method for Density, Relative

Density (Specific Gravity), or API Gravity of Crude Petroleum and Liquid

Petroleum Products by Hydrometer Method.

44

c. Smoke point

Metode ini digunakan untuk penentuan titik asap kerosin dan Aviation

Turbine Fuel.

Acuan: ASTM D 1322 – 97: Standard Test Method for Smoke Point of

Kerosine and Aviation Turbine Fuel.

d. Viskositas

Metode uji ini digunakan untuk menentukan viskositas kinematik (v).

Viskositas dinamik () dapat ditentukan dengan cara mengalikan

viskositas kinematik (v) dengan densitasnya ().

Acuan: ASTM-D 445 – 01: Standard Test Method For Kinematic

Viscosity of Transparent and Opaque Liquids (and the Calculation of

Dynamic Viscosity).

e. Kadar air

Metode uji kadar air mencakup penetapan air dengan kisaran 0% – 25%

volume dalam produk petroleum dengan cara distilasi.

Acuan: ASTM D-95- 99: Standard Test Method for Water in Petroleum

Product and Bituminous Materials by Distillation.

45

BAB V MANAJEMEN PERUSAHAAN

BAB V

MANAJEMEN PERUSAHAAN

V.1 Bentuk Perusahaan

Nama : PT. ELPI Energy

Bentuk : Perseroan Terbatas (PT)

Lapangan Usaha : Industri minyak

Lokasi Perusahaan : Dumai, Riau

Menurut Widjaja (2003), alasan pemilihan bentuk perusahaan ini berdasar

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.

46

6. Lapangan usaha lebih luas

Suatu Perseroan Terbatas dapat menarik modal yang sangat besar dari

masyarakat, sehingga dengan modal ini PT dapat memperluas usaha

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.

5. Pembinaan personalia sepenuhnya diserahkan kepada Direksi dengan

memperhatikan hukum-hukum perburuhan.

V.2 Struktur Organisasi

Struktur organisasi adalah salah satu faktor penting penunjang kemajuan

perusahaan. Agar mendapatkan suatu sistem organisasi yang baik maka perlu

diperhatikan beberapa pedoman antara lain: perumusan tujuan perusahaan,

pembagian tugas kerja, kesatuan perintah dan taunggung jawab, sistem pengendali

pekerjaan, dan organisasi perusahaan. Pedoman organisasi harus diperhatikan

dengan baik dan jelas sehingga dapat diterjemahkan dengan baik. Struktur

organisasi pada pabrik ini dapat dilihat Gambar V.1.

47

RUPS

Kasi

Laboraorium

Kasi

Process

Engineering

Kasi

Lingkungan

Kasi

Quality

Control

Kasi

Utilitas

Kasi

Pemeliharaan

Kasi

RnD

Kasi

Pemasaran

Kabag

Keuangan

Kasi

OHS

Kasi

HRD

Kasi

Administrasi

Staff Staff Staff StaffStaff Staff StaffStaffStaffStaffStaffStaff

Manajer

KeuanganManajer

Teknik

Manajer

ProduksiManajer

Pekerjaan Umum

Direktur

Utama

Dewan

Komisaris

Sekeretaris

Perusahaan

Gambar V.1 Struktur organisasi

48

V.3 Tugas dan Wewenang

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 mengangkat dan memberhentikan Dewan Komisaris

maupun Direktur Utama, dan mengesahkan hasil-hasil usaha serta neraca

perhitungan untung rugi tahunan dari perusahaan. Dewan komisaris merupakan

wakil stakeholder dan pemilik perusahaan dalam operasional pabrik sehari-hari.

Tugas menjalankan perusahaan dibebankan kepada direktur utama dengan dibantu

beberapa manajer. Manajer dibantu oleh beberapa kepala bagian yang

bertanggung jawab atas area masing-masing. Para karyawan dibagi menjadi

beberapa grup dengan dipimpin oleh kepala grup yang melaporkan tanggung

jawabnya kepada kepala bagian.

V.4 Pembagian Jam Kerja Karyawan dan Gaji karyawan

Pabrik ini direncakanan beroperasi 330 hari dalam satu tahun, 24 jam per hari.

Sisa hari saat tidak beroperasi digunakan untuk perbaikan, perawatan, dan

shutdown. Manurut statusnya karyawan dibagi dalam 3 golongan yaitu karyawan

tetap, karyawan harian, dan karyawan borongan. Karyawan tetap adalah karyawan

yang diangkat dan diberhentikan sengan surat keputusan (SK) direksi dan

mendapat gaji bulanan sesuai dengan kedudukan, keahlian, Pembagian jam kerja

dan masa kerja. Karyawan harian adalah karyawan yang diangkat dan

diberhentikan tanpa surat keputusan direksi dan mendapat upah harian yang

49

dibayar tiapa akhir pekan. Karyawan borongan adalah karyawan yang digunakan

pabrik jika diperlukan dan mendapat upah borongan. Karyawan dibagi dalam 2

golongan yaitu: karyawan shift dan karyawan non shift. Detail jumlah karyawan

non shift dapat dilihat pada Tabel V.1 dan karyawan shift pada Tabel V.2.

Tabel V.1 Perincian kualifikasi, jumlah, dan gaji karyawan non shift

Jabatan Kualifikasi Jumlah Gaji/bulan

(Rp)

Direktur utama Min. S1 1 48.500.000

Manajer keuangan Min. S1 1 29.100.000

Manajer teknik Min. S1 1 29.100.000

Manajer produksi Min. S1 1 29.100.000

Manajer pekerjaan umum Min. S1 1 29.100.000

Kepala Seksi Min. S1 12 10.670.000

Sekretaris S1 5 8.730.000

Dokter S1 3 8.730.000

Karyawan Pemasaran S1-D3 4 8.245.000

Karyawan keuangan S1-D3 4 8.245.000

Karyawan laboratorium S1-D3 4 8.245.000

Karyawan proses S1-D3 4 8.245.000

Karyawan lingkungan S1-D3 4 8.245.000

Karyawan quality Control S1-D3 4 8.245.000

Karaywan utilitas S1-D3 4 8.245.000

Maintenance Department Staff S1-D3 4 8.245.000

Karyawan Occupational Health and Safety

(OHS) S1-D3 4 8.245.000

Karyawan Human Resource Department

(HRD) S1-D3 4 9.700.000

Karyawan Research and Development

(RnD) S1-D3 4 9.700.000

Karyawan Administrasi S1-D3 4 5.820.000

Pesuruh (office boy) SLTA 6 1.746.000

Total 79

50

Tabel V.2 Perincian kualifikasi, jumlah, dan gaji karyawan shift

Jabatan Kualifikasi Jumlah Gaji/bulan

Karyawan proses dan utilitas S1-D3 112 7.760.000

Karyawan laboratorium S1-D3 16 5.820.000

Karyawan safety dan

lingkungan S1-D3 12 5.820.000

Karyawan pemeliharaan S1-D3 20 5.820.000

Karyawan keamanan S1-D3 24 3.395.000

Total 184

V.5.1 Karyawan Non Shift

Karyawan harian (non-shift) tidak terlibat dalam menangani proses secara

langsung. Karyawan golongan ini bekerja selama 5 hari dengan pembagian kerja

sebagai berikut:

Senin – Kamis : pukul 07.00 – 12.00 & 13.00 – 16.00

Jumat : pukul 07.00 – 11.00 & 13.00 – 16.00

V.5.2 Karyawan Shift

Karyawan shift terlibat langsung menangani proses produksi. Jadwal kerja

karyawan shift diatur menurut pembagian jadwal sebagai berikut:

Shift I (pagi) : pukul 07.00 – 15.00

Shift II (sore) : pukul 15.00 – 23.00

Shift III (malam) : pukul 23.00 – 07.00

Karyawan shift dibagi menjadi empat regu (A, B, C, D), tiga grup dijadwalkan

bekerja, dan satu grup istirahat. Pada hari minggu dan libur nasional karyawan

shift tetap masuk kerja sebagaimana jadwal tersebut. Pembagian jadwal regu shift

dapat dilihat pada Tabel V.3.

51

Tabel V.3 Jadwal regu shift

Hari Pagi Sore Malam Libur

1 D C A B

2 D B A C

3 C B A D

4 C B D A

5 C A D B

6 B A D C

7 B A C D

8 B D C A

9 A D C B

10 A D B C

11 A C B D

12 D C B A

52

BAB VI ANALISA EKONOMI

BAB VI

ANALISA EKONOMI

Analisa ekonomi berfungsi untuk perkiraan kelayakan investasi dalam suatu

kegiatan produksi pabrik. Tinjauan dalam analisa ekonomi meliputi kebutuhan

investasi, keuntungan, waktu pengembalian investasi, dan titik impas. Analisa

ekonomi dapat menjadi salah satu pertimbangan kelayakan berdirinya suatu

pabrik. Langkah pertama analisa ekonomi adalah penaksiran harga alat

berdasarkan spesifikasi alat dan tahun pembelian. Penaksiran harga alat termasuk

biaya jasanya diperoleh bahwa modal keseluruhan (total capital investment)

sebesar Rp1.592.370.000.000,-, terdiri dari modal tetap (fixed capital investment)

sebesar Rp442.490.000.000,-, dan modal kerja (working capital) sebesar

Rp1.149.870.000.000,-. Modal tetap terdiri dari biaya fisik sebesar

Rp323.560.000.000,-, jasa perancangan dan konstruksi sebesar

Rp55.960.000.000,-, contractor’s fee sebesar Rp34.980.000.000,-, dan

contingency sebesar Rp27.980.000.000,-.

Biaya pembuatan (total manufacturing cost) sebesar Rp3.298.760.000.000,-

terdiri dari biaya pembuatan langsung (direct manufacturing cost) yaitu biaya

bahan baku, tenaga kerja, supervisi, maintenance, suplai pabrik, royalti & patent

dan utilitas sebesar Rp3.015.170.000.000,-, biaya pembuatan tidak langsung

(indirect manufacturing cost) sebesar Rp221.630.000.000,-, dan biaya pembuatan

tetap (fixed manufacturing cost) sebesar Rp61.940.000.000,-. Total biaya produksi

merupakan penjumlahan general expense dan manufacturing cost. Total biaya

53

produksi sebesar Rp3.881.400.000.000,- dengan rincian: general expense sebesar

Rp582.640.000.000,-, dan manufacturing cost sebesar Rp3.298.760.000.000,-.

Pabrik ini menghasilkan produk utama berupa bioavtur yang menyumbang

76% dari total penjualan. Produk samping berupa nafta, biodiesel, AGO, residu,

dan listrik. Pemasukan per tahun pabrik ini dapat dilihat pada Tabel VI.1.

Tabel VI.1 Produk pabrik bioavtur selama satu tahun

Produk Produksi/tahun Harga Total penjualan

US$ Rupiah

Nafta 47.700 ton US$ 1.011/ton 46.375.075 449.838.231.851

Bioavtur 87.000 ton US$ 11/gal 318.325.187 3.087.754.309.136

Biodiesel 31.700 ton US$ 4/gal 38.042.113 369.008.499.168

AGO 2.900 ton US$ 978/ton 2.755.335 26.726.753.321

Residu 7.000 ton US$ 978/ton 6.615.293 64.168.344.655

Listrik 55.490.846 kWh Rp1.112/kWh 61.705.820.454

Total 4.059.201.958.585

Total pemasukan pabrik selama satu tahun adalah Rp4.059.200.000.000,-,

dengan total production cost Rp3.881.400.000.000,- maka didapat keuntungan

sebesar Rp133.340.000.000,-. Keuntungan tersebut sudah dipotong pajak

pendapatan sebesar 25% dari total keuntungan.

Kelayakan pabrik kimia dilihat berdasarkan parameter-parameter berupa

percent Return of Investment (ROI), Pay Out Time (POT), Break Even Point

(BEP), Shut Down Point (SDP), dan Discounted Cash Flow (DCF) (Aries, 1955).

Analisa kelayakan dapat dilhat pada Gambar IV.2. Atas dasar kondisi operasi,

besarnya modal awal, dan fluktiatif harga bahan baku maka pabrik ini

dikategorikan pabrik kimia risiko tinggi sehingga batasan ROI minimal sebesar

39%, POT maksimal 2 tahun, BEP 40% – 60%, dan DCF 13,5%. Berdasarkan

54

perhitungan ROI, pabrik ini memiliki kecepatan tahunan pengembalian modal dari

keuntungan sebesar 40,18% untuk ROI bebas pajak dan 30,13% setelah pajak.

Pabrik ini memiliki jangka waktu pengembalian modal selama 1,99 tahun tanpa

pajak atau 2,49 tahun dengan pajak. Diperlukan minimal 59,99% pengoperasian

dari kapasitas maksimal agar nilai cost dan sales sama sehingga apabila kurang

dari itu pabrik akan merugi. Pabrik ini layak ditutup apabila hanya mampu

beroperasi di bawah nilai BEP dan mencapai nilai SDP sebesar 46,05% dari

kapasitas maksimal pabrik karena menutupnya lebih menguntungkan daripada

mengoprasikannya. Nilai DCF sebesar 15,84% dihitung dengan asumsi pabrik

berumur 10 tahun. Berdasar nilai parameter tersebut maka pabrik ini dinyatakan

layak. Perhitungan selengkapnya dapat dilihat pada Lampiran E Analisa

Ekonomi.

