Laporan PKL PT Pupuk Kaltim

PRAKTIK KERJA LAPANGAN PT. PUPUK KALIMANTAN TIMUR KALIMANTAN TIMUR

LAPORAN Oleh: RISALI ADDINI 12.0906.5002

FAKULTAS TEKNIK UNIVERSITAS MULAWARMAN SAMARINDA 2015

PRAKTIK KERJA LAPANGAN PT. PUPUK KALIMANTAN TIMUR KALIMANTAN TIMUR LAPORAN Diajukan sebagai salah satu syarat untuk menyelesaikan pendidikan pada Program Studi Strata 1 Teknik Kimia, Fakultas Teknik, Universitas Mulawarman

Oleh: RISALI ADDINI 1209065002

FAKULTAS TEKNIK UNIVERSITAS MULAWARMAN SAMARINDA 2015

LEMBAR PENGESAHAN LAPORAN KERJA PRAKTIK LAPANGAN DEPARTEMEN OPERASI PABRIK-3 PT. PUPUK KALIMANTAN TIMUR Laporan kerja Praktik lapangan ini telah diperiksa dan disetujui oleh PT. Pupuk Kalimantan Timur Bontang, 3 September 2015

Mengetahui, Pembimbing Wakil Kepala Bagian Unit Urea

Untung Suharto Mengesahkan,

Manager Dept. Operasi Pabrik-3

Manager Dept. Diklat dan Manajemen

Pengetahuan

Ir. Robert Sarjaka, MT.

Ir. Lola Karmila

PRAKTIK KERJA LAPANGAN PT. PUPUK KALIMANTAN TIMUR KALIMANTAN TIMUR Oleh: Risali Addini 12.0906.5002 Telah disetujui pada 29 September 2015 dan dinyatakan telah memenui syarat Samarinda, 1 Oktober 2015 Disahkan oleh: Pembimbing PKL, Ari Susandy Sanjaya, ST, MT NIP. 19780319 201012 1 001 Mengetahui, Ketua Program Studi S1 Teknik Kimia Fakultas Teknik, Universitas Mulawarman, Novy Pralisa Putri, ST, M.Eng NIP. 19811102 200912 2 001

KATA PENGANTAR 3

Puji syukur kehadirat Tuhan Yang Maha Esa yang telah memberikan rahmat-Nya sehingga laporan Praktik Kerja Lapangan (PKL) di PT. Pupuk Kalimantan Timur dapat diselesaikan dengan baik. Praktik Kerja Lapangan merupakan syarat wajib bagi mahasiswa yang bertujuan menyelesaikan pendidikan pada Program Studi Strata 1 dan juga bertujuan agar dapat pengaplikasian teori-teori yang telah diperoleh selama kuliah. Penulis mengucapkan terima kasih yang sebesar-besarnya kepada semua pihak yang telah membantu kami sehingga dapat menyelesaikan Praktik Kerja Lapangan dan menyusun laporan ini. Secara khusus penulis mengucapkan terima kasih kepada: 1. 2.

Bapak Ir Robert Sarjaka, MT, selaku Manager Operasi Pabrik-3 Bapak Imam Maarief selaku Kepala Bagian Urea Pabrik-3 dan Bapak Untung

3.

Suharto selaku Wakil Kepala Bagian Urea Pabrik-3 Bapak Moch. Muin SH selaku Kepala Bagian Amonia Pabrik-3 dan Bapak

4.

Muhammad Isa selaku Wakil Kepala Bagian amonia Pabrik-3 Bapak Syaiful Arif selaku Kepala Bagian Utilitas Pabrik-3 dan Bapak Sidiq

5. 6.

Purnama selaku Wakil Kepala Bagian Utilitas Pabrik-3 Ibu Ir. Lola Karmila, selaku Manager Diklat dan Manajemen Pengetahuan Supervisor dan operator-operator Utilitas, Amonia, dan Urea di Pabrik-3 dan

7.

seluruh staf administrasi Kaltim Pabrik-3 Ibu Novy Pralisa Putri, ST, MEng, selaku Ketua Program Studi Teknik Kimia

8.

Universitas Mulawarman. Bapak Ari Susandy Sanjaya, ST, MT, selaku dosen pembimbing Praktik Kerja

9.

Lapangan Keluarga, teman-teman dan orang-orang tercinta atas semua semangat dan dukungannya.

Penyusun menyadari bahwa laporan ini masih jauh dari sempurna. Oleh karena itu, kritik dan saran yang bersifat membangun sangat kami harapkan. Bontang, 03 September 2015

Penyusun

DAFTAR ISI halaman 4

Halaman Judul.........................................................................................................i Halaman Pengesahan PT. Pupuk Kalimantan Timur..........................................iii Halaman Pengesahan Akademik............................................................................iv Kata Pengantar ........................................................................................................v Daftar Isi ..................................................................................................................vi Daftar Gambar ........................................................................................................viii Daftar Tabel..............................................................................................................ix Daftar Istilah.............................................................................................................x Abstrak......................................................................................................................xi BAB I PENDAHULUAN ........................................................................................1 1.1 Latar Belakang...............................................................................................1 1.2 Rumusan Masalah .........................................................................................1 1.3 Manfaat .........................................................................................................2 1.4 Tujuan.............................................................................................................2 1.5 Ruang Lingkup...............................................................................................2 1.6 Sistematika Penulisan.....................................................................................2 BAB II PROFIL PT. PUPUK KALIMANTAN TIMUR......................................4 2.1 2.2 2.2.1 2.2.2 2.2.3 2.2.4 2.3 2.3.1 2.3.2 2.4 2.5 2.7 2.8 2.9

