BAB I

PENDAHULUAN

1.1 Latar Belakang

Unit Butane Butylene Distiller (BB Distiller) salah satu unit

operasi yang berada di bawah naungan bagian Crude Distiller

and Gas Plant (CD&GP), tepatnya di daerah gas plant. Unit ini

dibangun pada tahun 1940 dengan kapasitas pengolahan

800 T/D, Unit BB Distiller ini merupakan unit primary

Process yang berfungsi untuk memisahkan Butane Butylene

yang ada dalam gas ex BBMGC, Comprimate ex BBMGC,

Condensate ex SRMGC dari tangki 1201, Crude Buthane ex CD-

II/III/IV/V sebagai feed Unit Polimerisasi dan

Alkylasi. Unit BB Distiller menghasilkan produk utama

berupa Butane Butylene (FBB) sebagai bahan baku untuk unit

Alkilasi, Stabilized Crack Top (Stab.Cr.Top) atau Low Octane

Mogas Component (LOMC) yang nantinya akan di blending

dengan High Octane Mogas Component (HOMC) untuk di jadikan

premium. Di samping itu unit BB Distiller juga

menghasilkan produk samping berupa refinery fuel gas, dan

Propane (Musicool) namun untuk sekarang ini musicool sudah

tidak di produksi lagi di Unit BB Distiller.

Produk utama dari Unit BB Distiller ini adalah

memproduksi fresh butane butylane (FBB) sebagai bahan baku

pada unit Alkilasi, untuk menghasilkan produk light

alkylate yang memiliki bilangan oktan tinggi.

Pada unit BB Distiller proses yang terjadi adalah

distilasi. Distilasi memisahkan minyak bumi menjadi

fraksi-fraksinya berdasarkan perbedaan rentang titik

didih dari masing-masing fraksi. Unit BB Distiller

terdiri dari empat kolom utama, yaitu kolom

absorber (1-1), depropanizer (1-2), debutanizer (1-3), dan

stripper (1-4).

Kolom debutanizer berfungsi untuk memisahkan komponen-

komponen hidrokarbon ringan menjadi produk atas

sebagian C3 (Propane), C4 cut (campuran Butane-Butylene)

2

dan produk bawah hidrokarbon berat mulai dari C5

kebawah yang akan menjadi umpan pada kolom stripper (1-

4).

Aliran yang masuk ke dalam kolom debutanizer berasal dari

bottom kolom depropanizer yang terlebih dahulu masuk ke

reboiler, komponen yang lebih berat dari C3

dijadikan boil-up melalui reboiler, sedangkan produk

cair reboiler dijadikan umpan kolom debutanizer. Didalam

kolom debutanizer mengalami pemisahan menjadi produk atas

dan bawah. Produk atas kolom debutanizer dikondensasi

dan dialirkan ke akumulator. Cairan dari akumulator

dipompa sebagian sebagai refluks kolom debutanizer dan

sebagian lagi sebagai produk berupa FBB. Produk bawah

kolom debutanizer yang mengandung komponen yang lebih

berat dari C4 dipanaskan dalam reboiler, di mana fasa

uap dikembalikan sebagai boil-up dan fasa cairnya

dicampurkan dengan fasa cair dari akumulator yang

menampung produk atas dari kolom absorber dan depropanizer

menjadi umpan kolom stripper.

3

Masing-masing kolom distilasi di operasikan dengan

kondisi yang berbeda-beda. Setelah dioperasikan selama

± 70 tahun, dilihat dari data lapangan dan control room,

alat instrumentasi (flow meter) menunjukkan ketidak

akuratan yang menyebabkan tidak akuratnya kondisi

operasi yang berdampak pada pengaturan kondisi unit dan

optimasi proses. Oleh sebab itu di perlukan evaluasi

dan optimasi kinerja kolom debutanizer unit BB Distiller

untuk mengetahui kondisi operasi optimum dengan

menggunakan software simulasi Hysys (Hyphothetical System).

1.2 Tujuan

Tujuan dari tugas khusus ini adalah untuk optimasi

kinerja kolom debuthanizer unit Butane Butylene Distiller PT.

PERTAMINA (Persero) RU III dengan mengoptimalkan

kondisi operasi dan jumlah tray secara simulasi dengan

software Hysys (Hyphothetical System) sehingga dapat

diketahui keadaan optimal kolom tersebut.

1.3 Ruang Lingkup dan Batasan Masalah

4

Ruang lingkup masalah tugas khusus pada laporan Kerja

Praktek ini adalah dibatasi pada optimasi efisiensi

kolom berdasarkan keadaan aktual kolom debutanizer unit

BB Distiller, Crude Distiller and Gas Plant (CD&GP) dengan

menggunakan simulasi Hysys.

BAB II

TINJAUAN PUSTAKA

Dalam industri perminyakan khususnya di Pertamina

distilasi merupakan proses yang sangat penting dalam

kilang minyak, dimana pada proses ini tidak terjadi

reaksi kimia, tetapi hanya proses pemisahan komponen-

komponen berdasarkan perbedaan titik didih dan daya

volatilitas saja yang terjadi (perubahan secara fisik).

Ada beberapa faktor yang dapat mempengaruhi perubahan

5

fisik tersebut yaitu temperatur dan tekanan. Panas yang

dikaitkan dengan perubahan wujud ada dua, yaitu:

a. Panas sensibel, yaitu panas yang dapat diukur dengan

termometer, dan merupakan panas untuk menaikkan suhu

zat sampai mencapai titik didihnya.

b. Panas laten, yaitu panas yang diserap untuk mengubah

wujud zat dan tidak mengubah suhu. Panas laten

diserap oleh tiap molekul ketika zat berubah dari

fasa cair ke fasa uap.