Gambar IV.2 Grafik analisa kelayakan

55

DAFTAR PUSTAKA

Anonim, Dowtherm A Synthetic organic heat transfer fluid – Liquid and vapor

phase data, Dow Company, USA

Anonim, Industrial Gas Turbine, The comprehensive product range from 5 to 50

megawatts, Siemens

Anonim, 2011, A Global Approach to reducing aviation emissions, IATA, USA

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

McGraww-Hill Book Company, New York

Branan, C., 2002, Rules of Thumb for Chemical Engineers 3rd

ed, Gulf

Professional Publishing, New York

Bertelli, C., 2010, Current Status of Biofuel Production and Use for Commercial

Aviation, UOP LLC, Chile

Brown, G.G, 1950, Unit Operation, page 154, John Willey and Sons Inc, New

York

Clary, D., 2006, Engineering Design Seminar Heater Introduction, UOP LLC

Dimian, A.C., Bildea, C.S., 2008, Chemical Process Design: Computer-Aided

Case Studies, Willey, USA

Evans, F.L, 1974, Equipment Design Handbook, Volume 2, Gulf Publishing,

Houston

Febriandi, Laporan Kerja Praktek PT. Pertamina (Persero) RU II Dumai,

Universitas Andalas, Padang

Garret, D.E., 1989, Chemical Engineering Economics, Van Nostrand Reinhold,

New York

Gruber, P.R., Peters, M.W., et.al, 2012, Renewable Compositions, US Patent

8,193,402 B2

Guzman, A., Torres, J.E., Prada, L.P., Nunez, M.L., 2010, Hydroprocessing of

crude palm oil at pilot plant scale, Catalyst Today, Elsevier

Hutagalung, A. M., 2013, Tinjauan Pengolahan Limbah Cair Minyak Bumi Pada

Unit Pengolahan -1 Pertamina Pangkalan Berandan, USU International

Repository, Sumatra Utara

56

Higman, C., van der Berg, M, 2003, Gasification, Elsevier Science, USA

Jaelani, 2011, Fraksinasi Metil Ester Olein Menggunakan Fractional, Institute

Pertanian Bogor, Bogor

Kern, D.Q., 1950, Process Heat Transfer, McGraw Hill, Singapore

Kinder, J.D., Rahmes, T., 2009, Evaluation of Bio-Derived Synthetic Parrafinic

Kerosene (Bio-SPK), The Boeing Company Sustainable Biofuel Reseach,

USA

Krischenbauer, H., 1960, Fats an Oils, Second Edition, Reinhold Publisching

Corporation, New York

Lees, F.P., 1980, Loss Prevention in the Process Industries Vol. 1 2nd

ed,

Butterworth Heinemann, Great Britain

McCall, M.J., Kocal, J.A., Bhattacharyya, A., Kalnes, T.N., Brandvold, T.A.,

2011, Production of Aviation Fuel from Renewable Feedstocks,US Patent

8,039,682 B2

Megyessy, Eugene, 1997, Pressure Vessel Handbook 10th

edition, Pressure Vessel

Inc., USA

Mendoza, C.C., Velez, J.F., Garzon, L., Molina, A., 2010, CFD Analysis of The

Heat Transfer Coefficient During Hydrotreatmnt of Palm Oil, Universidad

Nacional De Colombia, Colombia

Mohanty, S., Saraf, D. N., Kunzru, D., 1991, Modeling of hydrocracking reactor,

Fuel Processing Technology, 29 (1991) 1 – 17, Elsevier Science Publisher

B. V., Amsterdam

Nelson W.L, 1958, Petroleum Refinery Engineering, 4th

McGraw-Hill Book

Company, New York

Neumann, P., Linde, F., 2003, Opportunities for an economical hydrogen supply,

Processing Article May 2003 Volume 14, Caloric Anlagenbau GmbH,

Graefelfing

Perry, R. H., and Green, D. W, 2007, Perry’s Chemical Engineers Handbook, 8th

ed, page 6-9, 6-39, Mc Graw Hill Book Company, New York

Rase, H.F and M. H Barrow, 1957, Project Engineering of Process Plant, John

Wiley and Son, New York

57

Sinnot R.K., 1999, Coulson & Richardson’s Chemical Engineering Vol 6,

Butterworth-Heinemann, Great Britain

Stratton, R.W., Wong, H.M., Hileman, J.I., 2010, Life Cycle Greenhouse Gas

Emission from Alternative Jet Fuels, Partner, USA

Timmerhaus, Klaus D., Peters M.S., 1991, Plant Design and Economics, McGraw

Hill International

Van Ness, H.C., Smith, J.M., 1975, Introduction To Chemical Engineering

Thermodynamics, McGraw Hill Book, New York

Watkin, R N, 1979, Petroleum Refinery Distillation, 2nd

, Gulf Publishing

Company, Texas

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

Jakarta

Yusairi, 2009, Engineering Work Instruction Pump Design, PT. Rekayasa

Industri, Jakarta

Yaws, C.L., 1997, Handbook of Chemical Compound Data for Process Safety,

Gulf Publishing Company, Texas

www.chempro.in/palmoilproperties.htm (Diakses pada 20-12-2012, 21.49 am)

www.dumaikota.go.id (Diakses pada 12-02-2013, 08.35 am)

www.indexmundi.com (Diakses pada 21-02-2013, 03.15 pm)

www.infosawit.com (Diakses pada 28-02-2013, 11.04 am)

www.jatenergy.com (Diakses pada 21-02-2013, 04.05 pm)

www.plastemart.com (Diakses pada 23-02-2013, 12.35 am)

www.safug.org (Diakses pada 25-02-2013, 11.35 am)

58

LAMPIRAN

59

LAMPIRAN A SIFAT FISIS BAHAN LAMPIRAN A

SIFAT FISIS BAHAN

Catatan komponen tertentu:

Nafta : C5H12

Bioavatur : C12H23

Biodiesel : C17H36

1. Critical Properties

Tabel A.1 Critical Properties

Komponen Ξ© Tc (K) Pc (bar)

H2 -0,216 33,19 13,13

C1 0,012 190,6 45,99

C2 0,1 305,3 48,72

CO2 0,224 304,2 73,83

C3 0,152 369,8 42,48

i-C4 0,181 420 40,43

C4 0,2 369,8 42,48

2. Kapasitas panas

Kapasitas panas cairan

Cp = A+ BT+CT2+DT

3+ ET

4 (Cp = J/mol.K; T = K)

Tabel A.2 Kapasitas panas cairan

Komponen A B C D E

C1 -1,800E-02 1,198E+00 -9,872E-03 3,167E-05

C2 3,833E+01 4,101E-01 -2,302E-03 5,935E-06

CO2 -3,390E+02 5,280E+00 2,328E-02 3,598E-05

C3 5,964E+01 3,283E-01 -1,538E-03 3,654E-06

i-C4 7,179E+01 4,847E-01 -2,052E-03 4,063E-06

C4 6,287E+01 5,891E-01 -2,359E-03 4,226E-06

Nafta 8,064E+01 6,220E-01 -2,268E-03 3,742E-06

Bioavtur 1,399E+03 -1,344E+01 4,849E-02 -7,552E-05 4,317E-08

Biodiesel 1,136E+02 2,855E+00 -6,396E-03 5,876E-06

H2O 9,205E+01 -3,995E-02 -2,110E-04 5,347E-07

(Yaws, 1999)

60

Crude Palm Oil = 3E-06T2 + 0,002T + 1,796 (Cp = kJ/kg.C; T =

oC)

(www.chempro.in/palmoilproperties.htm)

Karbon aktif = 0,71 kJ/kg. oC

(www.engineeringtoolbox.com)

Asam fosfat 85% = 1,88 kJ/kg. o

C

(Innophos, phosporic acid catalogue)

Kapasitas panas uap

Cp = A + BT + CT2 + DT

3 + ET

4 (Cp = J/mol.K dan T = K)

Tabel A.3 Kapasitas panas gas

Komponen A B C D E

H2 2,540E+01 2,018E-02 -3,855E-05 3,188E-08 -8,759E-12

C1 3,494E+01 -3,996E-02 1,918E-04 -1,530E-07 3,932E-11

C2 2,815E+01 4,345E-02 1,895E-04 -1,908E-07 5,335E-11

CO2 2,744E+01 4,232E-02 -1,956E-05 3,997E-09 -2,987E-13

C3 2,828E+01 1,160E-01 1,960E-04 -2,327E-07 6,867E-11

i-C4 6,772E+00 3,415E-01 -1,027E-04 -3,682E-08 2,043E-11

C4 2,006E+01 2,815E-01 -1,311E-05 -9,457E-08 3,415E-11

Nafta 2,667E+01 3,232E-01 4,282E-05 -1,664E-07 5,604E-11

Bioavtur 1,994E+00 1,338E-01 -8,289E-05 3,118E-08 -7,153E-12

Biodiesel 1,119E+02 9,599E-01 2,790E-04 -6,752E-07 2,255E-10

H2O 3,393E+01 -8,419E-03 2,991E-05 -1,783E-08 3,693E-12

(Yaws, 1999)

3. Panas penguapan

βˆ†π»π‘£π‘Žπ‘ = 𝐴 1 βˆ’π‘‡

𝑇𝑐 𝑛

(Ξ”Hvap = kJ/mol; T = K)

Tabel A.4 Panas penguapan

Komponen A Tc n

C3 26,89 369,82 0,365

i-C4 31,954 408,14 0,392

C4 33,02 425,18 0,377

Naphta (C5) 39,854 496,65 0,398

Bioavtur(C12H23) 78,802 657 0,437

Biodiesel (C17H36) 102 733 0,433

H2O 52,053 647,13 0,321

(Yaws, 1999)

61

4. Densitas

Densitas = 𝐴 π‘₯ π΅βˆ’ 1βˆ’

𝑇

𝑇𝑐 𝑛

(Densitas = kg/m3; T = K)

Tabel A.5 Densitas Komponen A B Tc n

H2 0,031 0,347 33,180 0,276

C1 0,160 0,288 190,580 0,277

C2 0,201 0,273 305,420 0,283

CO2 0,464 0,262 304,190 0,290

C3 0,22151 0,27744 369,82 0,287

i-C4 0,22281 0,27294 408,14 0,27301

C4 0,22827 0,2724 425,18 0,27243

Nafta 0,2359 0,25668 618,45 0,2857

Bioavtur 0,2596 0,26278 679 0,28571

Biodiesel 0,2391 0,2526 733,37 0,3052

H2O 0,325 0,27 647,13 0,23

(Yaws, 1999)

Crude Palm Oil = 847,13 kg/m3

Asam fosfat = 1685 kg/m3

Karbon aktif = 2100 kg/m3

5. Viskositas

Viskositas cairan

log ΞΌ = A + B/T + CT + DT2 (Β΅ liquid = centipoise; T = K)

Tabel A.6 Viskositas

Komponen A B C D

C2 -4,2694 289,54 0,01711 -3,609E-05

CO2 -17,9151 1460,5 0,073127 -1,123E-04

C3 -3,1759 297,12 0,0095453 -1,878E-05

i-C4 -13,4207 1310 0,044329 -5,579E-05

C4 -6,859 673,93 0,021973 -3,069E-05

Nafta -7,1711 747,36 0,021697 -2,718E-05

Bioavtur -7,46 1260,3 0,015116 -1,345E-05

Biodiesel -8,1307 1579,1 0,014949 -1,199E-05

62

LAMPIRAN B NERACA MASSA LAMPIRAN B

NERACA MASSA

A. Komposisi CPO

Triglyceride = 96,31%

Free fatty acid (FFA) = 3%

Gum (phospholipid, phospotide) = 0,03%

Pengotor = 0,01%

Moisture dan organic impurities = 0,15%

Logam = 0,5%

(Kirschenbauer, 1960)

Trigriserida dan FFA merupakan komponen utama (99,31%) dalam CPO dan

diasumsikan sebagai minyak yang akan bereaksi. Komponen selain trigliserida

dan FFA diasumsikan sebagai impuritis sebesar 0,69%.

Perbandingan massa minyak dan hidrogen 1 : 0,09 dapat menghasilkan beberapa

produk dengan yield dalam persen berat sebagai berikut (Mc Call, 2011):

Tabel B.1 Persentase berat produk reaktor

Komponen Persentase berat

CO2 10,8%

C1 1,0%

C2 0,4%

C3 7,0%

iC4 2,0%

nC4 1,6%

Range nafta 13,4%

Range bioavtur 54,7%

Range biodiesel 10%

H2O 2,9%

Kapasitas perancangan pabrik : 87.000 ton bioavtur/tahun

Basis operasi : 1 jam operasi

Operasi dalam 1 tahun : 330 hari

Kapasitas perancangan : 87.000 ton

tahunΓ—

1 tahun

330 harix

1 hari

24 jamΓ— 1000

kg

ton

: 11.023 kg/jam

63

Bioavtur adalah produk reaksi hydrocracking dengan umpan berupa biodiesel dan

hidrogen. Pada proses hydrocrakcing, setiap 1 kg biodiesel menghasilkan 0,44 kg

bioavtur (Mc Call, 2011).