Sejarah PT. Pupuk Kalimantan Timur ...........................................................4 Tujuan, Visi, Misi, dan Budaya PT. Pupuk Kalimantan Timur......................5 Tujuan.............................................................................................................5 Visi.................................................................................................................6 Misi................................................................................................................6 Budaya PT. Pupuk Kalimantan Timur............................................................6 Logo dan Merk Dagang PT. Pupuk Kalimantan Timur.................................6 Logo PT.Pupuk Kalimantan Timur................................................................6 Merk Dagang PT. Pupuk Kalimantan Timur..................................................7 Lokasi Pabrik.................................................................................................8 Sarana Pendukung Pabrik..............................................................................8 Struktur Organisasi PT. Pupuk Kalimantan Timur.........................................10 Tenaga Kerja dan Waktu Kerja.......................................................................14 Peningkatan Mutu dan Pengolahan Lingkungan............................................14

BAB III TINJAUAN PUSTAKA ............................................................................15 3.1 3.1.1 3.1.2 3.1.3 3.1.4 3.1.5 3.1.6 3.1.7 3.1.8 3.1.9

Unit Utilitas....................................................................................................15 Sea Water Intake.............................................................................................15 Unit Klorinasi.................................................................................................16 Unit Sea dan Sweet Cooling Water ................................................................18 Unit Desalinasi...............................................................................................19 Unit Demineralisasi........................................................................................21 Unit Power Generation..................................................................................24 Unit Pembangkit Steam..................................................................................25 Unit Deaerasi..................................................................................................26 Unit Waste Heat Boiler...................................................................................27 5

3.1.10 3.1.11 3.2 3.2.1 3.2.2 3.2.3 3.2.4 3.2.5 3.2.6 3.2.7 3.2.8 3.3 3.3.1 3.3.2 3.3.3 3.3.4 3.3.5 3.3.6 3.3.7 3.3.8 3.4 3.5 3.5.1 3.5.2 3.5.3 3.6

Unit Plant Air dan Instrument Air..................................................................28 Tie in Kaltim-3...............................................................................................30 Unit Amonia...................................................................................................30 Konsep Proses ...............................................................................................30 Unit Desulfirizer.............................................................................................31 Unit Reforming...............................................................................................36 Unit Converter...............................................................................................44 Unit CO2 Removal..........................................................................................50 Unit Methanator.............................................................................................54 Unit Amonia Loop..........................................................................................58 Unit Refrigeration Loop.................................................................................63 Unit Urea........................................................................................................67 Konsep Proses ...............................................................................................67 Unit Persiapan Bahan Baku...........................................................................68 Unit Sintesa Urea...........................................................................................70 Unit Resikulasi...............................................................................................78 Unit Evaporasi................................................................................................82 Unit Prilling dan Finishing............................................................................85 Unit Waste Water Treatment...........................................................................88 Steam System dan Kondensat ........................................................................92 Prilling Tower.................................................................................................94 Perpindahan Panas.........................................................................................95 Pendinginan Urea Melt...................................................................................95 Perubahan Fase Urea .....................................................................................96 Pendinginan Urea Prill ..................................................................................96 Mekanisme Pergerakan Partikel dalam Fluida ..............................................97

BAB IV ANALISA DAN PEMBAHASAN ............................................................99 4.1 4.1.1 4.1.2 4.2 4.2.1 4.2.2 4.3 4.3.1 4.3.2

Metode Pengambilan Data.............................................................................99 Data Primer ...................................................................................................99 Data Sekunder ...............................................................................................99 Metode Pengolahan Data...............................................................................100 Perhitungan Terminal Velocity Urea Prill .....................................................100 Perhitungan Neraca Panas .............................................................................101 Hasil dan Pembahasan....................................................................................105 Hasil Perhitungan...........................................................................................105 Pembahasan....................................................................................................107

BAB V PENUTUP ...................................................................................................109 5.1 5.2

Kesimpulan....................................................................................................109 Saran...............................................................................................................109

Daftar Pustaka..........................................................................................................xii

DAFTAR GAMBAR 6

Gambar 2.1 Lambang PT. Pupuk Kalimantan Timur .............................................4 Gambar 2.2 Merk Dagang Pupuk Urea Mandau.....................................................5 Gambar 2.3 Merk Dagang Pupuk NPK Pelangi......................................................5 Gambar 2.4 Merk Dagang Pupuk Daun Buah.........................................................6 Gambar 2.5 Peta Lokasi PT. Pupuk Kalimantan Timur...........................................8 Gambar 2.6 Struktur Organisasi Kompartemen Pupuk Kaltim................................9 Gambar 2.7 Struktur Organisasi Departemen Pupuk Kaltim...................................9 Gambar 2.8 Struktur Organisasi Departemen Operasi Kaltim-3.............................10 Gambar 3.1 Flow Diagram Sea Water Intake..........................................................16 Gambar 3.2 Flow Diagram Unit Chlorination........................................................18 Gambar 3.3 Flow Diagram Unit Sweet dan Sea Cooling Water..............................18 Gambar 3.4 Flow Diagram Unit Desalinasi............................................................21 Gambar 3.5 Proses Unit Demineralisasi..................................................................25 Gambar 3.6 Flow Diagram Waste Heat Boiler........................................................27 Gambar 3.7 Flow Diagram Unit IA dan PA............................................................49 Gambar 3.8 Flow Diagram Desulfurizer.................................................................58 Gambar 3.9 Grafik Hubungan T, P, dan Rasio Steam/karbon ................................61 Gambar 3.10 Grafik Reaksi pada Unit Shift Converter.............................................61 Gambar 3.11 Flow Diagram Unit Shift Converter....................................................61 Gambar 3.12 Flow Diagram CO2 Removal...............................................................62 Gambar 3.13 Flow Diagram Unit Metanasi..............................................................68 Gambar 3.14 Flow Diagram Unit Amonia Loop ......................................................71 Gambar 3.15 Diagram Siklus Refrigerant.................................................................72 Gambar 3.16 Flow Diagram Refrigerant...................................................................73 Gambar 3.17 Uraian Proses di Unit Sintesa..............................................................78 Gambar 3.18 Uraian Proses di Unit Resirkulasi........................................................80 Gambar 3.19 Uraian Proses di Unit Evaporasi..........................................................80 Gambar 3.18 Uraian Proses di Unit Prilling.............................................................80 Gambar 3.18 Uraian Proses di Unit WWT................................................................80 Gambar 3.22 Kesetimbangan Gaya pada Butiran Urea.............................................80 Gambar 4.1 Grafik Hubungan Suhu dan Ketinggian Prilling Tower......................80 Gambar 4.2 Grafik Pengaruh Massa Umpan Prilling Tower terhadap Urea Prill...80