Ada dua jenis tekanan yang penting untuk proses

distilasi, yaitu:

a. Tekanan uap, yaitu tekanan oleh molekul uap ketika

melepaskan diri dari permukaan suatu cairan. Tekanan

uap dihasilkan oleh molekul-molekul yang

meninggalkan suatu cairan dan tekanan uap suatu

cairan adalah tekanan yang ditimbulkan oleh molekul-

molekul uap yang lepas.

b. Tekanan ekstern, yaitu tekanan yang diakibatkan oleh

atmosfer terhadap zat, sehingga sering disebut

dengan tekanan atmosfer atau udara.

6

2.1 Pembagian Distilasi

Proses distilasi dapat dikelompokkan menjadi

beberapa kategori, yaitu :

1. Berdasarkan komposisi sistem

Berdasarkan komponen kimia yang ada dalam

campuran, distilasi terbagi menjadi distilasi dua

komponen (binary distillation) dan distilasi banyak

komponen (multicomponent distillation) (Coulson, 1983).

2. Berdasarkan cara proses

Distilasi terjadi dengan dua cara, yaitu :

a. Continuous distillation, terjadi ketika umpan

yang dimasukkan ke dalam kolom dan produk diambil

pada waktu yang sama, dan umpan yang dimasukkan

lebih dari satu kali (Coulson, 1983).

b. Distilasi batch (batch distillation). Sedangkan

distilasi batch terjadi ketika umpan yang

masuk dan produk yang diambil tidak sama tiap

waktu dan umpan dimasukkan hanya satu kali

(Coulson, 1983).

7

3. Berdasarkan tekanan operasinya, distilasi

dapat digolongkan menjadi:

a. Distilasi atmosferik, yaitu distilasi pada

tekanan udara atau atmosferik.

b. Distilasi vakum, yaitu distilasi yang

beroperasi pada teknan vakum (dibawah

tekanan atmosferik) untuk menurunkan titik

didih.

c. Distilasi bertekanan, yaitu distilasi yang

beroperasi pada tekanan di atas tekanan

atmosferik untuk menaikkan titik didih.

4. Berdasarkan tipe peralatan

Peralatan distilasi terdiri dari dua macam

kategori, yaitu:

a. Tray, yaitu yang memaksa uap yang naik agar

menggelembung melalui sebuah lubang penurunan

cairan. Tipe ini dibagi menjadi dua macam kolom

yang sering dipakai, yaitu:

a. Bubble cap tray yaitu tray dengan sejumlah lubang

yang dipasangi dengan riser dimana uap dari

tray dibawah dapat melewatinya. Tiap-tiap riser

8

ditutup dengan sebuah bubble cap (Coulson,

1983).

b. Perforated tray atau sieve tray adalah bubble cap tray

yang diganti dengan lubang-lubang kecil.

Semakin kecil lubangnya, maka kontak uap

cairan akan semakin baik (Coulson, 1983).

b. Packing, yaitu kolom distilasi yang diisi dengan

bahan isian untuk menciptakan suatu permukaan

untuk cairan agar dapat menyebar. Lapisan film

tipis cairan mempunyai luas permukaan yang

besar untuk transfer massa antara cairan dan

uap.

2.2 Metode distilasi

Terdapat dua metode distilasi yang sering digunakan

dalam industri. Metode yang pertama berdasarkan

pada pembuatan uap dengan mendidihkan campuran zat

cair yang akan dipisahkan komponennya dan kemudian

uap ini dipisahkan langsung dengan liquidnya dan

dikondensasi tanpa memberi kesempatan adanya kontak

antara distilat dengan uap yang baru terbentuk.

9

Sehingga tidak terjadi refluks. Yang termasuk dalam

metode ini adalah equilibrium (flash) distillation dan

differential distillation.

Metode yang kedua berdasarkan pada pembentukan uap

dan kemudian uap ini dikondensasi, setelah itu

sebagian dari distilat dikembalikan hingga terjadi

kontak antara distilat tersebut dengan uap yang

baru terbentuk. Yang termasuk dalam metode ini

adalah rectification distillation (Geankoplis, 1993).

2.3 Proses Distilasi

Pada proses distilasi, campuran yang akan

dipisahkan mula-mula ditampung di dalam tangki

umpan, kemudian pompa umpan mengalirkannya melalui

pemanas awal (preheater) dimana campuran itu

dipanaskan. Campuran yang dipanaskan memasuki

menara melalui valve ke dalam flash zone sesuai dengan

kondisi kesetimbangannya. Akibatnya komponen yang

lebih ringan bergerak melalui tray menara sebagai

10

uap dan komponen yang lebih berat turun melalui tray

menara sebagai cairan.

Bagian menara distilasi di atas tray umpan disebut

bagian fraksinasi atau rektifikasi. Dibagian inilah

kandungan komponen yang lebih ringan ditingkatkan,

kemudian akan dikondensasikan menjadi cairan

kembali melalui kondensor. Sebagian dari produk

atas diambil sebagai distilat dan sebagian lagi

dipompakan kembali ke dalam menara sebagai refluks.

Sedangkan komponen yang tidak dapat mengembun dapat

juga diambil sebagai produk.

Bagian menara di bawah tray umpan disebut sebagai

bagian stripping, disini cairan yang mengalir ke

bawah di ambil komponen ringannya ketika

bersentuhan dengan uap dan cairan yang lebih panas

pada masing-masing tray yang lebih bawah. Karena

pada tiap tray yang dilalui cairan ketika mengalir

ke bawah lebih panas dari pada tray di atasnya,

komponen ringan cairan itu akan menguap sementara

11

yang lebih berat terus mengalir ke bawah. Ketika

cairan meninggalkan dasar menara, sebagian akan

ditarik keluar sebagai produk bawah dan sebagian

dikembalikan ke menara setelah terlebih dahulu

diuapkan oleh reboiler.