Jumlah biodiesel = 11.023 kg bioavtur Γ— 1 kg biodiesel

0,44 kg bioavtur

= 24.641,12 kg

Biodiesel merupakan hasil reaksi hydrotreating dengan reaktan berupa minyak

kelapa sawit dan hidrogen. Persamaan reaksi hydrotreating dapat dilihat pada

Persamaan B.1 (Stratton, 2010).

CnH2n+1COOH + 3H2 Cn+1H2n+4 + 2H2O

0,51 kg minyak + 0,011 kg hidrogen 0,45 kg biodiesel + 0,064 air (B.1)

Jumlah minyak = 24.641 kg biodiesel Γ—0,51 kg minyak

0,45 kg biodiesel

= 30.185 kg minyak

Kandungan minyak dalam Crude Palm Oil adalah 99,31% dan sisanya sebesar

0,69% adalah impuritis.

Jumlah CPO = 30.185 kg biodiesel Γ— 100% CPO

99,31% biodiesel

= 30.395 kg CPO

B. Perhitungan Neraca Massa (basis perhitungan 1 jam operasi)

1. Tangki degumming (A01-M01)

Blok diagram A01-M01 ditampilkan pada gambar B.1.

Umpan masuk tangki A01-M01

CPO (Arus 2) = 30.395 kg

Asam fosfat (Arus 3) = 0,00067 kg/kg CPO (Jaelani, 2011).

= 20,26 kg

3

2

A01-M01 5

Gambar B.1 Blok diagram tangki A01-M01

64

Neraca massa minyak

F2Xminyak 2 + F3Xminyak 3 = F5Xminyak 5 (B.2)

30.395 (0,9931) + 0 = F5Xminyak 5

F5Xminyak 5 = 30.185,81 kg

Analog dengan perhitungan neraca massa pada persamaan B.2, maka

dapat dihitung neraca massa setiap komponen pada arus masuk dan

keluar tangki A01-M01 (lihat Tabel B.2).

Tabel B.2 Neraca massa di A01-M01

Komponen Input (kg/jam) Output (kg/jam)

Arus 2 Arus 3 Arus 5

Impuritis 209,73 - 209,73

Minyak 30.185,81 - 30.185,81

Asam fosfat - 20,26 20,26

TOTAL 30.395,54 20,26

30.415,80 30.415,80

2. Tangki bleaching (A01-M02)

Pada tangki bleaching A01-M02, ditambahkan bleaching earth dengan

perbandingan 0,012 kg/kg CPO (Jaelani, 2011). Jadi, total bleaching earth

dimasukkan lewat arus 4 ke A01-M02 sebanyak 364,75 kg/jam.

Tabel B.3 Neraca massa di A01-M02

Komponen Input (kg/jam) Output (kg/jam)

Arus 4 Arus 5 Arus 6

Impuritis - 209,73 209,73

Minyak - 30.185,81 30.185,81

Asam fosfat - 20,26 20,26

Bleaching earth 364,75 - 364,75

TOTAL 364,75 30,415.80

30.780,55 30.780,55

5

4

A01-M02 6

Gambar B.2 Blok diagram tangki A01-M02

65

3. Filter press (A01-F01)

Perhitungan neraca massa di sekitar A01-F01. Persamaan perhitungan neraca

massa impuritis menggunakan Persamaan B.3 dan B.4. Perhitungan neraca

massa impuritis menggunakan asumsi 66,67% impuritis dapat terpisahkan

(keluar lewat arus 8) (Rohani, 2006).

Neraca massa impuritis

F8Ximp 8 = 0,6667 x F6Ximp 6 (B.3)

= 0,6667 x (30.780,55 kg x 0,0068)

= 139,83 kg

F8Ximp 7 = F6Ximp 6 βˆ’ F8Ximp 8 (B.4)

= 209,73 kg βˆ’ 139,83 kg

= 69,90 kg

Neraca massa bleaching earth

Perhitungan neraca massa bleaching earth menggunakan asumsi bahwa

seluruh bleaching earth dapat dipisahkan seluruhnya di filter press A01-

F01. Maka neraca massa bleaching earth dihitung sebagaimana pada

Persamaan B.5.

F8Xbe 8 = F6Xbe 6 βˆ’ F8Xbe 7 (B.5)

= 364,75 kg βˆ’ 0

= 364,75 kg

Hasil perhitungan neraca massa di sekitar A01-F01 ditampilkan pada

Tabel B.4.

7 6

A01-F01

8

Gambar B.3 Blok diagram A01-F01

66

Tabel B.4 Neraca massa di sekitar A01-F01

Komponen Input (kg/jam) Output (kg/jam)

Arus 6 Arus 7 Arus 8

Impuritis 209,73 69,90 139,83

Minyak 30.185,81 30.185,81 -

Asam fosfat 20,26 - 20,26

Bleaching earth 364,75 - 364,75

TOTAL 30.780,55 30.255,71 524,84

30.780,55

4. Reaktor (A02-R01)

Asumsi, pendekatan, dan justifikasi reaktor

1. Reaksi pada reaktor 1

a. Komposisi umpan hidrogen dianggap tetap (tipikal): Hidrogen 97%,

dan metana 3% (Pertamina RU II Dumai).

Kebutuhan hidrogen pada reaksi hydrotreating dan hydrocracking

adalah 5.000 SCF/barel CPO (McCall, 2011).

b. Reaksi hydrotreating berlangsung sesuai reaksi pada persamaan B.1.

c. Reaksi bersifat eksotermis. Panas reaksi = -98.6 kJ/mol H2 bereaksi

(Mendoza, 2010).

Perhitungan neraca massa di sekitar reaktor A02-R01

1. Reaktan masuk reaktor 1 (A02-R01) adalah keluaran filter press A01-F01

(arus 7 pada Tabel B.4) dan hidrogen (arus 1).

2. Minyak bereaksi dengan hidrogen sesuai persamaan B.1 sehingga

diketahui jumlah hidrogen bereaksi di reaktor A02-R01.

Jumlah minyak bereaksi = 30.255,71 kg

Jumlah hidrogen bereaksi = 30.256 π‘˜π‘” Γ—1

0,51 π‘˜π‘”Γ— 0,011 π‘˜π‘”

= 648,34 kg

67

3. Jumlah produk keluar reaktor

Jumlah produk keluar reaktor dapat dihitung dengan kombinasi neraca

massa total dan neraca massa komponen. Persamaan umum neraca massa

dituliskan pada persamaan B.6.

Input i + Generasi i – Output i – Reaksi i = Akumulasi i (B.6)

Input i + Generasi i – Output i – Reaksi i = 0

a. Hidrogen

Output H2 = Input H2 + generasi H2 –H2 bereaksi

= 2.717,66 kg + 0 kg – 648,34 kg

= 2.069,33 kg

b. Metana

Output CH4 =Input CH4 + generasi CH4 – CH4 bereaksi

= 669 kg + 0 kg – 0 kg

= 667,66 kg

c. Air

Output H2O = Input H2O + generasi H2O – H2O bereaksi

= 0 kg + 888,22 kg – 0 kg

= 888,22 kg

d. Biodiesel

Output biodiesel = Fi – Output H2 - Output CH4 – Output H2O

= 33.641,03kg - 2.069,33kg – 669,66kg – 888,22 kg

= 24.641 kg

Hasil perhitungan neraca massa di sekitar reaktor 1 (A02-R01) dapat dilihat pada

Tabel B.5.

.

9

1

A02-R01 10

Gambar B.4 Blok diagram A02-R01

68

Tabel B.5 Neraca massa di sekitar A02-R01

Komponen Input (kg/jam) Output (kg/jam)

Arus 1 Arus 9 Arus 10

H2 2.717,66 - 2.069,33

C1 667,66 - 667,66

CO2 - - 3.256,81

C3 - - 2.117,90

Biodiesel - - 24.641.12

H2O - - 888,22

Impurities - 69,90 -

Minyak - 30.185,81 -

TOTAL 3.385,32 30.255,71

33.641,03 33.641,03

5. Reaktor (A02-R02)

Perhitungan neraca massa di sekitar reaktor A02-R02

1. Reaktan masuk reaktor 1 (A02-R02) adalah keluaran reaktor 1 (A02-R01)

(arus 10 pada Tabel B.5).

2. Sebagian biodiesel bereaksi dengan hidrogen membentuk hidrokarbon

rantai pendek. Produk keluaran reaktor hydrocracking adalah sebagai

berikut (McCall, 2011):

a. Hidrogen = 1.567,95 kg

b. Metana = 970,22 kg

c. Etana = 121,02 kg

d. Karbondioksida = 3.256,81 kg

e. Propana = 2.117,90 kg

f. Iso-butana = 605,11 kg

g. Butana = 484,09 kg

h. Nafta = 4.054,27 kg

i. Bioavtur = 16.549,87 kg

j. Biodiesel = 3.025,57 kg

k. Air = 888,22 kg

69

3. Menentukan jumlah hidrogen bereaksi di reaktor A02-R02.

Jumlah hidrogen bereaksi di reaktor A02-R02 dapat dihitung dengan

neraca massa hidrogen di reaktor A02-R02.

Neraca massa hidrogen:

H2 masuk – H2 keluar – H2 bereaksi = H2 terakumulasi

H2 bereaksi = Input H2 + generasi H2 – Output H2

= 2.069 kg + 0 kg – 1.568 kg

= 501 kg

= 248 kmol

Hasil perhitungan neraca massa di sekitar reaktor A02-R02 dapat dilihat pada

Tabel B.6.

Tabel B.6 Neraca massa di sekitar A02-R02

Komponen Input (kg/jam) Output (kg/jam)

Arus 10 Arus 11

H2 2.069,33 1.567,95

C1 667,66 970,22

C2 - 121,02

CO2 3.256,81 3.256,81

C3 2.117,90 2.117,90

i-C4 - 605,11

C4 - 484,09

Nafta - 4.054,27

Bioavtur - 16.549,87

Biodiesel 24.641,12 3.025,57

H2O 888,22 888,22

TOTAL 33.641,03 33.641,03

10

A02-R02 11

Gambar B.5 Blok diagram A02-R02

70

6. Gas-liquid separator (A03-LSV01)

Persamaan untuk perhitungan neraca massa di sekitar A03-LSV01

menggunakan Persamaan B.7 – B.11 (Sinnot, R.K., 1999).

yi = Ki . xi (B.7)

Ai = L/VKi (B.8)

Vi = Fzi/(1+Ai) (B.9)

yi = Vi/V (B.10)

xi = (Fzi – Vi)/L (B.11)

Tabel B.7 Umpan masuk A03-LSV01

Komponen BM Input

Fi (kmol/jam) kg/jam zi

H2 2 776 1.568 0,66

C1 16 60 970 0,05

C2 30 4 121 0,00

CO2 44 74 3.257 0,06

C3 44 48 2.118 0,04

i-C4 58 10 605 0,01

C4 58 8 484 0,01

Nafta 142 29 4.054 0,02

Bioavtur 167 99 16.550 0,08

Biodiesel 240 13 3.026 0,01

H2O 18 49 888 0,04

Total 1.171 33.641 1,00

Perhitungan neraca massa ditampilkan pada Tabel B.8. Langkah

perhitungan adalah melakukan trial L/V hingga didapat L/V trial sama

12

11

A03-LSV01 13

14

Gambar B.6 Blok diagram A03-LSV01

71

dengan L/V hitung. Dari nilai L/V didapat jumlah fase cair dan fase uap.

Nilai xi dan yi pada Tabel B.9 merupakan komposisi di fase uap dan fase

cair. Hasil perhitungan neraca massa di sekitar A03-LSV01 ditampilkan

pada Tabel B.9.

Tabel B.8 Perhitungan neraca massa di sekitar A03-LSV01

Komponen Po(mmHg) Ki Ai Vi yi xi

H2 5,64E+21 3,01E+17 7,30E-19 776,211 0,809 0,000

C1 871.073 46,4534 4,73E-03 60,203 0,063 0,001

C2 56.672 3,0223 0,0727 3,752 0,004 0,001

CO2 90.016 4,8005 0,0458 70,764 0,074 0,015

C3 14.276 0,7613 0,2885 37,272 0,039 0,051

i-C4 5.816 0,3101 0,7082 6,085 0,006 0,020

C4 4.234 0,2258 0,9727 4,222 0,004 0,019

Nafta 8,68198 4,63E-04 474 0,0600 0,000 0,135

Bioavtur 0,35119 1,87E-05 11.728 8,43E-03 0,000 0,469

Biodiesel 0,00740 3,94E-07 556.867 2,26E-05 0,000 0,060

H2O 118,21902 6,30E-03 35 1,375 0,001 0,227

TOTAL 569.105 960 1,00 1,00

Tabel B.9 Neraca massa di sekitar A03-LSV01

Komponen Input(kg/jam) Output (kg/jam)

Arus 11 Arus 12 Arus 13 Arus 14

H2 1.567,95 1.567,95 - -

C1 970,22 965,65 4,57 -

C2 121,02 112,82 8,20 -

CO2 3.256,81 3.114,31 142,50 -

C3 2.117,90 1.643,69 474,21 -

i-C4 605,11 354,24 250,88 -

C4 484,09 245,40 238,70 -

Naphta 4.054,27 8,53 4.045,74 -

Bioavtur 16.549,87 1,41 16.548,46 -

Biodiesel 3.025,57 0,01 3.025,57 -

H2O 888,22 24,78 - 863,44

TOTAL 33.641,03 8.038,79 24.738,81 863,44

33.641,03

72

7. Menara fraksinasi (A03-ADU01)

Gambar B.7 Blok diagram A03-ADU01

Perhitungan neraca massa dan neraca panas di menara fraksinasi

Penghitungan neraca massa dan neraca panas di menara fraksinasi menggunakan

simulasi Hysys. Simulasi dimulai dari produk minyak keluaran gas-liquid

separator A03-LSV01. Langkah-langkah simulasi adalah sebagai berikut:

1. Membuat crude assay baru

Pembuatan assay baru membutuhkan data light ends dan data distilasi. Data

light end produk A03-LSV01 ditampilkan pada Tabel B.9 dan data distilasi

ditampilkan pada Tabel B.10.