DAFTAR TABEL 7

Tabel 3.1 Kisaran Analisa Gas Outlet Unit Primary Reformer.............................................. Tabel 3.2 Kisaran Analisa Gas Outlet Unit Secondary Reformer........................................... Tabel 3.3 Komposisi Fuel Gas dari Unit HRU....................................................................... Tabel 3.4 Spesifikasi Gas Outlet Unit Primary Reformer...................................................... Tabel 3.5 Spesifikasi Gas Outlet Unit Secondary Reformer................................................... Tabel 3.6 Persentase Komposisi Gas Keluaran Reformer....................................................... Tabel 3.7 Spesifikasi Gas Outlet Unit HTSC......................................................................... Tabel 3.8 Spesifikasi Gas Outlet Unit LTSC.......................................................................... Tabel 3.9 Spesifikasi Gas Outlet dari CO2 Removal............................................................... Tabel 3.10 Spesifikasi Gas Outlet dari Metanasi...................................................................... Tabel 3.11 Spesifikasi Gas Inlet pada Amonia Converter........................................................ Tabel 3.12 Spesifikasi Gas pada Purge Gas.............................................................................

8

DAFTAR ISTILAH FCW FG GTG GOR HPCC HRU HS HTS IA LPCC LS LTS MS PA PG PI PKG RW SW SWI WHB WWT

Fresh Cooling Water Flash Gas Gas Turbine Generator Gallon Output Ratio High Pressure Carbamate Condenser Hydrogen Recovery Unit High Steam High Temperatur Shift Instument Air Low Pressure Carbamate Condenser Low Steam Low Temperatur Shift Medium Steam Plant Air Purge Gas Pressure Indicator Package Boiler Raw Condensate Sea Water Sea Water Intake Waste Heat Boiler Waste Water Treatment

9

ABSTRAK PT Pupuk Kalimantan Timur sudah berdiri sejak 7 Desember 1977 dan menjadi salah satu perusahaan pupuk terkenal karena kapasitasnya merupakan salah satu yang terbesar didunia. PT Pupuk Kalimantan Timur mempunyai empat plant dan tiap plant terdiri dari tiga unit utama, yaitu unit utilitas, unit amonia, dan unit urea. Setiap unitnya memiliki fungsi yang berbeda-beda. Unit utilitas mempunyai peran untuk memproduksi cooling water dari air laut yang digunakan sebagai air pendingin diperalatan proses. Air laut yang telah diolah dan diturunkan kadar mikroorganisme, salinitas, dan mineralnya untuk mencegah scalling dan korosi di pipa-pipa dan peralatan proses. Unit utilitas juga memproduksi steam plant, air instrument dan power generation. Unit amonia memproduksi amonia dan gas CO 2 dari syngas yang disuplai oleh PT Pertamina. Amonia dan CO2 akan digunakan sebagai reaktan di unit urea. CO 2 sebenarnya merupakan produk sampingan dari proses produksi amonia. Gas-gas CO 2 didapat dari penyerapan CO2. Produk akhir dari unit amonia adalah amonia cair. Amonia akan dikirim ke unit urea bersama dengan gas CO 2. Di unit urea CO2 dan amonia akan bereaksi dan menghasilkan ammonium karbamat. Lalu ammonium karbamat akan mengalami dehidrasi di reaktor dan menjadi urea. Setelah itu urea akan diubah menjadi urea prill di prilling tower. Tugas khusus dari Praktik Kerja Lapangan (PKL) ini adalah Penentuan Kapasitas Optimum di Prilling Tower. Prilling tower menpunyai fungsi utama untuk mengubah urea melt menjadi urea prill. Urea prilling tower mempunyai tinggi 65 meter. Di prilling tower urea melt dimasukkan sebagai umpan melalui bagian atas dan melewati prilling bucket. Dibagian ini urea melt akan berubah menjadi butiran-butiran. Lalu butiran-butiran itu akan kontak dengan udara yang dihisap oleh fan yang ada dibagian atas prilling tower. Dari PKL ini diketahui bahwa prilling tower berada dalam performa yang baik. Kapasitas optimum dari prilling tower dengan temperatur urea prill yang keluar dari prilling tower pada 60◦C adalah 120 % berat dari kapasitas desain. Kata kunci : Amonia, Urea, Prilling Tower, Kapasitas Optimum