Pada setiap tray, uap terpisah dari campuran yang

mendidih dan naik melalui lubang-lubang pada tray

yang diatasnya. Lubang-lubang ini dipasangi pipa

yang disebut riser dan di atasnya dipasang bubble cap

untuk memaksa uap yang naik mengelembung melalui

cairan yang terkondensasi pada tray diatasnya. Pada

setiap tray banyak terdapat riser dan bubble cap,

sehingga uap yang naik bersentuhan secara maksimal

dengan cairan. Dengan demikian terjadi perpindahan

panas dan massa secara maksimal.

2.4 Refluxing dan Reboiling

Karena kerjanya yang tidak benar-benar sempurna,

menara distilasi tidak menghasilkan produk bawah

dan atas yang murni. Produk atas masih mengandung

12

sedikit produk bawah yang teruapkan, dan produk

bawah masih mengandung sedikit produk atas yang

terkondensasi. Overlap yang terjadi dapat disebabkan

karena sulitnya mengendalikan suhu menara pada

kondisi konstan dan campuran yang diumpankan dapat

mengandung produk-produk yang dikehendaki dengan

titik didih yang hampir sama sehingga sulit untuk

dipisahkan.

Satu cara untuk menghindari terjadinya overlap pada

puncak menara disebut refluxing. Dimana uap dari

puncak menara setelah dikondensasikan oleh

kondensor sebagian menjadi produk. Sedangkan

sisanya dipompakan kembali ke dalam tray atas

menara. Cairan yang dimasukkan kembali ini disebut

refluks yang menjamin bahwa tray-tray pada puncak

menara memiliki cukup cairan untuk menghasilkan

perpindahan massa yang optimum dari uap yang naik.

Reboiler pada kebanyakan menara juga menyediakan

sebagian besar panas yang diperlukan untuk

13

menjalankan distilasi karena pemanasan awal untuk

campuran asal biasanya tidak cukup berguna untuk

menguapkan seluruh komponen ringan di seluruh

menara.

2.5 Lokasi Suhu Yang Kritis

Untuk memelihara jarak didih setiap produk yang

dikehendaki, suhu di berbagai lokasi pada menara

distilasi harus dijaga, yaitu pada titik umpan,

puncak menara, dasar menara, dan reboiler. Suhu pada

titik umpan menara haruslah merupakan titik didih

dari campuran yang akan dimasukkan ke dalam menara

distilasi. Bila suhu pada titik umpan lebih tinggi

dari pada titik didih campuran maka produk yang

lebih berat akan menguap dalam jumlah yang

berlebihan sehingga akan bergerak naik ke menara.

Namun bila suhu titik umpan lebih rendah dari titik

didih campuran maka akibatnya adalah sebaliknya.

Suhu pada puncak menara haruslah merupakan dew point

dari produk atas, berapapun tekanan menara itu.

14

Bila suhu puncak menara lebih besar dari dew point

produk atas, maka sebagian produk bawah akan

menguap dan menjadi bagian dari produk atas,

bukannya mengalir ke bawah sebagai cairan, dan

apabila lebih rendah maka yang terjadi adalah

sebaliknya.

Dengan alasan yang sama, suhu dasar menara haruslah

merupakan bubble point produk bawah, karena apabila

rendah maka sebagian dari produk atas tidak akan

teruapkan tetapi terperangkap dalam produk bawah.

Suhu di dalam reboiler harus sama dengan suhu dari

produk bawah karena tujuan dari reboiler adalah

untuk menyediakan panas bagi menara untuk

menguapkan semua produk yang lebih ringan dari

produk bawah.

2.6 Distilasi Multikomponen

Pada kebanyakan industri, proses distilasi

digunakan untuk memisahkan campuran yang terdiri

15

dari lebih dari dua komponen. Prinsip dalam desain

untuk menara distilasi multikomponen umumnya sama

dengan sistem biner, yaitu hanya ada satu neraca

massa untuk tiap komponen dalam campuran. Data

kesetimbangan yang ada digunakan untuk menghitung

titik didih dan titik embun. Konsep untuk refluks

minimum dan total refluks juga sama dengan sistem

biner.

Jumlah menara distilasi yang dibutuhkan dalam

distilasi multikomponen bergantung pada banyaknya

komponen yang terdapat dalam campuran. Sebagai

contoh campuran yang terdiri dari n komponen, maka

dibutuhkan menara n-1 fraksinator untuk pemisahan.

Metode perhitungan desain dalam distilasi

multikomponen sama halnya dengan sistem biner, tray

ideal diasumsikan dengan stage to stage calculation.

Dengan menggunakan data kesetimbangan yang ada,

perhitungan digunakan untuk mendapatkan titik didih

dan komposisi uap dari komposisi cairan yang

diberikan, serta mendapatkan titik embun dan

16

komposisi cairan dari komposisi uap yang diberikan.

Perhitungan desain stage to stage calculation meliputi

perhitungan trial and error (Geankoplis, 1993).

2.6.1 Kesetimbangan Distilasi Multikomponen

Kriteria keseimbangan untuk sistem 2 fasa

(uap-cair) multikomponen adalah kesamaan T, P,

dan:

ƒVi = ƒL

i

dimana :

ƒVi = yi . φVi . P ………. (5)

ƒLi = xi .γi .PSATi ...………(6)

………. (7)

Sebelum mengaplikasikan EOS (equation of state)

untuk menghitung kesetimbangan gas-cair

campuran non-ideal, koefisien fugasitas φi

untuk masing-masing fasa perlu dihitung .

17

Hubungan antara koefisien fugasitas dan

volumetric propertis (R.Smith, 2005), yaitu :

………. (8)

Adapun metode dasar yang digunakan untuk

substitusi persamaan tersebut yaitu RK-Soave

equation karena metode ini dianggap paling

sesuai untuk fluida sederhana seperti propane

dalam hidrokarbon ringan (Riazi, 1992).