Tabel B.10 Data light ends

Komponen % berat

C1 0,018%

C2 0,033%

CO2 0,576%

C3 1,917%

i-C4 1,014%

C4 0,965%

23

13

A03-

ADU01

15

16

17

18

19

21

22

73

Tabel B.11 Data distilasi TBP (Total boiling point)

Suhu (C) % berat

0 0,000%

132 20,877%

279 87,770%

Setelah data tersebut dimasukkan, maka Hysys akan membuat pseudo

component sebagai interpretasi komponen-komponen terkandung dalam

produk reaktor.

2. Memasang alat-alat sesuai proses

Pada simulation environment alat proses dipasang secara berurutan yaitu

expander valve, furnace A03-FR01, menara fraksinasi A03-ADU01 dan

cooler-cooler produk.

3. Memasukkan kondisi dan mass flow rate pada input alat pertama

(expander valve).

Kondisi operasi pada input expander valve adalah kondisi pada keluaran A03-

LSV01. Kondisi dan mass flow rate input expander valve adalah sebagai

berikut:

Mass flow rate : 24.738 kg/jam

Suhu : 55 oC

Tekanan : 2500 kPa

4. Memasukkan kondisi operasi setiap alat pembantu

Kondisi operasi setiap alat adalah kondisi bahan masuk dan bahan keluar.

Contoh proses masukan kondisi operasi dapat dilihat pada Tabel B.12.

Tabel B.12 Kondisi operasi furnace A03-FR01

Nama Input Output

Suhu (oC) 54,65 343,3

Tekanan (kPa) 300 228

Mass flow (kg/jam) 24.739 24.739

Langkah pemasukan kondisi operasi di setiap alat pembantu analog dengan

alat furnace A03-FR01.

74

5. Memasukkan kondisi operasi menara fraksinasi A03-ADU01

Langkah pemasukan kondisi operasi pada menara fraksinasi adalah sebagai

berikut:

a. Suhu umpan masuk menara fraksinasi

Suhu maksimum umpan menara diizinkan ditentukan oleh perancang.

Secara umum umpan menara berkisar antara 650 – 675 F (343,3 – 357,2

oC). Pada distilasi dengan produk utama kerosene/aviation fuel, Watkin

menyarankan suhu umpan menara tidak lebih dari 650 F. Suhu yang

terlalu tinggi dapat menyebabkan dekompisisi termal parafin dan naftenik

(Watkin, 1979). Suhu umpan menara fraksinasi A03-A01 dipilih 650 F

(343,3 oC).

b. Jumlah tray dan menentukan tray draw off

Sebagian besar menara fraksinasi atmosferis memiliki tray sejumlah 25 –

35 tray. Kisaran yang direkomendasikan untuk penentuan jumlah tray

disajikan pada Tabel B.13. Penggunakan kisaran tersebut secara akan

mendapatkan produk fraksinasi yang memadai (Watkin, 1979).

Tabel B.13 Kebutuhan tray pada menara fraksinasi atmosferis

Pemisahan Jumlah tray

Light naphta to heavy naphta 6 – 8

Heavy naphta to light distillate 6 – 8

Light distillate to heavy distillate 4 – 6

Heavy distillate to atmospheric gas oil 4 – 6

Flash zone to first draw tray 3 – 4

Steam and reboiled stripping section 4

Produk menara fraksinasi adalah naphta (heavy naphta), bioavtur (light

distillate), biodiesel (heavy distillate), dan atmospheric gas oil (AGO).

Berdasarkan produk tersebut dapat diketahui bahwa untuk pemisahan

tersebut dibutuhkan menara fraksinasi dengan jumlah tray 29. Susunan

tray dapat dilihat pada Tabel B.14. Sebelum dialirkan ke tangki

75

penyimpanan, biodiesel dan AGO dilewatkan stripper terlebih dahulu.

Pada diesel stripper, biodiesel keluar dari tray 14 kemudian masuk ke

diesel stripper. Di dalam diesel stripper, biodiesel di-strip dengan

menggunakan steam. Steam dari diesel stripper masuk ke menara

fraksinasi lewat tray 14. Pada AGO stripper, AGO di-strip dengan

menggunakan steam. Steam dari AGO stripper masuk ke menara

fraksinasi lewat tray 20.

Tabel B.14 Susunan tray

Komponen Tray Keterangan

Reflux 1 -

Bioavtur 9 -

Diesel steam 14 Lewat diesel stripper

Biodiesel 15 Lewat diesel stripper

AGO steam 20 Lewat AGO stripper

AGO 21 Lewat AGO stripper

Feed 25 -

Main steam 29 -

Residu 29 -

c. Tekanan umpan menara distilasi

Penentuan tekanan umpan menara berdasarkan pressure drop pada

menara fraksinasi. Pressure drop condenser berkisar 5 – 7 psi. Pada

kondisi normal, pressure drop liquid separator adalah 1 psi. Pressure

drop antar tray berkisar antara 0,1 – 0,2 psi (Watkin, 1979). Tekanan pada

kondenser ditentukan 2,7 psia. Setelah dihitung berdasar pressure drop

yang terjadi di menara, didapatkan tekanan umpan menara fraksinasi

adalah 33,1 psia.

d. Jumlah steam untuk proses stripping

Tujuan proses stripping adalah mengoptimalkan produk distilasi fraksi

ringan. Pada umumnya jumlah steam untuk stripping adalah 10 lb/barel

produk. Jumlah produk teruapkan pada proses stripping dapat diprediksi

dengan grafik pada Figure 2.13 Watkin.

76

6. Menjalankan proses simulasi

Simulasi dijalankan hingga perhitungan pada menara fraksinasi konvergen.

Neraca massa di menara fraksinasi dapat dilihat pada Tabel B.15.

Tabel B.15 Neraca massa di sekitar A03-ADU01

Komponen Input(kg/jam) Output (kg/jam)

Arus 13 Arus 23 Arus 15 Arus 16 Arus 17 Arus 18 Arus 19 Arus 21 Arus 22

C1 4,57 - - - - - - - -

C2 8,2 - - - - - - - -

CO2 142,5 - - - - - - - -

C3 474,21 - - - - - - - -

i-C4 250,88 - - - - - - - -

C4 238,7 - - - - - - - -

Off gas

- - - - - - - 2.472,02

Naphtha 4.045,74 - - - - - 6.031,65 - -

Bioavtur 16.548,46 - - - - 11.023 - - -

Biodiesel 3.025,57 - - - 4.011 - - - -

AGO - - - 371 - - - - -

Residue - - 891 - - - - - -

H2O - 389,85 - - - - - 328,99 -

TOTAL 24.738,81 389,85 891 371 4.011 11.023 6.031,65 328,99 2.472,02

25.128,66 25.128,66

77

LAMPIRAN C NERACA PANAS LAMPIRAN C

NERACA PANAS

T referensi : 30 oC = 303,15 K

1. Tangki degumming (A01-M01)

Pada A01-M01 diasumsikan tidak ada panas pelarutan.

input – output = akumulasi = 0

input = output

Panas masuk arus 2

T masuk = 30Β°C = 303,15 K

βˆ†H = Q = n.Cp.(Tin-Tref)

Panas masuk bersama Crude Palm Oil

βˆ†H = Q = n.Cp.(Tin-Tref) (C.1)

= (30.185,82 kg/jam)(2,40 kJ/kmol.K)(303,15 K - 303,15K)

= 0 kJ/jam

Tabulasi perhitungan persamaan C.1 dapat dilihat pada Tabel C.1.

Perhitungan βˆ†H komponen lain pada neraca panas analog dengan

perhitungan persamaan C.1. Dari perhitungan panas tiap komponen maka

didapat neraca panas total pada setiap alat. Neraca panas pada A01-

M01ditampilkan pada tabel C.2.

Tabel C.1 Perhitungan neraca panas arus 2

Komponen n (kg/jam) Cp (kJ/kg.K) βˆ†T Q (kJ/jam)

Impuritis 209,73 2,40 0 0

Minyak 30.185,82 2,40 0 0

Tabel C.2 Neraca panas di sekitar A01-M01

Komponen Input (kJ/jam) Ouput (kJ/kg)

Arus 2 Arus 3 Q in Arus 5

Impuritis 0 0 0 20.497

Minyak 0 0 0 2.950.082

Asam fosfat 0 0 0 1.527

Total 0 0 2.972.107 2.972.107

Grand total 2.972.107 2.972.107

78

2. Tangki bleaching (A01-M02)

Tabel C.3 Neraca panas di sekitar A01-M02

Komponen Input (kJ/jam) Ouput (kJ/kg)

Arus 5 Arus 4 Q in Arus 6

Impurities 20.497 0 0 41.666

Minyak 2.950.082 0 0 5.996.904

Asam fosfat 1.527 0 0 3.054

Karbon aktif 2.972.107 0 0 20.718

Total 1.527 0 6.062.342 6.062.342

Grand total 6.062.342 6.062.342

3. Filter press (A01-F01)

Tabel C.4 Neraca panas di sekitar A01-F01

Komponen Input (kJ/jam) Ouput (kJ/kg)

Arus 6 Arus 7 Arus 8

Impurities 41.666 13.887 27.779

CPO 5.996.904 5.996.904 -

Asam fosfat 3.054 - 3.054

Karbon aktif 20.718 - 20.718

Total 6.062.342 6.010.792 51.551

Grand total 6.062.342 6.062.342

4. Fired heater (furnace) CPO (A01-FR01)

Tabel C.5 Neraca panas di sekitar A01-FC01

Komponen Input (kJ/jam) Ouput (kJ/kg)

Minyak 6.312.350 25.151.095

Beban furnace 18.838.745 -

Total 25.151.095 25.151.095

79

5. Reaktor 1 (A02-R01)

Tabel C.6 Neraca panas di sekitar A02-R01

Komponen Input (kJ/jam) Output (kJ/jam)

Minyak 19.723.092 -

H2 - 9.152.053

C1 - 570.025

CO2 - 983.829

C3 - 1.406.903

Biodiesel - 20.821.390

H2O vap - 532.976

Panas reaksi 31.646.532 -

Panas kondensasi - 1.187.047

Beban pendingin - 16.715.402

Total 51.369.624 51.369.624

6. Reaktor 2 (A02-R02)

Tabel C.7 Neraca panas di sekitar A02-R02

Komponen Input (kJ/jam) Output (kJ/jam)

H2 9.152.053 8.346.790

C1 570.025 1.019.751

C2 - 111.196

CO2 983.829 1.189.940

C3 1.406.903 1.904.222

i-C4 - 551.629

C4 - 441.129

Nafta - 1.852.308

Bioavtur - 1.814.109

Biodiesel 20.821.390 2.634.920

H2O 532.976 637.974

Panas penguapan - 4.029

Panas reaksi 10.424.740 -

Beban pendingin - 31.730.707

Total 43.891.914 43.891.914

80

7. Kondenser (A03-HE01)

Tabel C.8 Neraca panas di sekitar A03-HE01

Komponen Input (kJ/jam) Output (kJ/jam)

H2 8.207.452 559.693

C1 311.553 58.513

C2 108.854 6.038

CO2 1.168.631 455.978

C3 1.864.060 106.102

i-C4 540.115 31.697

C4 431.986 26.153

Nafta 1.817.673 120.217

Bioavtur 1.790.139 103.521

Biodiesel 2.615.080 176.951

H2O 627.038 91.297

Panas kondensasi 9.747 -

Beban kondenser - 17.756.168

Total 19.492.328 19.492.328

8. Gas-liquid separator (A03-LSV01)

Tabel C.9 Neraca panas di sekitar A03-LSV01

Komponen

Input (kJ/jam) Output (kJ/jam)

Arus 11 Arus 12 Arus 13 Arus 14

H2 559.693 559.693 - -

C1 58.513 55.726 2.787 -

C2 6.038 5.184 853 -

CO2 455.978 68.937 387.041 -

C3 106.102 72.477 33.624 -

i-C4 31.697 15.725 15.972 -

C4 26.153 11.081 15.072 -

Nafta 120.217 192 120.024 -

Bioavtur 103.521 8 103.513 -

Biodiesel 176.951 0 176.950 -

H2O 91.297 1.160 - 90.138

Total 1.736.159 790.184 855.838 90.138

Grand total 1.736.159 1.736.159

81

9. Fire heater heater (A03-FR01)

Tabel C.10 Neraca panas di sekitar A03-FR01

Komponen Input (kJ/jam) Output (kJ/jam)