10

BAB I PENDAHULUAN 1.1

Latar Belakang

Pupuk urea adalah salah satu jenis pupuk nitrogen yang paling banyak digunakan dalam pertanian dengan kandungan nitrogen 46,3%. Pupuk urea dapat digunakan dalam bentuk prill, granul, maupun larutan. Bentuk urea prill merupakan bentuk yang lebih disukai karena mudah penanganannya dan mudah mengalir daripada bentuk kristal. Urea prill banyak digunakan untuk tanaman pangan dan industri. Pabrik Urea Kaltim-3 memproses urea dalam bentuk prill dengan sistem menara pembutir (prilling tower). Pembutiran dilakukan terhadap urea melt dengan cara mendistribusikan tetesan-tetesan kecil urea melt dibagian atas menara yang jatuh dan kontak dengan udara yang bergerak keatas sehingga saat sampai dibagian bawah menara dalam keadaan keras dan kuat. Kapasitas merupakan ukuran kemampuan fasilitas dalam menghasilkan produk ataupun jasa dalam interval waktu tertentu. Pada masa yang akan datang diharapkan kapasitas optimum urea melt yang masuk ke prilling tower dapat diketahui. Oleh karena itu perlu diketahui pengaruh peningkatan kapasitas terhadap suhu urea prill yang keluar dari prilling tower untuk mengantisipasi kelebihan beban pendinginan pada Fluidized Bed Cooler (FBC). Suhu urea prill dibagian bawah menara yang masih tinggi menyebabkan beban gundukan urea di FBC bertambah dan gundukan urea yang memadat pada bagian atas scrapper. Tumpukan yang semakin tinggi akan menambah beban scrapper sehingga diperlukan pembersihan. Semakin tinggi suhu urea dibagian bawah menara akan berakibat semakin cepat gundukan tersebut terbentuk sehingga pembersihan harus lebih sering dilakukan. Salah satu cara untuk mengetahui kapasitas produksi optimum adalah dengan mengetahui hubungan beberapa variabel operasi pada prilling tower. Variabel tersebut antara lain adalah laju alir dan suhu urea melt yang ada di prilling tower. Untuk mengestimasinya maka diperlukan parameter koefisien perpindahan panas konveksi (h) antara udara dan urea. 1

1.2

Perumusan Masalah

Permasalahan yang dibahas disini adalah menghitung koefisien perpindahan panas konveksi (h) dan distribusi suhu urea prill dan udara pendingin sepanjang prilling tower dengan dasar perhitungan neraca panas pada prilling tower. Sehingga dapat ditentukan kapasitas optimum dari prilling tower.

1.3

Manfaat

Dengan diketahuinya nilai h dari prilling tower pabrik urea Kaltim-3, maka Departemen Operasi Kaltim-3 dapat mengestimasi pengaruh dan perubahan variabel operasi terhadap kinerja prilling tower. Sehingga Departemen Operasi Kaltim-3 dapat mengatur kondisi operasi dengan tepat agar dihasilkan produk urea dengan kualitas baik dan hasil yang optimum.

1.4 -

Tujuan Mengetahui kapasitas optimum di prilling tower Mengetahui harga koefisien perpindahan panas konveksi (h) antara urea dan udara Mengetahui performa prilling tower Mengetahui hubungan kapasitas umpan dengan temperatur keluaran urea prill di prilling tower

1.5

Ruang Lingkup Praktik Kerja Lapangan

Praktik Kerja Lapangan ini dilaksanakan pada tanggal 23 Juli 2015 – 22 September 2015 di Departemen Operasi Pabrik-3 PT. Pupuk Kalimantan Timur, Jln. James Simandjuntak No.01 Bontang, Kalimantan Timur 75313.

1.6

Sistematika Penulisan

Adapun sistematika penulisan laporan ini adalah sebagai beikut: BAB I

PENDAHULUAN Bab I Pendahuluan berisikan latar belakang, tujuan, ruang lingkup Praktik kerja lapangan, serta sistematika penulisan laporan Praktik Kerja Lapangan

BAB II

(PKL). GAMBARAN UMUM PT. PUPUK KALIMANTAN TIMUR 2

Bab II Organisasi PT. Pupuk Kalimantan Timur berisikan sejarah terbentuknya perusahaan, visi dan misi, hasil produksi perusahaan, dan lainBAB III

lain. TINJAUAN PUSTAKA Bab III Tinjauan Pustaka berisikan tentang teori-teori mengenai unit utilitas,

BAB IV

unit amonia, unit urea serta penjelasan teori mengenai prilling tower. ANALISA DAN PEMBAHASAN Bab IV Analisa dan Pembahasan berisikan metodologi pengambilan data, pengolahan data, hasil perhitungan dan pembahasan atas tugas khusus yang

BAB V

dilakukan. PENUTUP Bab V Penutup berisikan kesimpulan dan saran yang diperoleh dari pengamatan selama Praktik Kerja Lapangan (PKL).

3

BAB II ORGANISASI PT. PUPUK KALIMANTAN TIMUR

2.1 Sejarah PT. Pupuk Kalimantan Timur Pertanian merupakan salah satu sektor pembangunan yang mendapatkan perhatian besar dari pemerintah karena sebagian besar masyarakat Indonesia adalah petani. Selain itu, dari sektor inilah kebutuhan masyarakat akan pangan dapat terpenuhi. Pupuk memegang peranan penting dalam usaha-usaha meningkatkan hasil-hasil pertanian. Disamping digunakan pada sektor pertanian, pupuk juga dibutuhkan di sektor industri. Pupuk memegang peranan penting dalam peningkatan kualitas produksi hasil pertanian. Salah satu jenis pupuk yang banyak digunakan oleh petani adalah pupuk urea, yang berfungsi sebagai sumber nitrogen bagi tanaman. Dalam peternakan, urea merupakan nutrisi makanan ternak yang dapat meningkatkan produksi susu dan daging. Selain itu, urea memiliki prospek yang cukup besar dalam bidang industri, antara lain sebagai bahan dalam pembuatan resin, produk-produk cetak, pelapis, perekat, bahan anti kusut dan pembantu pada pencelupan di pabrik tekstil. Oleh karena itu, kebutuhan urea semakin bertambah seiring berjalannya waktu. Proyek PT. Pupuk Kalimantan Timur lahir untuk memenuhi kebutuhan pupuk yang semakin meningkat tersebut. Pada mulanya proyek PT. Pupuk Kalimantan Timur dikelola oleh Pertamina sebagai unit-unit pabrik terapung yang terdiri dari 1 pabrik amonia dan 1 unit pabrik urea dengan beberapa bangunan pendukungnya di pantai. Setelah meninjau dan menilai kembali konsep pabrik terapung ini, dengan memperhatikan aspek teknis dan bahan baku maka pembangunan pabrik dilanjutkan di darat. Berdasarkan Kepres No. 39 tahun 1976 dilakukan serah terima proyek ini dari Pertamina ke Departemen Perindustrian dalam hal ini Direktorat Jenderal Industri Kimia Dasar pada tahun 1976. Setelah penyelesaian proses hukum dalam rangka serah terima peralatan pabrik di Eropa, maka pada tanggal 7 Desember 1977 didirikan sebuah 4