………. (9)

Dimana : a = 0.427R2Tc2.5/Pc

b = 0.08664 RTc/Pc

P = tekanan

V = volume

Namun kesetimbangan uap dari campuran ideal

hidrokarbon dapat dihitung dengan persamaan

Dalton dan Roult:

P = PC1 + PC2 + PC3 + … PCi ……..…….…..(10)

18

Jika PCi = PoCi XCi , dengan i adalah komponen ke-

i, maka persamaan (10) menjadi:

P = PoC1 XC1 + Po

C2 XC2 + PoC3 XC3 + …+ Po

Ci XCi

………...(11)

Kesetimbangan hidrokarbon dapat

dipresentasikan dengan persamaan:

YCi = KCiXCi …………….....(12)

Jika KCi adalah konstanta kesetimbangan vapor–

liquid atau koefisien distribusi komponen i,

nilai K tiap komponen dapat ditentukan secara

empiris dan tiap K adalah fungsi temperatur

dan tekanan. Untuk hidrokarbon ringan, umumnya

K diasumsikan tidak berfungsi komposisi, yang

mana cukup akurat untuk perhitungan

perencanaan, dengan catatan bahwa sistem yang

ideal, sehingga:

KCi = POCi / P ……….………(13)

Volatilitas relatif (α) tiap komponen dalam

campuran dapat didefinisikan dengan cara yang

sama untuk campuran biner. Jika komponen

19

propanA (C3) didefinisikan sebagai basis

komponen dalam campuran maka persamaan (14)

menjadi :

αC1 = KC1 / KC3 ; αC2 = KC2 / KC3 ; αC3 = K3 / KC3 =1

; αCi = KCi / KC3

2.6.2 Titik Didih dan Titik Embun

Proses distilasi mencakup kegiatan penguapan

dan pengembunan. Penguapan akan terjadi pada

keadaan didihnya. Temperatur dimana cairan akan

mendidih disebut dengan titik didih (boiling point).

Suatu cairan akan mendidih bila temperaturnya

cukup tinggi, sehingga tekanan uapnya akan sama

dengan tekanan permukaan cair. Jadi jelaslah

bahwa titik didih suatu cairan akan berubah

bila tekanan pada permukaan cairan berubah.

Sebaliknya pengembunan terjadi pada keadaan

embunnya. Temperatur dimana terjadinya

pengembunan disebut dengan titik embun (dew

point) (Geankoplis, 1993).

a. Titik Didih

20

Pada tekanan tertentu, titik didih atau titik

uap campuran beberapa komponen harus memenuhi Σ

yi = 1. Untuk campuran yang terdiri dari

komponen A, B, C, dan D dengan C sebagai basis

komponen, maka:

Σ yi = Σ Kixi= KC Σ αixi= 1 ……………...(15)

Dengan trial and error , temperatur diasumsikan dan

nilai αi dihitung dari nilai Ki pada temperatur

tersebut. Kemudian nilai KC dihitung dari KC =

1/ Σ(αi xi) Setelah temperatur akhir diketahui,

komposisi uap dapat dihitung dengan persamaan:

yi = αixi/ Σ αixi………….…..(16)

b. Titik Embun

Perhitungan titik embun juga dilakukan dengan

trial and error,

Σ xi= Σ (yi/ Ki) = (1/KC) Σ(yi/ αi) = 1 …………..….

(17)

Nilai KC dihitung ngan KC = Σ (yi / αi). Setelah

temperatur akhir diketahui, komposisi liquid

dapat dihitung dengan persamaan:

21

xi= (yi/ αi) / Σ (yi/ αi) ……………...(18)

2.6.3 Azeotrope

Azeotrop (constant boiling mixtures) adalah campuran

dengan komposisi yang konstan pada tekanan

tertentu. Jika tekanan total diubah, baik titik

didih maupun komposisi azeotrop juga akan

berubah. Azeotrop bukan merupakan suatu senyawa

pasti yang komposisinya konstan pada

seluruh range temperatur dan tekanan, tetapi

merupakan suatu campuran yang dihasilkan dari

interaksi gaya intermolekuler dalam larutan.

(Maron, 1974).

2.6.4 Key Component

Fraksinasi campuran multikomponen dalam menara

distilasi hanya mengijinkan pemisahan diantara

dua komponen. Untuk campuran A, B, C, D, dan

seterusnya, pemisahan pada satu menara hanya

dapat terjadi antara A dan B, atau B dan C, dan

seterusnya. Komponen yang dipisahkan disebut

22

light key, dimana lebih volatil dan heavy key.

Komponen yang lebih volatil daripada light key

disebut light component. Sedangkan komponen yang

kurang volatil daripada heavy key disebut heavy

component (Geankoplis, 1993).

2.6.5 Total Refluks

Pada keadaan total refluks jumlah tray yang

diperlukan adalah minimum, tetapi berarti feed

dan kedua produk kolom adalah nol. Artinya

seluruh uap yang diembunkan pada kondensor

(total) dikembalikan ke dalam kolom dan seluruh

liquid di dasar kolom diuapkan kembali sementara

feed tidak ada yang masuk. Dalam keadaan seperti

ini dapat pula dianggap bahwa keadaan dimana

diperlukan reboiler, kondensor, dan diameter

kolom tak terhingga ukurannya.

a. Minimum Tray pada Total Refluks

Pada distilasi multikomponen, nilai minimum tray

teoritis (Nm) dapat ditentukan dengan persamaan

Fenske:

23

Nm = log [ (X LK/ XHK)D (XHK / XLK)W …….(19)

Log (αL, av)

Nilai rata-rata αL dapat dihitung dari αLD pada

top temperatur dan αLW pada bottom temperatur.

…...(20)

b. Distribusi Komponen

Untuk mengetahui apakah non key component

terdistribusi atau tidak pada produk distilat

dan bottom dapat ditentukan dengan menggunakan

persamaan Shiras:

= +

…………. (21)

Dimana untuk (xjD .D) / (xjF . F) < -0,01 atau >

1,01 maka komponen j tidak terdistribusi dan

untuk (xjD .D) / (xjF . F) antara –0,01 dan 0,99

maka komponen j terdistribusi (Treyball).