Reactor effluent -53.063.582 -29.662.056

Heater duty 23.401.526 -

Total -29.662.056 -29.662.056

10. Menara Fraksinasi (A03-ADU01)

Tabel C.11 Neraca panas di sekitar A03-ADU01

Komponen Input (kJ/jam) Output (kJ/jam)

Feed -29.662.056 -

Main steam -519.312 -

Biodiesel steam -4.347.367 -

AGO steam -194.658 -

Off gas - -6.498.473

Nafta - -12.846.173

Waste water - -5.201.698

Bioaviatur - -18.712.100

Biodiesel - -6.850.993

AGO - -589.366

Residu - -1.380.189

Beban kondenser - 17.355.576

Total -34.723.394 -34.723.416

11. Cooler nafta (A03-HE03)

Tabel C.12 Neraca panas di sekitar A03-HE03

Komponen Input (kJ/jam) Output (kJ/jam)

Nafta -12.846.173 -12.921.883

Beban cooler - 75.710

Total -12.846.173 -12.846.173

82

12. Cooler bioavtur (A03-HE04)

Tabel C.13 Neraca panas di sekitar A03-HE04

Komponen Input (kJ/jam) Output (kJ/jam)

Bioavtur -18.712.100 -23.472.447

Beban Cooler - 4.760.347

Total -18.712.100 -18.712.100

13. Cooler biodiesel (A03-HE05)

Tabel C.14 Neraca panas di sekitar A03-HE05

Komponen Input (kJ/jam) Output (kJ/jam)

Biodiesel -6.850.993 -8.545.169

Beban Cooler - 1.694.176

Total -6.850.993 -6.850.993

14. Cooler AGO (A03-HE06)

Tabel C.15 Neraca panas di sekitar A03-HE06

Komponen Input (kJ/jam) Output (kJ/jam)

AGO -589.366 -788.770

Beban Cooler - 199.404

Total -589.366 -589.366

15. Cooler residu (A03-HE07)

Tabel C.16 Neraca panas di sekitar A03-HE07

Komponen Input (kJ/jam) Output (kJ/jam)

Residu -1.380.189 -1.896.988

Beban Cooler - 516.799

Total -1.380.189 -1.380.189

83

LAMPIRAN D PERANCANGAN REAKTOR

LAMPIRAN D

PERANCANGAN REAKTOR

Jenis reaktor : Fixed bed multi tube

Alasan pemilihan :

- Memudahkan transfer panas (proses pendinginan) karena reaksi dalam

reaktor bersifat eksotermis

- Reaktor bertekanan tinggi sehingga dengan susunan banyak tube,

kemanan lebih terjamin

Kondisi operasi :

- Suhu : 605,15 – 671,15 K

- Tekanan : 5.171 kPa

- Fase reaksi : - Gas dan cair (reaktor A02-R01)

Katalis :

- Metal : CoMo

- Support : Alumina

- Bentuk : Silinder

- Lifetime : 10 tahun

- Panjang : 6,4 mm

- Diameter : 1,6 mm

- Densitas : 810 kg/m3 (dense loaded)

(Pertamina RU V Balikpapan)

Sesuai dengan hasil perhitungan neraca massa (Tabel B.4) dan neraca panas

(Tabel C.6), maka dapat dihitung dimensi reaktor.

84

D. Menghitung dimensi reaktor

1. Menentukan jenis dan ukuran tube

Pemilihan tube berdasarkan pada tebal tube. Dipilih tube dengan tebal

tertentu sehingga dapat menangani tekanan dalam tube (5.171 kPa).

Spesifikasi tube dipilih:

Diameter dalam tube (ID) : 1,17 in

Diameter luar tube (OD) : 1,5 in

Tebal pipa : 0,33 in

BWG : 8

Flow area (a’t) : 1,075 in2

Panjang tube dipilih (Ltube) : 5 m

Setelah spesifikasi tube dipilih, langkah berikutnya adalah menghitung

ketebalan tube minimum yang dibutuhkan untuk menangani tekanan dalam

tube. Tebal tube dapat dihitung dengan persamaan D.4 (Brownell, 1959).

Perhitungn tebal tube:

(D.4)

Spesifikasi :

Allowance stress (f) : 17500 lb/in2 (Tabel 13-1 Brownell)

Corrosion allowanse (C ) : 0,125 in

Efisiensi pengelasan (E) : 0,8 (tabel 13-2 Brownell, single butt joint)

P operasi : 5.171 kPa

: 51,03 atm

P design : 900,24 psia (over design 20 %)

ID : 1,170 in

ri (jari-jari) : 0,585 in

t tube : 0,164 in

tebal tube : 0,165 in

Tebal pipa dibutuhkan (0,165 in) lebih kecil daripada tebal pipa aktual (0,33

in) sehingga pipa tersebut dapat digunakan.

CPEf

riPt

6,0.

.

85

2. Menghitung volume katalis

Volume tumpukan katalis (Vcat) dapat dihitung dengan persamaan D.5

(Ancheyta, 2011).

𝐿𝐻𝑆𝑉 =𝐹

π‘‰π‘π‘Žπ‘‘ (D. 5)

Liquid Hourly Space Velocity (LHSV) : 3,5 jam-1

Mass rate CPO : 30.256 kg/jam

Densitas CPO : 768 kg/m3

Volume rate CPO (F) : 39,4 m3/jam

π‘‰π‘π‘Žπ‘‘ =𝐹

𝐿𝐻𝑆𝑉

π‘‰π‘π‘Žπ‘‘ =39,4 π‘š3. π‘—π‘Žπ‘šβˆ’1

3,5 π‘—π‘Žπ‘šβˆ’1

π‘‰π‘π‘Žπ‘‘ = 11,25 m3

3. Menghitung jumlah tube

Setelah volume katalis terhitung dan panjang tube telah ditentukan, maka

dapat dihitung kebutuhan tube reaktor.

Vcat : 11,25 m3

Ltube : 5 m

ID : 1,17 in = 0,0297 m

Volume per tube (Vtube) = 1

4πœ‹πΌπ·2

= 0,00347 m3

Jumlah tube = π‘‰π‘π‘Žπ‘‘

𝑉𝑑𝑒𝑏𝑒

= 3244,97 tube

Jumlah tube dipilih = 3245 tube

4. Menghitung diameter shell

Diameter shell dihitung dengan persamaan D.7 dan D.8 (Shah, R.K., 2003).

86

CPfE

riPts

6.0

.

𝐷𝑠 = 0,637 𝐢𝐿

𝐢𝑇𝑃 π΄π‘œ (𝑃𝑇/π‘‘π‘œ )2π‘‘π‘œ

𝐿

12

(D.7)

π΄π‘œ = πœ‹π‘‘π‘œπ‘π‘‘πΏ (D.8)

CTP = 0,93 (one tube pass)

CL = 0,87 (triangular pitch)

Nt (jumlah tube) = 3.245 tube

Pt (pitch) = 0,156 ft

do = 0,125 ft

L (panjang tube) = 16,4 ft

Ao = 20.887,9 ft2/ft

𝐷𝑠 = 0,637 0,87

0,93 20.887,9(0,156/0,125)20,125

16,4

12

Ds = 9,72 ft

= 2,96 m β‰ˆ 3 m

5. Menghitung baffle space (B)

Jarak antar baffle dapat ditentukan dengan persamaan D.7 (Kern, 1960).

Baffle space (B) = 0,5 x IDs (D.7)

= 0,5 x 3 m

= 1,5 m

Hasil perhitungan menunjukkan bahwa jarak antar baffle adalah 1,5 m.

Namun pada reaktor ini dipilih jarak antar baffle 1 m.

6. Menghitung tebal shell

Tebal shell (ts) dapat dihitung dengan persamaan D.8 (Brownell, 1959).

(D.8)

Allowance stress (f) = 17.500 lb/in2 (Tabel 13-1 Brownell)

Corrosion allowance (C) = 0,125 in (Tabel 13-2 Brownell)

Efisiensi pengelasan (E) = 0,8 (Tabel 13-1 Brownell)

87

tsIDSOD 2

P operasi = 101,325 kPa

P design = 17,640 psia (over design 20%)

ri = 58,82 in

t shell = 0,2 in

7. Menghitung tebal head

Tebal shell (ts) dapat dihitung dengan persamaan D.9 dan D.10 (Brownell,

1959).

π‘Š =1

4 3 + π‘Ÿπ‘

π‘–π‘π‘Ÿ (D. 9)

𝑑𝑕 =𝑃 π‘Ÿπ‘ π‘Š

2𝑓𝐸 βˆ’ 0,2𝑃+ 𝐢 (D. 10)

(D.11)

Dengan

th = tebal head, in

icr = inside corner radius, in

rc = radius of dish, in

Tabel 5.7 Brownell untuk OD = 126 in dan t = 0,20 in

icr = 9 in

rc = 114 in

maka didapat W = 1,64 in

th = 5,13 in

88

sfbth

2

ID

22 ABBC

8. Menghitung tinggi head (OA)

Tinggi head dihitung dengan cara berikut

OD

bicr

B A

ID

a

sf

OA

rC

C

th

Tinggi head =

a =

AB = a - icr

BC = r – icr

AC =

b = r – AC

Data-data icr, r, th pada ts dan OD dapat dilihat pada tabel 5.7 hal 89-91

Brownell. Harga sf dilihat dari tabel 5.6 hal 88 Brownell. Data-data tersebut

diperoleh sebagai berikut :

a = 58,82 in

sf = 1,5 – 2,5 ; dipilih sf = 2 in

icr = 9 in

rc = 114 in

AB = 49,82 in

BC = 105 in

AC = 94,43 in

b = 21,57 in

maka tinggi head = th + sf + b

= 5,13 + 2 + 21,57

= 28,71 in = 0,73 m

89

9. Menghitung tinggi reaktor

Tinggi reaktor merupakan tinggi tube yang digunakan ditambah 2 x tinggi

head. Ditentukan tinggi/panjang tube yang digunakan = 5 m

Tinggi reaktor (Hr) = Z + 2 x Tinggi head

= 5 m + (2 x 0,73 m)

= 6,46 m

E. Menentukan ukuran pipa

Syarat pemilihan pipa adalah ketersediaan pipa, (lihat tabel F.1), kecepatan

linier fluida sesuai persyaratan, dan ketebalan mampu menangani tekanan

dalam pipa. Tebal minimal pipa 3” SCH 40 in adalah 0,23 in dan pipa 4”

SCH 40 adalah 0,26 in. Kecepatan linier air 2,5 – 3 m/s dan kecepatan linier

gas 60 m/s.

1. Pipa inlet reaktan A02-R01

Laju volumetrik = 39,38 m3/jam

= 0,01 m3/s

Diameter dalam pipa = 77, 93 mm (NPS 3” SCH 40)

Luas pipa = 0,0048 m2

Kecepatan alir fluida (u) = 2,29 m/s

Tebal pipa = 11,97 mm

= 0,47 in

2. Pipa outlet reaktor A02-R01

Laju volumetrik = 1.426,33 m3/jam

= 0,084 m3/s

Diameter dalam pipa = 102,26 mm (NPS 4” SCH 40)

Luas pipa = 0,00821 m2

Kecepatan alir fluida (u) = 48,27 m/s

Tebal pipa = 12,04 mm

= 0,47 in

3. Pipa inlet dan outlet fluida pendingin reaktor A02-R01

Laju volumetrik = 30,23 m3/jam

= 0,0084 m3/s

90

Diameter dalam pipa = 77,03 mm (NPS 3” SCH 40)

Luas pipa = 0,0047 m2

Kecepatan alir fluida (u) = 1,80 m/s

Tebal pipa = 11,87 mm

= 0,47 inf

F. Menentukan tebal isolasi reaktor

Reaktor 1 dan reaktor 2 diisolasi dengan isolator silica dengan data - data

sebagai berikut:

Ξ• = 0,85

kisolasi = 0,013 Btu/hr ft 0F

Suhu isolator bagian luar T3 = 500C = 122

0F = 323,15 K

Suhu rata – rata dalam reaktor T1 = 398 oC = 748,4

oF = 538,75 K

Suhu udara luar T4 = 30 oC = 86

oF = 303,15 K

Suhu film tf = 2

43 TT =

2

3050 = 40

0C = 313,15 K = 104

oF

Ξ² = ft

1 =

40

1 = 0,025 C

-1

Ξ”t = T3 – tf = 50 – 40 = 100C

Sifat fisis udara pada tf :

= 1,1302 kg/m3

cp = 1,0066 kJ/kg OC

k = 0,0272 W/m OC

ΞΌ = 1,91E-05 kg/m s

Asumsi : Sifat – sifat fisis udara tetap

Di sekeliling reaktor terjadi konveksi bebas

Gr = 2

3 t g

Gr = Bilangan Grasshoff

Pr = k

cp Pr = Bilangan Prandtl

Raf = Gr.Pr Raf = Bilangan Rayleigh

91

Bila : Raf = 104 – 10

9 hc = 0,29

25,0

L

t

Raf = 109 –

1012

hc = 0,19 3/1t (Mc.Adams, 1958)

hc = koefisien perpindahan massa konveksi

diambil : = L = tinggi silinder reaktor = 6,47 m

25

21233

)./1091,1(

)10( )/8,9( )025,0( )/1302,1( )47,6(

smkgx

CsmCmkgmGr

= 2,34 x 1012

Pr = k

cp

= 0272,0

)0591,1)(0066,1( E

= 7,05x 10-4

Raf = Gr. Pr

= (2,34 x 1012

)(7,05x 10-4

)

= 1,65 x 109

Raf terletak antara 109 – 10

12, sehingga:

hc = 0,19

33,0

L

t

= 0,22 W/m2 0

C

Koefisien perpindahan panas radiasi dihitung dengan :

qr = Ξ΅ Ο„ (T34 – T4

4)

dimana :

Ξ΅ = emisivitas

Ο„ = konstanta Stefan Boltzman = 5,67.10-8

W/ m2

K4

Ts = suhu dinding, K

Tu = suhu film, K

qr = 0,85 (5,67.10-8

)(323,154 – 303,15

4)

= 118,50 W/m2

92

Koefisien perpindahan panas radiasi,

hr = 15,30315,323

7287,129

43

TT

qr = 5,92 W/m2.o

C

Penentuan tebal isolasi dilakukan dengan cara trial and error. Penyelesaian

trial and error dilakukan dengan goal seek. Hasil perhitungan dibutuhkan

isolator silica = 0,0625 m.