Persero Negara untuk mengelola usaha ini dengan nama PT. Pupuk Kalimantan Timur. Proses pemindahan lokasi pabrik ke darat memerlukan perubahan dan penyesuaian desain pabrik. Menurut jadwal, masa konstruksi yang dimulai pada bulan Maret 1979 diperkirakan akan berlangsung selama 36 bulan, namun pelaksanaannya mengalami banyak kesulitan sehingga start up baru dapat dilakukan pada bulan Juni 1982, produksi amonia pertama dihasilkan pada tanggal 20 Desember 1983 dan produksi pupuk urea pertama dihasilkan pada tanggal 15 April 1984. Dalam tahun 1981 diadakan persiapan pembangunan pabrik PT. Pupuk Kalimantan Timur yang kedua yang kontrak pembangunnya ditandatangani pada tanggal 23 Maret 1982. Masa konstruksi Kaltim-2 dimulai pada bulan Maret 1983 dan start up dari utility dimulai pada bulan April 1984, produksi amonia pertama dihasilkan pada tanggal 6 September 1984 dan produksi urea pertama dihasilkan pada tanggal 15 September 1984. Dari proyeksi supply demand pupuk urea nasional diprediksi, bahwa mulai tahun 1987 indonesia akan mengalami kekurangan dan akan terus meningkat pada tahun-tahun berikutnya. Sehubungan dengan hal tersebut maka pemerintah telah memutuskan perlunya dibangun pabrik-3 yang berlokasi berdampingan dengan pabrik-2, yang beroperasi komersil sejak april 1985. Sejalan dengan perkembangan waktu dan permintaan amonia dan urea terus meningkat maka PT. Pupuk Kalimantan Timur dalam 5 tahun terakhir ini telah menambah pabrik baru lagi yaitu Pabrik-1A yang dulu disebut POPKA (Urea Granul) dan pabrik-4. Pabrik-2 merupakan pabrik yang menghasilkan urea prill untuk tujuan memenuhi jumlah kebutuhan akan pupuk indonesia, sedang pabrik-4 pada tahun 2002 telah dapat memproduksi urea dan direncanakan pada tahun 2003 telah dapat menghasilkan amonia. Sampai saat ini PT. Pupuk Kalimantan Timur merupakan pabrik pupuk terbesar dalam satu lokasi dengan lima pabrik amonia, yaitu Pabrik-1, Pabrik-2, Pabrik-3, dan Pabrik-4, dan lima pabrik urea, yaitu Kaltim-1, Kaltim-2, Kaltim-3, POPKA, dan Kaltim-4. Dari seluruh pabrik tersebut, maka kapasitas produksi secara keseluruhan adalah 1.850.000 ton amonia dan 2.980.000 ton urea per tahun. 5

2.2 Tujuan, Visi, Misi, dan Budaya PT. Pupuk Kalimantan Timur 2.2.1 Tujuan Melakukan usaha di bidang industri, perdagangan, dan jasa perpupukan, petrokimia dan kimia lainnya, serta pemanfaatan sumber daya perseroan untuk menghasilkan barang dan/atau jasa yang bermutu tinggi dan berdaya saing kuat untuk mendapatkan/ mengejar keuntungan guna meningkatkan nilai Perseroan dengan menerapkan prinsip-prinsip Perseroan Terbatas.

2.2.2 Visi Menjadi Korporasi Agro-Kimia yang memiliki reputasi prima di kawasan Asia.

2.2.3 Misi 1. Menyediakan pupuk, produk kimia, produk agro dan jasa pemeliharaan pabrik dengan menerapkan standard internasional dan kaidah operational excellence serta berorientasi pada peningkatan kepuasan pelanggan; 2. Menunjang Program Ketahanan Pangan Nasional dan meningkatkan nilai korporasi dengan memperhatikan kepentingan pemegang saham; 3. Memberikan manfaat bagi karyawan, masyarakat dan peduli pada lingkungan.

2.2.4 Budaya PT. Pupuk Kalimantan Timur 1. 2. 3. 4. 5.

Integritas (Integrity) Kebersamaan (Team Work) Unggul (Excellence Achievement) Kepuasan pelanggan (Customer Satisfaction) Tanggap (Proactive)

2.3 Logo dan Merk Dagang PT. Pupuk Kalimantan Timur 2.3.1 Logo PT. Pupuk Kalimantan Timur

6

Gambar 2.1 Lambang PT. Pupuk Kalimantan Timur

Makna dari lambang PT. Pupuk Kalimantan Timur: 1.

Segi

lima

melambangkan

Pancasila,

merupakan

landasan

idiil

perusahaan. 2. Daun buah melambangkan kesuburan dan kemakmuran. 3. Lingkaran kecil putih melambangkan letak lokasi Bontang dekat khatulistiwa. 4. Tulisan PUPUK KALTIM melambangkan keterbukaan perusahaan memasuki era globalisasi. 5. Warna biru melambangkan keluasan wawasan nusantara dan semangat integritas untuk membangun bersama serta kebijaksanaan dalam memanfaatkan 6.

sumber daya alam. Warna jingga melambangkan semangat sikap kreativitas membangun dan sikap profesional dalam mencapai kesuksesan usaha.