24

Sedangkan untuk menghitung distribusi dari non

key component pada produk distilat maupun bottom

dapat digunakan persamaan Hengstebeck and Gedes:

Log (di/bi) = A + C log αi …………...(22)

2.6.6 Shortcut Method untuk Minimum Refluks Ratio

Minimum refluks rasio (Rm), adalah rasio refluks

yang dibutuhkan pada jumlah tray yang diperlukan

untuk memisahkan key component, atau dapat pula

dikatakan suatu harga refluks rasio dimana

pemisahan yang diinginkan diperlukan tray ideal

yang tak terhingga jumlahnya. Jadi dalam hal

ini harga aliran uap (V) adalah minimum, yang

berarti ukuran kondensor dan reboiler juga

minimum. Untuk menghitung refluks rasio dapat

digunakan metode Underwood’s dengan menggunakan

konstanta nilai α rata-rata dan diasumsikan

flowrate konstan pada kedua seksi tower. Dua

persamaan yang digunakan untuk menentukan

refluks rasio adalah:

1 – q = Σ ((αixiF) / (αi– θ)) ……………...(23)

25

Rm + 1 = Σ ((αixiD) / (αi– θ)) ……………...(24)

Nilai q merupakan rasio jumlah panas yang

dibutuhkan untuk menguapkan 1 mol feed terhadap

panas laten penguapan dari feed. Nilai q berbeda

untuk setiap kondisi feed yang masuk. Jika feed

masuk pada titik didihnya maka nilai q = 1,

jika feed masuk sebagai uap pada titik embun

maka nilai q = 0, untuk cold liquid feed q > 1 dan

untuk superheated vapor q < 0.

Nilai xiD tiap komponen distilat diperkirakan

untuk nilai pada refluks minimum. Perkiraan

nilai yang dihasilkan menggunakan persamaan

Fenske, sehingga tiap αi akan bervariasi dengan

temperatur, αi rata-rata diperkirakan dengan

menggunakan αi pada temperatur rata-rata antara

top dan bottom. Untuk mendapatkan nilai Rm, nilai

θ pertama dihasilkan dengan trial and error. Nilai θ

ini berada pada nilai α pada light key dan heavy key,

yaitu 1.Dengan nilai θ ini maka Rm dapat

dihasilkan (Geankoplis, 1993).

26

2.6.7 Shortcut Method untuk Menentukan Jumlah Tray

pada Refluks Rasio

a. Jumlah Tray Operasional

Penentuan jumlah tray minimum untuk total

refluks dan minimum refluks rasio biasanya

digunakan untuk menentukan range jumlah tray yang

diperlukan dan kondisi aliran. Range ini sangat

membantu untuk memilih kondisi operasi dalam

perhitungan desain. Shortcut method yang penting

dalam menentukan jumlah tray teoritis yang

dibutuhkan untuk operasi refluks rasio adalah

dengan menggunakan korelasi empiris dari Erbar

dan Maddrox. Operasi refluks rasio

dikorelasikan dengan minimum refluks yang

didapat dengan menggunakan Underwood’s method,

jumlah tray minimum (Nm) didapat dengan Fenske

method dan jumlah tray N pada operasi R

(Geankoplis, 1993).

b. Perkiraan Lokasi Feed Tray

27

Kirkbride menemukan metode untuk memperkirakan

jumlah tray teoritis atas dan bawah feed yang

dapat digunakan untuk memperkirakan lokasi feed

tray.

Log Ne/NS = 0,206 log [(XHF /XLF) (W/D)

(XLW/XHW)2…...(25)

Dimana Ne adalah jumlah stage teoritis di atas

feed tray dan NS adalah jumlah stage teoritis di

bawah feed tray.

c. Refluks Optimum dan Refluks Operasi

Pada total refluks diperlukan reboiler, condenser,

dan diameter kolom yang terhingga besarnya, dan

ini akan menyebabkan tingginya modal dasar.

Demikian pula bila operasi dilakukan pada

refluks minimum, akan diperlukan tray yang

terhingga jumlahnya dan akibatnya modal dasar

juga tinggi. Total cost adalah jumlah dari biaya

fixed charges, yang merupakan prsentase dari modal

dasar dan biaya operasi, dimana biaya operasi

akan meningkat dengan makin besarnya refluks.

28

Sehingga untuk biaya operasi yang serendah-

rendahnya diperlukan penentuan refluks rasio

optimal. Umumnya refluks rasio operasi/optimum

sekitar 1,2 – 1,5 kali refluks minimum

(Geankoplis, 1993).

2.7 Neraca Energi pada Menara Distilasi

Persamaann Umum Neraca Energi:

Rate of energy in – Rate of energi out +Rate of Generation –

Rate of Energy consumed =Rate of Accumulation ....(26)

(Coulson, 1989)

Pada proses distilasi, tidak terjadi reaksi sehingga

generasi dan energy consumed = 0. Pada keadaan Steady,

tidak ada akumulasi energi. Oleh karena itu,

berdasarkan persamaan umum neraca energi:

Rate of energy in – Rate of energi out +Rate of Generation –

Rate of Energy consumed = -0 (energi tidak

berubah terhadap waktu)……….(27)

Rate of energy in = Rate of energi out……………………………………..(28)

29

Input = Reboiler heat input (QR) + Feed sensible heat (HF)

…………...…..(29)

Output = Condenser cooling (QC) + Top product sensible Heat (HD)

+ Bottom product sensible heat (HW)…………………….

(30)

Gambar 2.1 Distilasi kolom sederhana dengan 1 umpan,

condenser, reboiler.