Algoritma perhitungan dimensi reaktor dapat dilihat pada Gambar D.1.

93

Mulai

Menghitung volume katalis

Data-data telah diketahui:

LHSV, volume rate, spesifikasi tube dan shell

Didapat hasil

volume katalis

Memilih tube

Menghitung tebal tube

minimum dibutuhkan

Tebal tube

minimal

Memilih panjang tube,

menghitung volume per tube

dan jumlah kebutuhan tube

Ok

Not ok

Didapat

jumlah tube

Menghitung diameter shell Didapat L/D

Not ok

Ok

Selesai

Gambar D.1 Algoritma perhitungan dimensi reaktor

94

DESAIN REAKTOR A02-R01

C

D

0,102 m

3 m

0,102 m

A

0,078 m

5 m

0,73 m

0,078 m

E

F

HI

B

G

Gambar D.2 Sketsa reaktor A02-R01 tampak samping

Keterangan:

A : Pipa pemasukan reaktan

B : Pipa pengeluaran dowtherm A

C : Baffle

D : Dinding reaktor

E : Isolasi

F : Tube

H : Perforated plate

I : Pipa outlet produk

G : Pipa pemasukan dowtherm A

95

DESAIN REAKTOR A02-R02

C

D

0,102 m

3 m

0,102 m

A

0,102 m

5 m

0,73 m

0,102 m

E

F

HI

B

G

Gambar D.3 Sketsa reaktor A02-R02 tampak samping

Keterangan:

A : Pipa pemasukan reaktan

B : Pipa pengeluaran dowtherm

C : Baffle

D : Dinding reaktor

E : Isolasi

F : Tube

H : Perforated plate

I : Pipa outlet produk

G : Pipa pemasukan dowtherm A

96

MENARA FRAKSINASI

i. Menghitung dimensi menara fraksinasi

Penghitungan dimensi menara dilakukan dengan membagi menara menjadi

beberapa envelope. Hal ini dilakukan karena setiap melewati draw off

sehingga jumlah uap berkurang. Penghitungan dimensi menara berdasarkan

jumlah uap di dalam envelope.

1. Envelope 1 (flash zone)

Langkah-langkah menghitung diameter menara adalah sebagai berikut:

a. Menghitung volume rate uap

Penghitungan volume uap pada flash zone dapat dilakukan dengan

persamaan D.12 (Nelson, 1958).

𝑉 = 𝑛 π‘₯ 379 π‘₯ 𝑇 + 460 𝑅

520 𝑅 π‘₯

760 π‘šπ‘šπ»π‘”

𝑃 (D. 12)

Keterangan:

V : volume gas (ft3/jam)

n : jumlah mol (lbmol/jam)

T : suhu operasi (oF)

P : tekanan operasi (mmHg)

Jumlah mol pada flash zone (n) = 338,19 lbmol/jam (Hysys)

Suhu operasi (T) = 580,7 oF (dari Hysys)

Tekanan operasi (P) = 1617,2 mmHg (Hysys)

Volume uap (V) = 138.383,75 ft3/jam

b. Menghitung densitas uap

Volume uap (V) = 138.383,75 ft3/jam

Massa uap (m) = 52.797,71 lb/jam (Hysys)

Densitas uap = π‘š

𝑉

= 0,3815 lb/ft3

c. Menghitung w/A

Nilai w/A dihitung dengan persamaan D.13 (Nelson, 1958).

97

𝑀

𝐴= 𝐾 πœŒπ‘’π‘Žπ‘ (πœŒπ‘™π‘–π‘ž βˆ’ πœŒπ‘’π‘Žπ‘ ) (D. 13)

Keterangan:

w : laju massa (lb/jam)

A : luas menara (ft2)

K : tetapan K sebagai fungsi jarak antar tray

ρuap : densitas uap (lb/ft3)

ρliq : densitas cairan (lb/ft3)

Tetapan K (K) = 500 (Figure 16-13, Nelson)

ρuap = 0,3815 lb/ft3

ρliq = 41,53 lb/ft3

(Hysys)

w/A = 1.981,04 lb/ft2

A = π‘š

1.981,04 lb /ft2

= 52.797,71 lb

1.981,04 lb /ft2

= 26,65 ft2

Diameter tray (D) = 4 𝐴

πœ‹

= 4 (26,65 ft2)

πœ‹

= 5,82 ft

= 1,76 m

Jarak antar tray = 15 in (Figure 16-13 Nelson, K = 500)

2. Envelope 2 (meninggalkan tray 15)

Cara penghitungan envelope 2 sama seperti envelope 1. Didapat hasil

perhitungan sebagai berikut:

Suhu = 510,62 F

Tekanan = 1.432 mmHg

Jumlah mol = 424,53 lbmol/jam

Massa = 48.787,12 lb/jam

ρuap = 0,2748 lb/ft3

98

ρliq = 42,45 lb/ft3

(Hysys)

w/A = 1.702,19 lb/ft2

Diameter tray = 5,72 ft

= 1,74 m

Jarak antar tray = 15 in (Figure 16-13 Nelson, K = 500)

3. Envelope 3 (meninggalkan tray 9)

Cara penghitungan envelope 3 sama seperti envelope 1. Didapat hasil

perhitungan sebagai berikut:

Suhu = 433,35 F

Tekanan = 1.321 mmHg

Jumlah mol = 249,95 lbmol/jam

Massa = 19.473,66 lb/jam

ρuap = 0,2081 lb/ft3

ρliq = 40,25 lb/ft3

(Hysys)

w/A = 1.443,30 lb/ft2

Diameter tray = 4,14 ft

= 1,26 m

Jarak antar tray = 15 in (Figure 16-13 Nelson, K = 500)

4. Envelope 4 (bottom)

Diameter bottom dihitung berdasar residu. Bottom harus selalu terisi cairan

residu agar tekanan di dalam menara fraksinasi tidak turun. Diameter

bottom dipilih sama seperti diameter top menara (envelope 3). Perhitungan

diameter bottom adalah sebagai berikut:

Laju massa residu = 891 kg/jam

Densitas = 665,19 kg/m3

Laju volume residu = 0,0223 m3/menit

Waktu tinggal = 7 menit (GPSA, 2004)

Diameter bottom = 4,14 ft

= 1,26 m

Tinggi cairan residu = 0,1237 m

Jarak antar tray = 15 in (Figure 16-13 Nelson, K = 500)

99

5. Menghitung tinggi menara fraksinasi

Perhitungan tinggi menara fraksinasi ditampilkan pada tabel D.7.

Tabel D.1 Tinggi menara fraksinasi

Parameter Nilai Satuan Tinggi Kolom

(mm)

Tinggi permukaan cairan bottom 0,12 m 125

Tambahan tinggi, permukaan cairan - tray bottom 1,00 m 1.000

Flash zone 22,50 in 572

Tray spacing 29 tray 435,00 in 11.049

Draw off bioavtur* 22,50 in 572

Draw off biodiesel* 22,50 in 572

Draw off AGO * 22,50 in 572

Vapor space top column 1,00 m 1.000

Total tinggi kolom 15.460

*Tinggi draw off adalah 1,5 kali tinggi spacing

Ringkasan perhitungan dimensi menara fraksinasi A03-ADU01 dapat dilihat pada

tabel D.8.

Tabel D.2 Ringkasan dimensi menara fraksinasi A03-ADU01

Parameter D hitung

(ft)

D pakai

(ft)

D pakai

(m)

Ketinggian

(mm)

Envelope 3 (Top tower) 4,14 4,20 1,28 15.460 11.412

Envelope 2 5,72 5,80 1,77 11.412 9.126

Envelope 1 (Flash zone) 5,82 5,80 1,77 9.126 2.649

Envelope 4 (Bottom) 4,14 4,20 1,28 2.649 0

ii. Menghitung tebal plat menara fraksinasi A03-ADU01

1. Menghitung tebal head top dan bottom

Tipe head dilpilih adalah ellipsoidal dengan head ratio 2:1. Tebal head

tipe ini dapat dihitung dengan persamaan D.14 (Megyesy, 1997).

(D.14)

Tipe head = Ellipsoidal (head ratio 2:1)

Tekanan operasi = 8 psig

Tekanan desain (P) = 9,6 psig (over design 20%)

Joint efficiency (E) = 0,8

C0.2P2SE

PDt

100

Diameter (D) = 3,3 ft

Dipiliih bahan konstruksi Carbon steel SA-283 grade C dengan spesifikasi

sebagai berikut:

Allowable stress (S) = 12.650 psi

Corrosion allowance (C) = 0,125 in

Tebal head (t) = 0,144 in

Tebal head dipilih = 0,3125 in (Megyesy, 1997)

Tebal head top dan bottom adalah sama karena tipenya sama yaitu

ellipsoidal dengan head ratio 2:1.

2. Menghitung tebal kolom menara fraksinasi

Langkah-langkah menghitung tebal menara fraksinasi adalah sebagai

berikut:

a. Menghitung berat silinder top

Berat silinder dapat dihitung dengan persamaan D.15. Pada

perhitungan tebal perlu asumsi awal tebal kolom. Nilai asumsi adalah

nilai tebal standar yang ada di pasaran. Cara perhitungan seksi lainnya

analog dengan perhitungan berat silinder bagian top.

Berat silinder = Luas shell Γ— Hsilinder Γ— ρbahan konstruksi (D.15)

Tebal silinder = 0,026 ft

D in silinder = 3,3 ft

D out silinder = 3,326 ft

Tinggi silinder (H) = 13,28 ft

Luas shell = πœ‹

4(π·π‘œπ‘’π‘‘

2 βˆ’ 𝐷𝑖𝑛2)

= 0,135 C

Densitas bahan = 490,752 lb/ ft3

Berat silinder shell = 0,135 ft2 x 13,28 ft x 490,752 lb/ ft

3

= 882,84 lb

b. Menghitung berat silinder envelope 1 dan 2

Tebal silinder = 0,026 ft

D in silinder = 4,6 ft

D out silinder = 4,626 ft

101

Tinggi silinder (H) = 28,75 ft

Luas shell = πœ‹

4(π·π‘œπ‘’π‘‘

2 βˆ’ 𝐷𝑖𝑛2)

= 0,189 C

Densitas bahan = 490,752 lb/ ft3

Berat silinder shell = 0,189 ft2 x 28,75 ft x 490,752 lb/ ft

3

= 2.661 lb

c. Menghitung berat silinder bottom

Tebal silinder = 0,026 ft

D in silinder = 3,3 ft

D out silinder = 3,326 ft

Tinggi silinder (H) = 3,69 ft

Luas shell = πœ‹

4(π·π‘œπ‘’π‘‘

2 βˆ’ 𝐷𝑖𝑛2)

= 0,135 C

Densitas bahan = 490,752 lb/ ft3

Berat silinder shell = 0,135 ft2 x 3,69 ft x 490,752 lb/ ft

3

= 245,28 lb

Total berat silinder = 882,84 lb + 2.661 lb + 245,28 lb

= 3.789 lb

d. Menghitung berat tray top

Tray yang digunakan adalah stainless steel tebal 0,075 in dengan berat

per satuan luas 35 lb/ft2. Berat tray top dapat dihitung dengan

persamaan D.16. Berat tray pada bagian lain analog dengan

perhitungan ini.

π΅π‘’π‘Ÿπ‘Žπ‘‘ π‘‘π‘Ÿπ‘Žπ‘¦ =πœ‹

4 π‘₯ 𝐷2 π‘₯ π‘π‘’π‘Ÿπ‘Žπ‘‘ π‘π‘’π‘Ÿ π‘ π‘Žπ‘‘π‘’π‘Žπ‘› π‘™π‘’π‘Žπ‘  π‘₯ π‘—π‘šπ‘™π‘• π‘‘π‘Ÿπ‘Žπ‘¦ (D. 16)

D top = 3,3 ft

Jumlah tray = 9 tray

Berat tray = 816 lb

e. Menghitung berat tray envelope 1 dan 2

D top = 4,6 ft

102

Jumlah tray = 20 tray

Berat tray = 2.527 lb

Total berat tray = 816 lb + 2.527 lb

= 3.343 lb

f. Menghitung berat isolasi head top dan bottom

Berat isolasi dapat dihitung dengan persamaan D.17. Spesifikasi isolasi

adalah sebagai berikut (Kern, 1960):

Bahan isolasi : Silica

Densitas : 8,5 lb/ft2

Tebal isolasi : 0,2 ft

π΅π‘’π‘Ÿπ‘Žπ‘‘ =2

3 π‘₯ πœ‹ π‘₯ 𝐾 π‘₯ π‘…π‘œπ‘’π‘‘

3 βˆ’ 𝑅𝑖𝑛3 π‘₯ 𝜌 (D. 17)

Rin = 1,68 ft

Rout = 1,88 ft

K = 0,5

Berat isolasi head = 17,25 in

Berat isolasi bottom = 17,25 in

g. Menghitung berat isolasi silinder top

Berat isolasi dihitung dengan persamaan D.15.