7

2.3.2 Merek Dagang PT. Pupuk Kalimantan Timur A. Pupuk Urea Mandau

Gambar 2.2 Merk Dagang Pupuk Urea Mandau

Arti merk dagang Mandau: 1. Daun sebanyak 17 melambangkan kemakmuran sebagai salah satu cita-cita kemerdekaan. 2. Mandau alat untuk membuat lahan pertanian yang dipergunakan penduduk asli Kalimantan, melambangkan kepeloporan perusahaan dalam mengembangkan usaha pertanian. 3. Mandau berjumbai lima melambangkan Pancasila. 4. Mandau biru melambangkan keluasan wawasan pemasaran. 5. Warna merah melambangkan dinamika kewiraswastaan. B. Pupuk NPK Pelangi

Gambar 2.3 Merk Dagang Pupuk NPK Pelangi

Arti Merk dagang Pupuk NPK Pelangi : 1. Logo terdiri dari simbolisasi pelangi yaitu tiga bidang lengkung dengan warna dasar unsur cahaya, Merah, Hijau, dan Biru (R, G, B). 2. Daun buah mewakili perusahaan Pupuk Kaltim yang sudah dikenal. 3. Daun hijau melebar dan mengembang melambangkan kesuburan, hasil yang bermanfaat serta kemakmuran. 4. Tulisan Pupuk Kaltim berwarna biru menampilkan identitas produsen untuk melengkapi ikon daun buah yang sudah ada. 5. Pemilihan tipografi / huruf tanpa kaki untuk mengesankan modern, terbuka, dan responsif terhadap perkembangan. 6. Warna merah menggambarkan dinamika dan kecerahan harapan. 8

7. Warna hijau menggambarkan karakter sejuk, kesuburan, dan kemakmuran sesuai dengan esensi pupuk yang memberi kesuburan tanah. 8. Warna biru menggambarkan kemajuan dan manfaat teknologi. C. Pupuk Daun Buah

Gambar 2.4 Merk Dagang Pupuk Daun Buah

Arti Merk dagang Pupuk Daun Buah : 1. Logo diolah melalui penggabungan simbol daun buah yang sudah menjadi simbol/ikon dari Pupuk Kaltim dengan ilustrasi stilasi daun. 2. Simbol daun buah mewakili perusahaan Pupuk Kaltim yang sudah dikenal. 3. Daun hijau melebar dan mengembang melambangkan kesuburan, hasil yang bermanfaat serta kemakmuran. 4. Warna merah menggambarkan dinamika dan kecerahan harapan. 5. Warna hijau menggambarkan karakter sejuk, kesuburan, dan kemakmuran sesuai dengan esensi pupuk yang memberi kesuburan tanah. 6. Warna biru menggambarkan kemajuan dan manfaat teknologi.

2.4 Lokasi Pabrik Lokasi pabrik PT. Pupuk Kalimantan Timur terletak di wilayah pantai Kota Bontang, kira-kira 121 km sebelah utara Samarinda, ibukota propinsi Kalimantan Timur. Secara geografis terletak pada 0o10’46,9” LU dan 117o29’30,6” BT. Pabrik tersebut terletak pada areal seluas 493 Ha, di sebelah selatan lokasi pabrik (sekitar 10 km) terdapat lokasi pabrik pencairan gas alam PT. Badak NGL Co. Lokasi perumahan dinas karyawan terletak sekitar 6 km sebelah barat pabrik seluas 765 Ha. Pada daerah tersebut juga terdapat perumahan BTN dan Bukit Sekatup Damai untuk karyawan. Dasar pertimbangan lokasi pabrik: a. Lokasi dekat dengan sumber bahan baku (gas alam), yaitu muara badak yang berjarak 60 km dari lokasi pabrik. 9

b. Lokasi dekat dengan pantai sehingga memudahkan pengangkutan maupun transportasi. c. Lokasi berada di tengah-tengah daerah pemasaran pupuk untuk ekspor maupun pemasaran dalam negeri (untuk kawasan indonesia bagian timur). d. Peluang untuk perluasan pabrik karena luasnya lahan yang dimiliki.

Gambar 2.5 Lokasi Pabrik PT. Pupuk Kalimantan Timur

2.5 Sarana Pendukung Pabrik Untuk menunjang kelancaran operasi pabrik, PT. Pupuk Kalimantan Timur memiliki sarana pendukung: 1. -

Pelabuhan: Dermaga I (Construction Jetty) untuk kapal sampai 6.000 DWT Dermaga II (Production Jetty) untuk kapal sampai 40.000 DWT (Amonia dan Urea) Dermaga III (Tursina Jetty) untuk kapal sampai 20.000 DWT Dermaga Quadrant Arm Loader untuk kapal sampai (40.000 DWT) (Urea).

Untuk operasi pelabuhan digunakan 3 tugboat dengan total kekuatan 4700HP dan rambu-rambu laut sepanjang 12 km, sedangkan fasilitas muat barang 1000 ton/jam untuk urea curah; 125 ton/jam untuk urea kantong; 500 ton/jam untuk amonia. 2. -

Gudang: Urea Curah : 70000 ton Urea Kantong : 10000 ton Amonia : 52000 ton Gudang Spare Part dan Chemical 10

3. 4. 5. 6. 7.