Neraca Energi Total:

Input = Output

QR+ HF = QC +HD+HW

Neraca energi di sekitar condenser:

input = output

30

HV = HD +HL + QC

QC = HV - HD - HL

Sehingga:

Neraca energi pada reboiler:

QR = QC + HD + HW - HF

Konsumsi Energi pada menara distilasi merupakan

besarnya energi yang dibutuhkan untuk menjalankan

proses pemisahan pada menara distilasi.

Konsumsi energi pada menara distilasi = QR + HF

2. 8 Simulator menggunakan Hysys

Perkembangan industri kimia dari hulu dan hilir di

Indonesia yang berbasiskan pada pemanfaatan sumber daya

alam minyak dan gas bumi semakin pesat.  Hal ini

menyebabkan kebutuhan terhadap perhitungan  Heat and

Material Balance, Instrumentasi dan pendukungnya yang

dilakukan oleh  proses enginer akan semakin penting.

Perhitungan ini diperlukan tidak hanya saat perancangan

awal pabrik tetapi juga pada saat pabrik telah

beroperasi. Perhitungan  Heat and Material

31

Balance, Instrumentasi dan pendukungnya harus memiliki

tingkat akurasi dan validitas yang tinggi dan dapat

dipertanggung jawabkan.  Pesatnya perkembangan

teknologi sangat membantu dalam menyelesaikan problema

di atas, terbukti dengan berkembangnya software-

software perancangan  sebagai alat bantu  perhitungan

bagi insinyur kimia.

Hysys adalah program yang dirancang untuk

mensimulasikan proses di dalam suatu pabrik. Dengan

menggunakan program ini, perhitungan-perhitungan

untuk mendesain suatu proses yang rumit (karena

melibatkan banyak rumus) dan memerlukan waktu yang lama

bila dikerjakan secara manual (by hand) dapat dengan

cepat dilakukan. Hysys sendiri adalah singkatan

dari Hyphothetical System (sistem hipotesa). Simulasi

proses artinya membuat suatu proses produksi suatu

bahan ke dalam diagram alir proses (Process Flow Diagram)

dan menghitung neraca massa dan neraca panas/energi

pada masing-masing peralatan yang digunakan.

Hysys  dapat digunakan untuk merancang beberapa

32

peralatan pada pabrik yang baru atau akan didirikan

(sizing) atau mengevaluasi kinerja suatu peralatan pada

pabrik yang sudah ada (rating). Hsysy memiliki kelebihan

daripada program-program simulasi proses lainnya.

Program ini bersifat interaktif karena langsung

memberitahukan input apa yang kurang pada

saat penggunanya mendesain suatu proses dan juga

langsung memberitahukan apabila ada kesalahan yang

terjadi. Dengan demikian program ini dapat

dikatakan user friendly atau mudah digunakan.

Software ini dikembangkan oleh Aspentech yang semula

merupakan Divisi Pengembangan Teknologi Komersial pada

Advanced System for Process Engineering (ASPEN), yaitu

sebuah laboratorium sistem proses tingkat lanjut milik

Massachusetts Institute of Technology (MIT).

(Anonim,2012)

33

BAB III

PELAKSANAAN TUGAS KHUSUS

3.1 Tahapan PelaksanaanTugas Khusus

Pelaksanaan tugas khusus dilakukan di Unit BB

Distiller CD&GP pada tanggal 3 s.d 6 Februari 2014.

Dalam pelaksanaan tugas khusus ini, tahap-tahap

yang di lakukan untuk optimasi kolom debutanizer adalah :

1. Studi literatur mengenai proses-proses di unit BB-

Distiller terutama di kolom debutanizer.

34

2. Mengumpulkan data kolom dan kondisi operasi.

3. Pembuatan simulasi optimasi kolom debutanizer

menggunakan program simulator Hysys dengan basis

data kolom dan spesifikasi feed.

4. Menentukan kondisi operasi dengan memperhitungkan

kesesuaian spesifikasi produk hasil simulasi

terhadap spesifikasi feed di kolom debutanizer

sehingga didapatkan kondisi operasi dan produk

yang sesuai dengan spesifikasi.

5. Pembuatan simulasi untuk menentukan jumlah tray

teoritis dengan menggunakan Unit Operation (Short Cut

Distillation) pada simulator Hysys.

6. Menentukan efesiensi tray dengan perbandingan tray

aktual dengan tray teoritis.

Diagram alir dari keseluruhan pelaksanaan tugas

khusus :

35

Pengumpulan data kondisi

operasi

Studi Literatur

36

Simulasi dan optimasi kolom

debutanizer

Simulasi kolom debutanizer

berdasarkan kondisi aktual

Pembuatan simulasi Short Cut Distillation

Menghitung Efisiensi Tray

overall

Validasi data dan hasil simulasi

Kesimpulan

Gambar 3.1 Diagram alir pelaksanaan tugas

khusus

Tabel 3.1 Data Kondisi Operasi Kolom Debuthanizer Unit

BB Distiller CD&GP

Kondisi operasi

Feed (T/D) 149,1

Tekanan top kolom

(kg/cm2)

6

Tekanan bottom kolom

(kg/cm2)

6.17

Temperatur top kolom

(0C)

77.4

Temperatur bottom kolom

(0C)

111.6

Feed tray 22

Jumlah tray 44

III.2 Rincian Kegiatan

37

Adapun kegiatan yang dilakukan selama melaksanakan

Kerja Praktek di PT PERTAMINA RU III Plaju-Sungai

Gerong adalah sebagai berikut:

Tabel 3.2 Rincian Kegiatan

Kegiatan20 Januaris.d 20

Februari 2014

OrientasiumumdiCD&L

Orientasi diPE

Orientasi diCD&GPdan

Utilitas

Studiliteraur danPenentu

anTugasKhusus

Pengambilan Data

Pelaksanaan TugasKhususdan

pelengkapan data

Minggu ke– 1

20-Jan            21-Jan            22-Jan            23-Jan            24-Jan            

Minggu Ke– 2

27-Jan            28-Jan            29-Jan            30-Jan            31-Jan            

Minggu Ke– 3

03-Feb            04-Feb

           