Din = 3,326 ft

Dout = 3,530 ft

Luas isolasi = 1,1 ft2

H = 13,28 ft

Berat isolasi = 124,05 lb

h. Menghitung berat isolasi silinder tengah

Berat isolasi dihitung dengan persamaan D.15.

Din = 4,626 ft

Dout = 4,830 ft

Luas isolasi = 1,52 ft2

H = 28,75 ft

Berat isolasi = 370,36 lb

103

i. Menghitung berat isolasi bottom

Berat isolasi dihitung dengan persamaan D.15.

Din = 3,326 ft

Dout = 3,530 ft

Luas isolasi = 1,1 ft2

H = 3,69 ft

Berat isolasi = 34,46 lb

Total berat isolasi = 124,05 lb + 124,05 lb + 370,36 lb + 34,46 lb

= 563 lb

j. Menghitung berat head top dan bottom

Berat head dan bottom dapat dihitung dengan persamaan D.17.

D = 3,30 ft

Rin = 1,65 ft

Tebal head = 0,3 ft

Rout = 1,68 ft

H = ΒΌ x D (Megyesy, 1997)

= 0,825

K = H/R

= 0,5

Densitas material = 490,752 lb/ft2

Berat head top = 110,98 lb

Berat head bottom = 110,98 lb

Total berat head = 110,98 lb + 110,98 lb

= 222 lb

Tebal menara fraksinasi dihitung dengan persamaan D.18 (Rase, 1957).

Berat menara fraksinasi secara keseluruhan dapat dilihat pada tabel D.9.

(D.18)

CS

DP

SD

W

SD

hPt m

m

w .4

.

.'..

..2

.

2

104

Tabel D.3 Berat menara fraksinasi

No Parameter Nilai (lb)

1 Total berat silinder 3.789

2 Total berat head 222

3 Total berat tray 3.344

4 Berat Isolasi 563

Total Berat 7.918

Kecepatan angin = 23 mph (maritim.bmkg.go.id)

Tekanan angin (Pw) = 1,35 psf

Tinggi menara (h) = 50,72 ft

Diameter luar dengan isolasi (D’) = 457,96 in

Allowable stress (S) = 12.650 psi (Carbon steel SA-283 C)

Berat menara (W) = 7.918 lb

Diameter rata-rata (Dm) = 56,73 in

Tekanan desain (P) = 21,6 psig

Corrosion allowance (C) = 0,125 in

Tebal plat menara (t) = 0,149 in

Tebal plat menara dipilih = 0,3125 in (Megyesy, 1997)

105

LAMPIRAN E ANALISIS EKONOMI

LAMPIRAN E

ANALISIS EKONOMI

Penaksiran harga alat menggunakan indeks harga tahun. Indeks tahun

1995 hingga tahun 2001 yang ditampilkan pada Tabel E.1 diambil dari buku Plant

Design and Economics for Chemical Engineers karya Peters dan Timmerhaus

tahun 2003. Indeks tahun 2002 (indeks: 390,40), 2007 (indeks: 411,94) dan 2014

(indeks: 430,87) adalah hasil ekstrapolasi.

Tabel E.1 Indeks harga alat tahun 2002-2014

Tahun Indeks

1995 381,1

1996 381,7

1997 386,5

1998 389,5

1999 390,6

2000 394,1

2001 394,3

1. Penaksiran Harga Alat

Harga Peralatan

Dihitung dengan indeks harga :

𝐸π‘₯ = 𝐸𝑦 𝑁π‘₯

𝑁𝑦

dengan :

Ex = harga alat pada tahun x

Ey = harga alat pada tahun y

Nx = indeks harga pada tahun x

Ny = indeks harga pada tahun y

106

Harga alat diambil dari Jennifer Lyons (2002) dengan indeks harga 390,40 dan

matche.com (2007) dengan indeks 411,94. Daftar harga alat dapat dilihat pada

Tabel E.2, Tabel E.3 dan Tabel E.4.

Tabel E.2 Daftar harga alat pada area 1 dan 2

No Kode Nama Alat Harga

(US$)

Jumlah

alat

Total

(US$)

1 A01-T01 Tangki hidrogen 177.097 1 177.097

2 A01-T02 Tangki asam fosfat 51.983 1 51.983

3 A01-T03-A/B/C Tangki CPO 346.902 3 1.040.707

4 A01-BC01 Belt conveyor 10.313 1 10.313

5 A01-BE01 Bucket elevator 7.084 1 7.084

6 A01-H01 Hopper 3.334 1 3.334

7 A01-P01-A/B Pompa CPO 4.596 2 9.193

8 A01-P02-A/B Pompa asam fosfat 3.502 2 7.004

9 A01-P03-A/B Pompa CPO + gum 4.596 2 9.193

10 A01-P04-A/B Pompa CPO + gum 4.596 2 9.193

11 A01-P05-A/B Pompa feed reaktor 4.815 2 9.631

12 A01-C01-A/B Kompresor 222.158 2 444.316

13 A01-M01 Mixer-01 5.938 1 5.938

14 A01-M02 Mixer-02 6.563 1 6.563

15 A01-F01-A/B Filter press 85.736 2 171.472

16 A01-FR01 Furnace-01 (CPO) 383.031 1 383.031

17 A02-R01 Reaktor hydrotreating 311.240 1 311.240

18 A02-R02 Reaktor hydrocracking 311.240 1 311.240

Total 2.968.532

107

Tabel E.3 Daftar harga alat pada area 3 dan 4

No Kode Nama Alat Harga

(US$)

Jumlah

alat

Total

(US$)

1 A03-HE01 Condenser parsial 36.114 1 36.114

2 A03-LSV01 Gas liquid separator 11.819 1 11.819

3 A03-FR01 Furnace-02 (Crude) 426.806 1 426.806

4 A03-ADU01 Menara fraksinasi 113.815 1 113.815

5 A03-HE02 Condenser parsial 65.663 1 65.663

6 A03-LSV02 Top liquid separator 5.472 1 5.472

7 A03-HE02 Naphta cooler 14.227 1 14.227

8 A03-HE03 Aviation cooler 25.171 1 25.171

9 A03-HE04 Diesel cooler 22.982 1 22.982

10 A03-HE05 Ago cooler 12.038 1 12.038

11 A03-HE07 Residue cooler 16.416 1 16.416

12 A03-P01-A/B Pompa nafta 4.159 2 8.317

13 A03-P02-A/B Pompa reflux 4.706 2 9.412

14 A03-P03-A/B Pompa bioavtur 4.268 2 8.536

15 A03-P04-A/B Pompa diesel 3.940 2 7.880

16 A03-P05-A/B Pompa AGO 3.502 2 7.004

17 A03-P06-A/B Pompa residu 3.502 2 7.004

18 A04-P01-A/B Pompa distribusi nafta 4050 2 8864

19 A04-P02-A/B Pompa distribusi bioavtur 4050 2 8864

20 A04-P03-A/B Pompa distribusi diesel 4050 2 8864

21 A04-P04-A/B Pompa distribusi AGO 4050 2 8864

22 A04-P05-A/B Pompa distribusi residu 4050 2 8864

Total 842.997

108

Tabel E.4 Daftar harga alat pada utilitas dan pembangkit listrik

No Kode Nama Alat Harga

(US$)

Jumlah

alat

Total

(US$)

1 AU-P01-A/B Pompa utilitas 1 7.989 2 15.978

2 AU-P02-A/B Pompa utilitas 2 9.849 2 19.699

3 AU-P03-A/B Pompa utilitas 3 4.159 2 8.317

4 AU-P04-A/B Pompa utilitas 4 8.755 2 17.510

5 AU-P05-A/B Pompa utilitas 5 5.800 2 11.600

6 AU-P06-A/B Pompa utilitas 6 4.268 2 8.536

7 AU-P07-A/B Pompa utilitas 7 4.378 2 8.755

8 AU-P08-A/B Pompa utilitas 8 4.706 2 9.412

9 AU-HE01 Dowtherm regenerator 76.606 1 76.606

10 AU-C01-A/B Kompresor 28.892 2 57.783

11 AE-GT01-A/B Power Plant 2.484.889 2 4.969.778

12 AE-DG Diesel generator 212.460 1 212.460

Total 5.416.434

Total harga alat keseluruhan (purchased equipment cost) adalah

= US$ 2.968.532 + US$ 842.997 + US$ 5.416.434

= US$ 9.015.503

2. Penentuan Modal Tetap (Fixed Capital Investment)

a. Physical Plant Cost (PPC)

Tabel E.5 Komponen Physical Plant Cost (PPC)

No Keterangan Faktor Nilai (US$) Nilai (IDR)

1 Purchased equipment cost (PEC) 1,00 9.015.503 87.450.379.976

2 Pemipaan 0,70 6.310.852 61.215.265.984

3 Listrik 0,15 1.352.325 13.117.556.996

4 Instrumentasi 0,35 3.155.426 30.607.632.992

5 Utilitas 0,75 6.761.627 65.587.784.982

6 Pondasi 0,12 1.081.860 10.494.045.597

7 Isolasi 0,08 721.240 6.996.030.398

8 Painting, fire proofing, safety 0,10 901.550 8.745.037.998

9 Pengembangan tanah 0,15 1.352.325 13.117.556.996

10 Lingkungan 0,30 2.704.651 26.235.113.993

11 Bangunan 0,70 6.310.852 61.215.265.984

12 Tanah 0,10 901.550 8.745.037.998

Total physical cost (PPC) 33.357.361 323.566.405.913

109

b. Direct Plant Cost (DPC)

Perancangan dan konstruksi = 64% PEC

= US$ 5.769.922

Tabel E.6 Komponen direct plant cost (DPC)

No Keterangan Nilai (US$) Nilai (IDR)

1 Physical plant cost 33.357.361 323.566.405.913

2 Perancangan dan konstruksi 5.769.922 55.968.243.185

Total Direct Plant Cost (DPC) 39.127.283 379.534.649.098

c. Fix capital investment (FCI)

Contractor’s fee 40% PEC = 40% x 9.015.503

= US$ 3.606.201

Contingency 32 % PEC = 32% x 9.015.503

= US$ 2.884.961

(Garret, 1989)

Tabel E.7 Komponen fix capital investment (FCI)

No Keterangan Nilai (US$) Nilai (IDR)

1 Direct plant cost (DPC) 39.127.283 379.534.649.098

2 Contractor's fee 3.606.201 34.980.151.991

3 Contingency 2.884.961 27.984.121.592

Total fixed capital investment (FCI) 45.618.446 442.498.922.681

3. Penentuan Modal Kerja (Working capital Investment)

1. Raw material inventory = 30 hari bahan baku

Total biaya = US$ 25.472.088

Biaya asuransi 0,5% biaya bahan baku = US$ 127.360

Biaya pengangkutan 5% bahan baku = US$ 1.273.604

Total biaya raw material = US$ 26.873.053

(Aries, 1955)

2. In process inventory = (1

2 manufacturing cost) Γ— (waktu siklus)

Siklus = 0,01 bulan (6 jam)

Biaya = 0,5 x MC/12

In process inventory = 0,5 x US$ 340.078.415/12

= US$ 118.082

110

3. Product inventory = 1 bulan manufacturing cost

= US$ 28.339.868

4. Extended Credit = 1 bulan penjualan

= US$ 34.872.869

5. Available Cash = 1 bulan manufacturing cost

= US$ 28.339.868

Tabel E.8 Komponen working capital

No Keterangan Nilai (US$) Nilai (IDR)

1 Raw material inventory 26.873.053 260.668.612.058

2 In process inventory 118.083 1.145.402.994

3 Product inventory 28.339.868 274.896.718.666

4 Extended credit 34.872.869 338.266.829.882

5 Available cash 28.339.868 274.896.718.666

Total working capital 118.543.740 1.149.874.282.266

Tabel E.9 Komponen fix capital investment (FCI)

No Keterangan Nilai (US$) Nilai (IDR)

1 Fixed capital investment 45.618.446 442.498.922.681

2 Working capital 118.543.740 1.149.874.282.266

Total capital investment 164.162.186 1.592.373.204.947

4. Total Biaya Produksi

Biaya produksi terdiri dari: manufacturing cost dan general expense.