Unit Pengantongan berkapasitas 2500 ton/hari Laboratorium Industri Peralatan Pabrik (IPP) Unit Pembangkit Listrik Fasilitas Pemeliharaan Pabrik

2.6 Struktur Organisasi PT. Pupuk Kalimantan Timur Struktur organisasi perusahaan dibentuk untuk mempersatukan dan menggalang semua aktivitas yang ada, untuk mencapai tujuan. Bentuk perusahaan adalah perseroan terbatas Badan Usaha Milik Negara dengan nama PT. Pupuk Kalimantan Timur dengan sistem organisasi mengikuti garis dan staf yang terdiri dari Dewan Direksi, Kepala Kompartemen, Kepala Departemen, Kepala Bagian, Kepala Seksi, Kepala Regu dan Pelaksana. Dewan Direksi terdiri dari seorang Direktur Utama dan empat orang Direktur yaitu Direktur Teknik dan Pengembangan, Direktur Produksi, Direktur Komersiil, dan Direktur Sumber Daya Manusia dan Umum. Dewan direksi bertanggung jawab kepada dewan komisaris yang mewakili pemerintah sebagai pemegang saham, adapun tanggung jawab dan wewenangnya adalah sebagai berikut : 1. Direktur Utama, memimpin organisasi perusahaan dan bertanggung jawab atas kelancaran jalannya perusahaan kepada Dewan Komisaris. 2. Direktur Teknik & Pengembangan, memimpin dibidang pengembangan dan peneltian serta rancang bangun, perekayasa dan pengadaan dan bertanggung jawab kepada Direktur Utama. 3. Direktur Produksi, bertanggung jawab atas kelancaran produksi dan bertanggung jawab kepada Direktur Utama. 4. Direktur Sumber Daya Manusia dan Umum, memimpin dibidang pengembangan sumber daya karyawan dan dibidang umum dan bertanggung jawab kepada Direktur Utama. 5. Direktur Komersiil, memimpin di bidang keuangan dan pemasaran produk yang dihasilkan perusahaan serta bertanggungjawab kepada Direktur Utama. Selain itu terdapat juga unsur bantuan yang terdiri dari beberapa Kompartemen dan Departemen yang masing-masing dipimpin oleh Kakom untuk masing-masing kompartemen dan Kadep untuk masing-masing Departemen.

11

Kompartemen

SDM

Umum

Teknologi

Pemeliharaan

SekperAdministrasi Keuangan

Penjualan

SPI Teknik PengadaanOperasi

Gambar 2.6 Struktur Organisasi Kompartemen Pupuk Kaltim Departemen

Wastern

Diklat

Kesra

Penjualan

Anggaran

Pemeliharaan

Pabrik 1

Hukum

&Hubind

PSO

Pelayanan

Penjualan

Penelitian

TIKOM

Pabrik 2

Humas

PKBL

Kamtib

Bengkel

NoPSO

Keuangan

Laboratorium

Perekayasaan

Operasi

Pabrik 3

Perwakilan

Pabrik 4

Distribusi

JKT

Pelabuhan

Lingkungan

Pengadaan

Pabrik 6

Pabrik 7

Akutansi

Keandalan

Pabrik 1A 1A

Gambar 2.7 Struktur Organisasi Pupuk Kaltim

Pada Departemen Operasi Pabrik-3, yang memimpin Operasi Pabrik-3 adalah seorang koordinator operasi yang membawahi unit utilitas, amonia dan urea. Setiap bagian dipimpin oleh seorang kepala bagian yang membawahi beberapa regu shift. Setiap regu shift dipimpin oleh seorang foreman. 12

Selain itu terdapat juga unsur bantuan yang terdiri dari beberapa Departemen yang masing-masing dipimpin oleh General Manager untuk beberapa Departemen dan Manager untuk masing-masing Departemen. Struktur organisasi yang perlu diamati lebih lanjut adalah yang dibawahi oleh direktur produksi. Direktur Produksi dibantu oleh seorang kepala kompartemen operasi yang mengatur departemen – departemen operasi (I, II, III, IV) dan departemen pemeliharaan. Pada departemen operasi Kaltim-3, yang memimpin operasi Kaltim-3 adalah seorang koordinator operasi yang membawahi bagian – bagian (unit) utility, amonia, urea serta POPKA. Setiap bagian dipimpin oleh seorang kepala bagian yang membawahi beberapa regu shift. Setiap regu shift dipimpin oleh seorang foreman. Untuk lebih jelasnya dapat dilihat pada Gambar 1.2 tentang struktur organisasi departemen operasi Kaltim-3.

Gambar 2.8 Struktur Organisasi Departemen Operasi Kaltim-3

2.7 Tenaga Kerja dan Waktu Kerja Waktu kerja bagi karyawan PT. Pupuk Kalimantan Timur dibagi dua, yaitu karyawan shift dan non shift. Untuk non shift, lama jam kerja adalah 8 jam sehari, seminggu lima 13

hari, mulai pukul 07.00 – 16.00 WITA untuk hari Senin sampai Kamis sedangkan hari Jumat mulai pukul 07.00 – 17.00 WITA. Sedangkan untuk shift, terdapat pembagian kerja sebagai berikut: Day shift

: 07.00 – 15.00 WITA

Swing shift

: 15.00 – 23.00 WITA

Night shift

: 23.00 – 07.00 WITA

2.8 Peningkatan Mutu dan Pengolahan Lingkungan PT. Pupuk Kalimantan Timur berupaya meningkatan mutu dan pengelolaan lingkungan. Hasil yang dicapai adalah keberhasilan meraih ISO 9002 pada tahun 1996, ISO 14001 pada 1997 dan ISO 17025 pada tahun 2000. ISO 9002 adalah pengakuan dibidang sistem manajemen produksi dan instalasi, ISO 14001 pada bidang manajemen lingkungan dan ISO 17025 dibidang laboratorium uji mutu. Selain itu PKT juga menerapkan standar mutu untuk K3 yaitu Sistem Manajemen Keselamatan dan Kesehatan Kerja (SMK3).

14

BAB III TINJAUAN PUSTAKA 3.1 Unit Utilitas Unit utilitas merupakan salah satu unit bagian dari Departemen Pengendalian Operasi Kaltim 3 yang berfungsi untuk menyediakan bahan penunjang proses utama pada pabrik Kaltim 3. Sub-unit yang tersedia pada unit utilitas sebagai berikut: 1. 2. 3. 4. 5. 6.