38

05-Feb            06-Feb            07-Feb            

Minggu Ke– 4

10-Feb            11-Feb            12-Feb            13-Feb            14-Feb            

Minggu Ke- 5

17-Feb            18-Feb            19-Feb            20-Feb            

BAB IV

39

HASIL PERHITUNGAN

Dari perhitungan yang telah dilakukan diperoleh hasil

sebagai berikut:

1. Neraca massa kolom debutanizer

Tabel 4.1 Neraca Massa Total Hasil Simulasi Kolom

Debutanizer kondisi aktual

Kompone

n

Feed

Produk

Distilate (FBB) Bottom (Feed

Stripper)

Xf Massa

(T/D)

XD Massa

(T/D)

XW Massa

(T/D)

C3 0.0014

23

0.2122 0.0039

95

0.2122 0 0

i-C4 0.0496

60

7.403 0.1385

33

7.3569 0.0004

77

0.0458

n-C4 0.1998

19

29.79 0.5045

76

26.7960 0.0311

67

2.9909

i-C5

n-C5

C6+

0.1862

20

0.2433

47

0.3195

27.76

36.28

47.63

0.1959

14

0.1569

81

0

10.4042

8.3366

0

0.1808

56

0.2911

42

0.4963

17.3555

27.9389

47.3621

40

31 58

Total 1 149.1 1 53.1058 1 95.9632

Tabel 4.2 Neraca Massa Total Hasil Simulasi Kolom

Debutanizer setelah optimasi

Kompone

n

Feed

Produk

Distilate (FBB) Bottom (Feed

Stripper)

Xf Massa

(T/D)

XD Massa

(T/D)

XW Massa

(T/D)

C3 0.0009

10

0.1357 0.0036

35

0.1357 0 0.0000

i-C4 0.0505

2

7.492 0.2007

24

7.4916 0.0000

01

0.0001

n-C4 0.1998

06

29.79 0.7956

41

29.6954 0.0008

23

0.0920

i-C5

n-C5

C6+

0.1862

04

0.2433

26

27.76

36.28

47.63

0

0

0

0

0

0

0.2483

88

0.3245

86

27.7597

36.2756

47.6321

41

0.3195

03

0.4262

02

Total 1 149.1 1 37.3227 1 111.7595

Tabel 4.3 Data kondisi operasi kolom debutanizer

 

Data

Aktua

l

Data

Simula

si

(optim

asi)

Data

Plant

Test’0

8

Data

Desai

n

Feed (T/D) 149.1 149.1

159,33

7Top Produk (T/D) 53,10 37.32 12,747

Bottom Produk (T/D) 96 111.8

146,59

0Refluks (T/D) 75.6 255Tekanan Feed (kg/cm2) 14.20 14.20Tekanan Top kolom

(kg/cm2) 6,17 6 6,69Tekanan Bottom kolom

(kg/cm2) 6,27 6.17

6.8

7,00Temperatur feed (oC) 133.6 133.7Temperatur atas (oC) 77,10 60.06 51.5Temperatur bawah (oC) 112 117.4 112.9 120Feed tray 22 22 22 22Jumlah tray 44 44 44Refluks rasio 1.42 6.83

42

Feed Condenser (T/D)

Feed Reboiler (T/D)

Condenser Duty

(Mkcal/day)

Reboiler Duty

(Mkcal/day)

128.7

182.5

9.976

8

6.427

4

292.3

380

22.271

7

18.967

9

123.55

72

118.88

4

2. Hasil perhitungan jumlah tray teoritis dengan

menggunakan Unit Operation (Short Cut Distillation) pada

simulator Hysys.

Tabel 4.4 Perhitungan Tray Teoritis Kolom

Debutanizer

Data Simulasi Short Cut Distillation

Refluks Minimum 2.672

Refluks Rasio 6.830

Tray minimum 31

Tray actual 41

Feed tray 38

Tekanan Kondenser(kg/cm2)

6

Temperatur Kondenser(oC)

60.06

43

Tekanan Reboiler(kg/cm2)

6.17

Temperatur Reboiler(oC)

117.4

3. Efisiensi Tray

Overall Tray Efficiency (Coulson, 1983)

E0 = x 100 %

E0 =

E0 = 93.1 %

Keterangan :

E0 = Overall Tray Efficiency

44

BAB V

PEMBAHASAN

Proses pada kolom debutanizer unit Butane Butylene Distiller (BB

Distiller) CD&GP bertujuan untuk memisahkan umpan yang

berasal dari produk bottom kolom depropanizer menjadi

45

produk atas berupa Butane Butylene (FBB) sebagai feed pada

unit Alkylasi serta produk bawah berupa fraksi yang lebih

berat dari C4 kemudian menjadi feed untuk kolom

Stripper.

Proses yang terjadi pada kolom debutanizer adalah proses

distilasi multikomponen dimana prosesnya melibatkan

banyak komponen sehingga harus ditentukan komponen light

key dan heavy key, dimana isopentane (i-C5) sebagai heavy key

dan normal butane (n-C4) sebagai light key.

Setelah dioperasikan selama ± 70 tahun, dilihat dari

data lapangan dan control room, alat instrumentasi (flow

meter) menunjukkan ketidak akuratan yang menyebabkan

tidak akuratnya data kondisi operasi yang terlihat

sehingga berdampak pada pengaturan kondisi unit dan

optimasi proses. Oleh sebab itu di perlukan evaluasi

dan optimasi kinerja kolom debutanizer unit BB Distiller

dengan menggunakan software simulasi Hysys (Hyphothetical

System) untuk mengetahui kondisi operasi optimum.