Manufacturing cost

a. Direct manufacturing cost

Tabel E.10 Komponen direct manufacturing cost

No Keterangan Nilai (US$) Nilai (IDR)

1 Bahan baku 295.603.581 2.867.354.732.639

2 Tenaga kerja - 23.941.152.000

3 Pengawasan - 5.985.288.000

4 Perawatan 4.561.845 44.249.892.268

5 Plant supplies 684.277 6.637.483.840

6 Royalties & patent 4.184.744 40.592.019.586

7 Utilitas 2.723.300 26.416.009.992

Total direct manufacturing cost 3.015.176.578.326

111

1. Bahan Baku

Tabel E.11 Biaya bahan baku untuk 1 tahun produksi (330 hari)

No Bahan baku Nilai (US$) Nilai (IDR)

1 Asam fosfat 89.392 867.102.971

2 Crude Palm Oil 194.993.450 1.891.436.463.237

3 Hidrogen 85.101.126 825.480.918.284

4 Katalis 9.000 87.300.000

Total 280.192.967 2.717.871.784.492

Biaya bahan baku = US$ 280.192.967

Asuransi (0,5% biaya bahan baku) = US$ 1.400.965

Transportasi (5% biaya bahan baku) = US$ 14.009.648

Total biaya bahan baku = US$ 295.603.581

2. Tenaga Kerja

Tabel E.12 Gaji karyawan berdasarkan jabatan

Jabatan Jumlah Gaji/bulan/oran

g (IDR)

Direktur utama 1 48.500.000

Manajer keuangan 1 29.100.000

Manajer teknik 1 29.100.000

Manajer produksi 1 29.100.000

Manajer pekrjaan umum 1 29.100.000

Kepala bagian pemasaran 1 10.670.000

Kepala bagian keuangan 1 10.670.000

Kepala bagian laboratorium 1 10.670.000

Kepala bagian rekayasa proses 1 10.670.000

Kepala bagian lingkungan 1 10.670.000

Kepala bagian kendali kualitas (quality control) 1 10.670.000

Kepala bagian utilitas 1 10.670.000

Kepala bagian perbaikan 1 10.670.000

Kepala bagian keselamatan dan kesehatan kerja 1 10.670.000

Kepala bagian sumber daya manusia (SDM) 1 10.670.000

Kepala bagian administrasi 1 10.670.000

Kepala bagian penelitian dan pengembangan 1 10.670.000

Sekretaris 5 8.730.000

112

Tabel E.13 Gaji karyawan berdasarkan jabatan (lanjutan)

Jabatan Jumlah Gaji/bulan/orang

(IDR)

Dokter 3 8.730.000

Staff bagian pemasaran 4 8.245.000

Staff bagian keuangan 4 8.245.000

Staff bagian laboratorium 4 8.245.000

Staff bagian rekayasa proses 4 8.245.000

Staff bagian lingkungan 4 8.245.000

Sfatt bagian kendali kualitas 4 8.245.000

Staff bagian utilitas 4 8.245.000

Staff bagian perbaikan 4 8.245.000

Staff bagian keselamatan dan kesehatan kerja 4 8.245.000

Staff bagian SDM 4 8.245.000

Staff bagian penelitian dan pengembangan 4 9.700.000

Staff bagian administrasi 4 5.820.000

Karyawan shift bagian utilitas dan proses 112 7.760.000

Karyawan shift bagian laboratorium 16 5.820.000

Karyawan shift bagian keselamatan dan kesehatan

kerja 12 5.820.000

Karyawan shift bagian perbaikan 20 5.820.000

Satpam 24 3.395.000

Office boy 6 1.746.000

Total 263 438.731.000

Jumlah gaji karyawan selama satu tahun (12 bulan) adalah Rp 23.941.152.000

3. Pengawasan

Pengawasan = 25% tenaga kerja

= Rp 5.985.288.000

4. Perawatan

Biaya perawatan = 10% FCI

= Rp 44.249.892.268

5. Plant Supplies

Biaya plant supplies = 15% biaya perawatan

= 15% x Rp 44.249.892.268

= Rp 6.637.483.840

113

6. Royalti dan Paten

Biaya royalti dan paten = 1- 2,5% harga jual

Royalti dibayarkan = 0,01 x US$ 418.744

= US$ 4.184.744

7. Utilitas

Tabel E.14 Biaya utilitas selama 1 tahun

No Utilitas Nilai (US$) Nilai (IDR)

1 Listrik - -

2 Air - 21.486.033.208

3 Udara tekan 403 3.913.415

4 Dowtherm A 507.842 4.926.063.370

Total 26.416.009.992

b. Indirect manufacturing cost

Tabel E.15 Indirect manufacturing cost

No Keterangan Nilai (US$) Nilai (IDR)

1 Payroll overhead 370.224 3.591.172.800

2 Laboratorium 320.861 3.112.349.760

3 Plant overhead 1.234.080 11.970.576.000

4 Transportasi - 202.960.097.929

Total indirect manufacturing cost 221.634.196.489

c. Fixed manufacturing cost

Tabel E.16 Fixed manufacturing cost

No Keterangan Faktor Nilai (US$) Nilai (IDR)

1 Depresiasi 10% FCI 4.561.845 44.249.892.268

2 Property taxes 2% FCI 912.369 8.849.978.454

3 Asuransi 2% FCI 912.369 8.849.978.454

Total fixed manufacturing cost 6.386.582 61.949.849.175

Tabel E.17 Total manufacturing cost

No Keterangan Nilai (US$) Nilai (IDR)

1 Direct manufacturing cost 310.842.946 3.015.176.578.326

2 Indirect manufacturing cost 22.848.886 221.634.196.489

3 Fixed manufacturing cost 6.386.582 61.949.849.175

Total manufacturing cost 340.078.415 3.298.760.623.990

114

General Expense

Tabel E.18 General expense

No Keterangan Nilai (US$) Nilai (IDR)

1 Administrasi 33.672.753 326.625.700.439

2 Sales expense 8.418.188 81.656.425.110

3 Research 8.418.188 81.656.425.110

4 Finance 9.878.567 95.822.097.715

Total general expense 60.387.696 585.760.648.373

Total production cost

Tabel E.19 Total production cost

No Keterangan Nilai (US$) Nilai (IDR)

1 Manufacturing cost 340.078.415 3.298.760.623.990

2 General expence 60.066.663 582.646.627.327

Total production cost 400.145.077 3.881.407.251.318

5. Keuntungan

Total Penjualan = harga penjualan x jumlah produksi

Sa = US$ 418.474.429/tahun

= Rp 4.059.201.958.585

Keuntungan sebelum pajak = pendapatan (Sa) – biaya produksi

= US$ 418.474.429 – US$ 400.145.077

= US$ 18.329.351

= Rp 177.794.707.268

Pajak Pendapatan = 25% dari keuntungan sebelum pajak

= 25% Γ—US$ 18.329.351

= US$ 4.582.338

= Rp 44.448.676.817

Keuntungan sesudah pajak = keuntungan sebelum pajak – pajak

= US$ 18.329.351 – US$ 4.582.338

= US$ 13.737.013

= Rp 133.346.030.451

115

6. Analisa Kelayakan

a. Percent Return on Investment (ROI)

Return on Investment adalah kecepatan tahunan pengembalian

investasi (modal) dari keuntungan. Persamaan perhitungan ROI sebelum

pajak dituliskan pada persamaan E.1 dan ROI setelah pajak pada persamaan

E.2 (Aries-Newton, 1954).

(E.1)

(E.2)

dengan :

Prb = Return on Investment sebelum pajak.

Pra = Return on Investment sesudah pajak.

Untuk industri petroleum risiko tinggi ROI = min. 39%

ROI sebelum pajak (ROIb)

ROIb = Rp 177.794.707.268

Rp 442.498.922.681 % = 40,18%

ROI sesudah pajak (ROIa)

ROIa = Rp 133.346.030.451

Rp 442.498.922.681 % = 30,13%

b. Pay Out Time (POT)

Pay Out Time merupakan jangka waktu pengembalian investasi

(modal) berdasarkan keuntungan perusahaan dengan mempertimbangkan

depresiasi. Perhitungan POT sebelum pajak dituliskan pada persamaan E.3

dan POT sesudah pajak pada persamaan E.4.

POT sebelum pajak = 𝐹𝑖π‘₯𝑒𝑑 π‘π‘Žπ‘π‘–π‘‘π‘Žπ‘™ π‘–π‘›π‘£π‘’π‘ π‘‘π‘šπ‘’π‘›π‘‘

π‘ƒπ‘Ÿπ‘œπ‘“π‘–π‘‘ π‘π‘’π‘“π‘œπ‘Ÿπ‘’ π‘‘π‘Žπ‘₯𝑒𝑠 +π‘‘π‘’π‘π‘Ÿπ‘’π‘ π‘–π‘Žπ‘ π‘– (E.3)

% 100x InvestmentCapitalFixed

taxesbeforeprofitPrb

% 100x InvestmentCapitalFixed

taxesafterprofitPra

116

POT sesudah pajak = 𝐹𝑖π‘₯𝑒𝑑 π‘π‘Žπ‘π‘–π‘‘π‘Žπ‘™ π‘–π‘›π‘£π‘’π‘ π‘‘π‘šπ‘’π‘›π‘‘

π‘ƒπ‘Ÿπ‘œπ‘“π‘–π‘‘ π‘Žπ‘“π‘‘π‘’π‘Ÿ π‘‘π‘Žπ‘₯𝑒𝑠 +π‘‘π‘’π‘π‘Ÿπ‘’π‘ π‘–π‘Žπ‘ π‘– (E.4)

POT sebelum pajak =

Rp 442.498.922.681

Rp 177.794.707.268 + Rp 44.249.892.268

= 1,99 tahun

POT sesudah pajak =

Rp 442.498.922.681

Rp 136.508.910.729 + Rp 44.249.892.268

= 2,49 tahun

c. Break Even Point (BEP)

Break Even Point merupakan titik perpotongan antara garis sales

dengan total cost, yang menunjukkan tingkat produksi dimana sales akan

sama dengan total cost. Pengoperasian pabrik di bawah kapasitas tersebut

akan mengakibatkan kerugian dan pengoperasian pabrik diatas kapasitas

produksi tersebut, maka pabrik akan untung. Persamaan untuk menghitung

BEP dinyatakan dengan persamaan E.5.

(E.5)

dengan :

Fa = Fixed expense tahunan pada produksi maksimum

Ra = Regulated expense tahunan pada produksi maksimum

Sa = Sales pada produksi maksimum

Va = Variable expense tahunan pada produksi maksimum.

% 100x 0,7.Ra-Va-Sa

0,3.Ra Fa BEP

117

Perhitungan BEP :

1. Fixed manufacturing cost (Fa)

Depreciation = Rp 44.249.892.268

Property taxes = Rp 8.849.978.454

Insurance = Rp 8.849.978.454

Total Fa = Rp 61.946.849.175

2. Variable cost (Va)

Raw material = Rp 2.867.354.732.639

Packaging + transport = Rp 202.960.097.929

Utilitas = Rp 26.416.009.992

Royalti = Rp 40.592.019.586

Total Va: = Rp 3.137.322.860.147

3. Regulated Cost (Ra)

Labor = Rp 23.941.152.000

Payroll overhead = Rp 3.591.172.800

Supervisi = Rp 5.985.288.000

Laboratorium = Rp 3.112.349.760

General expense = Rp 582.646.627.327

Perawatan = Rp 44.249.892.268

Plant supplies = Rp 6.637.483.840

Plant overhead = Rp 11.970.576.000

Total Ra: = Rp 682.134.541.995

4. Penjualan (Sa) = Rp 4.059.201.958.585/tahun

= 59,99%

% 100x 0,7.Ra-Va-Sa

0,3.Ra Fa BEP

118

d. Shut Down Point (SDP)

Shut down point adalah suatu tingkat produksi di mana pada

kondisi ini, menutup pabrik lebih menguntungkan daripada

mengoperasikannya. Keadaan ini terjadi bila produksi turun sampai di

bawah BEP dan pada kondisi di mana fixed expense dengan selisih antara

total cost dan total sales. Persamaan untuk menghitung SDP dinyatakan

dengan persamaan E.6.

(E.6)

= 46,05%

e. Discounted Cash Flow (DCF)

DCF didapat dengan trial and error dengan persamaan :

(E.7)

dengan :

FCI = Fixed capital investment

WC = Working capital

C = Annual cash flow

= profit after taxes + finance + depreciation

SV = Salvage value ( dianggap = 0% x FCI)

diperkirakan umur pabrik (n) = 10 tahun

Dengan trial and error diperoleh i = DCF = 15,84%

% 100x 0,7.Ra-Va-Sa

0,3.Ra SDP

nn32i 1

SV WC

i 1

1 ...

i 1

1

i 1

1

i 1

1 . C WC FCI

119

Kesimpulan perhitungan analisa kelayakan ekonomi ditampilkan pada

Tabel E.20 dan Gambar E.1.

Tabel E.20 Kesimpulan analisa kelayakan ekonomi

No. Parameter Perhitungan Batasan

1 Persen ROI

ROI sebelum pajak

ROI setelah pajak

40,18%

30,13%

Min. 39%

2 POT, tahun

POT sebelum pajak

POT setelah pajak

1,99 tahun

2,49 tahun

maks. 2 tahun

3 Break even point (BEP) 59,99% 40% – 60%

4 Shut down point (SDP) 46,05%

5 Discounted cash flow

(DCF)

15,84% min. 13,5%

Gambar E.1Grafik analisa kelayakan