Simulasi dijalankan berdasarkan kondisi operasi yang

46

didapatkan dari control room BB Distiller dan data

komposisi tiap komponen yang didapatkan melalui

laboratorium PT.PERTAMINA RU III Plaju – Sungai Gerong.

Data komposisi yang didapatkan hanya pada feed kolom

depropanizer yaitu komposisi unstab dan komposisi

kondensat, namun untuk komposisi feed debutanizer tidak

ada karena sampling test untuk melihat komposisi dari

kolom debutanizer rusak sehinnga dalam pengerjaan

simulasi kolom debutanizer, feed didapatkan dari bottom

kolom depropanizer yang merupakan hasil simulasi dengan

menggunakan Hysys.

Kemampuan kolom untuk memisahkan komponen menurut

fraksinya juga dipengaruhi oleh panas yang ditransfer

oleh reboiler dan pada kemampuan kondensor untuk

mengubah fasa uap destilate menjadi fase cair dengan

cooling water. Pada kolom debutanizer ini tipe reboiler yang

digunakan merupakan parsial reboiler yaitu sebagian

hasil bawah yang tertinggal di kolom dididihkan kembali

dan sisanya diambil sebagai produk bawah sedangkan tipe

kondensor yang digunakan adalah total kondensor dimana

47

semua uap dikondensasikan dan dikembalikan ke dalam

kolom dan sebagian menjadi produk. Dari hasil simulasi

kolom debutanizer setelah optimasi didapatkan kondensor

duty sebesar 22.2717 (Mkcal/day) dan reboiler duty

sebesar 18.9679 (Mkcal/day) sedangkan hasil simulasi

berdasarkan kondisi aktual didapatkan kondensor duty

sebesar 9.9768 (Mkcal/day) dan reboiler duty sebesar

6.4274 (Mkcal/day), terjadi peningkatan setelah

dioptimasi. Hal ini disebabkan karena massa hidrokarbon

yang masuk pada kondensor dan reboiler setelah optimasi

lebih banyak yaitu dari 128.7 T/D menjadi 292.3 T/D dan

182.5 T/D menjadi 380 T/D seperti ditunjukkan oleh

rumus Q = m.Cp.ΔT, semakin besar massa maka energy yang

dibutuhkan juga semakin besar karena massa dan energy

berbanding lurus dan tingkat kemurnian produk top pada

saat dioptimasi jauh lebih murni dibandingkan dengan

simulasi pada kondisi aktual.

Simulasi pembuatan kolom debutanizer dijalankan dengan

kondisi aktual dengan temperatur atas 77.1 0C,

temperatur bawah 112 0C, tekanan kolom 6.17 kg/cm2g,

48

yang didapatkan dari control room, didapatkan komposisi

FBB dengan tingkat kemurnian normal butane dan iso butane

sebesar 64.7 %, komponen iso pentane dan normal pentane

sebesar 35.3 %. Komponen iso pentane dan normal pentane

sangat tidak diharapkan pada produk atas kolom

debutanizer karena tidak diizinkan untuk komponen LPG dan

feed Alkilasi.

Pada komposisi FBB dengan tingkat kemurnian dari normal

butane dan iso butane sampai 99,6 %, komponen iso pentane dan

pentane 0 %, hal ini disebabkan kerena sudah dilakukan

optimasi untuk mendapatkan komposisi FBB seperti yang

diharapkan, karena komponen pada FBB diharapkan tidak

ada komponen iso pentane dan pentane yang terikut menjadi

produk atas dari kolom debutanizer karena tidak diizinkan

untuk komponen LPG. Untuk mendapatkan komposisi FBB

dengan tingkat kemurnian tersebut, kondisi operasi dari

kolom harus tetap dijaga dengan top temperature 60,8 0C,

bottom temperature 1130C, bottom pressure 6.17 kg/cm2g dan top

pressure 6 kg/cm2g. Dari hasil perhitungan dengan

menggunakan Hysys pada unit operation short cut distillation

49

didapatkan jumlah tray teoritis yaitu 41 tray termasuk

reboiler, sedangkan kondisi aktual yang ada di lapangan

terdapat 44 tray. Hal ini dapat disebabkan oleh

beberapa faktor salah satunya adalah faktor laju alir

umpan. Laju alir hidrokarbon yang menjadi umpan kolom

debutanizer saat ini sudah berkurang, yaitu dari 159,337

T/D hingga menjadi 149,1 T/D. Selain perubahan laju

alir diikuti juga dengan perubahan temperatur dan

tekanan untuk menyesuaikan antara keadaan desain kolom

dan kondisi aktualnya saat ini. Dari hasil perhitungan

menggunakan simulasi diperoleh bahwa efisiensi kolom

debutanizer dengan menggunakan efisiensi overall adalah 93

% dengan tingkat kemurnian dari normal butane dan iso

butane sampai 99,6 %. Keadaan ini menunjukkan bahwa

kolom beoperasi dengan sangat optimal, Hal ini

disebabkan karena pada saat menjalankan simulasi hysys

sudah banyak dilakukan optimasi pada kondisi operasi

yang pengoperasiannya berbeda dengan kondisi aktual,

sesuai dengan tujuan tugas khusus ini.

50

BAB VI

KESIMPULAN

Adapun kesimpulan yang dapat diambil dari tugas khusus

optimasi kinerja kolom debutanizer unit Butane Butylene

Distiller adalah :

Untuk mendapatkan tingkat kemurnian dari normal butane

dan iso butane sampai 99.6 % kondisi operasi dari kolom

51

harus tetap dijaga dengan top temperature 60,8 0C, bottom

temperature 1130C, bottom pressure 6.17 kg/cm2g dan top

pressure 6 kg/cm2g, dengan kondisi operasi ini didapatkan

jumlah tray teoritis yaitu 41 tray termasuk reboiler

menggunakan hysys pada unit operation short cut distillation.

52