Unit Cooling Water Unit Desalinasi Unit Demineralisasi Unit Power Generation Unit Steam Generation Unit Udara Instrumen dan Udara Proses

3.1.1 Sea Water Intake Pabrik Kaltim-3 memiliki sumber utama kebutuhan air berasal dari air laut yang diambil disekitar kawasan Pabrik Pupuk Kaltim-3. Air laut yang diperoleh di treatment sebelum digunakan dalam proses pabrik Kaltim-3 agar sesuai dengan spesifikasi yang ditentukan. Sea water intake merupakan sub-unit awal penyediaan air dalam unit utilitas yang ditunjukkan pada Gambar 2.1. Air laut mengalir masuk pada ujung sea water basin (12-T-101) mengalami penyemprotan/pencampuran dengan sodium hypochloride (normal dossing 1 ppm) untuk menghilangkan / mengurangi dan pencegahan pertumbuhan adanya ganggang laut, karang, tumbuhan laut dan mikroorganisme, maka dilakukan injeksi kontinyu. Kemudian air laut melalui penyaringan pertama di bar screen (12-X-101 A/B) untuk menyaring kotoran memiliki ukuran relatif besar. Bar screen dilengkapi dengan traversing trash rake (12-X-102) beroperasi secara berkala dengan sistem manual berfungsi untuk mengangkut kotoran-kotoran yang tersangkut di bar screen. Selanjutnya air laut akan tersaring di rotary screen (12-X-103 A/B) yang bekerja secara kontinyu dengan cara berputar untuk menyaring material berukuran kecil yang lolos dari bar screen. Dengan menyemprotkan air di bagian dalam rotary screen kotoran yang 15

menepel dalam saringan bisa terlepas dan mengalir sehingga terkumpul pada trash basket (12-X-105). Unit ini dilengkapi dengan stop log (12-X-104 A/B) yang berfungsi untuk menahan aliran masuk ke sea water intake basin saat dilakukan pembersihan. Air laut yang telah melewati proses penyaringan terkumpul pada water basin lalu dipompa menggunakan pompa (12-P-101 A/B/C) dengan kapasitas masing-masing pompa adalah 10760 m3/jam, tekanan 4 kg/cm2 G, power setiap pompa 1,5 MW, dan voltage setiap pompa 6,6 kV. Pada kondisi normal, pompa dijalankan dua unit dan satu unit stand by auto start. Air dialirkan melalui sea water header. Selama injeksi NaOCl kontinyu ada beberapa mikroorganisme yang semakin kebal maka dilakukan juga injeksi secara shock dosing dengan konsentrasi 10 ppm di sea water header, yaitu setiap 12 jam sekali selama 30 menit atau saat larutan Natrium Hypochlorite yang dihasilkan pada tangki penampung mencapai ketinggian tertentu.

Gambar 3.1 Flow Diagram Sea Water Intake

3.1.2 Unit Klorinasi Unit klorinasi pada Gambar 2.2 memproduksi larutan sodium hypochloride (NaOCl) memiliki fungsi sebagai pembunuh dan mencegah melekatnya mikroorganisme air laut yang masuk kedalam sistem sea water intake dan peralatan lainnya. Produksi NaOCl menggunakan metode elektrolisa air laut. 16

Ion klorida dalam air laut akan mengalami oksidasi menjadi klorin, sedang air akan tereduksi menjadi ion hidroksil dan gas hidrogen. Dengan adanya ion hidroksil ini, klorin akan mengalami disproporsionasi menjadi ion klorida dan hipoklorit. Air laut masuk unit klorinasi disaring dalam sea water strainer (12-F-101 A/B) lalu dialirkan ke bank sel elektrolisa (12-X-111 A/B) dengan debit aliran 26 m3/jam. Sea water strainer berfungsi mencegah kotoran masuk ke dalam cell bank. Kaltim-3 mempunyai 2 buah cell bank, tiap cell bank terdiri dari 10 buah cell yang disusun secara seri, sel terdiri dari anoda dan katoda disusun secara paralel. Sumber arus DC disuplai dari travo dan rectifier memiliki arus maksimum 2880 Ampere dan tegangan 50 Volt. Reaksi yang terjadi pada proses klorinasi adalah : NaCl + H2O → NaOCl + H2 ...................................................................................... (3.1) Anoda : 2Cl- → Cl2 + 2e- ......................................................................................... (3.2) Katoda : 2Na+ + H2O + 2e- → H2 ............................................................................. (3.3) Reaksi di elektroliser : 2OH- + Cl2 → 2OCl- + H2 .......................................................................................... (3.4) 2Na+ + OCl- → NaOCl .............................................................................................. (3.5) Larutan chlorine yang dihasilkan unit klorinasi adalah 30,5 kg/jam dengan konsentrasi 1173-1200 ppm yang dikirim ke hypochloride storage drum (12-V-101) dengan kapasitas 127 m3. Tangki ini dilengkapi dengan blower udara (12-K-101) untuk menurunkan konsentrasi gas hidrogen yang terbentuk sehingga konsentrasinya dibawah ambang peledakan (dibawah 4% volume). Larutan klorin hasil elektrolisa diinjeksikan melalui pompa shock dosing (12-P-103 A/B) ke sea water header sebesar 10 ppm dan continous dosing (12-P-102 A/B) ke sea water intake sebesar 1 ppm. Apabila total voltage yang digunakan lebih dari 55 Volt maka dilakukan pembersihan sel menggunakan acid cleaning HCl 35%. 17

Gambar 3.1 Flow Diagram Unit Khlorinasi

3.1.3 Unit Sweet and Sea Cooling Water Unit Sweet Cooling Water (SCW) merupakan sistem aliran tertutup. SCW digunakan untuk mendinginkan proses yang ada pada bagian amonia dan urea. SCW panas ditambahkan make up menggunakan air demin melalui expansion drum unit amonia (12-V-201) dan unit urea (12-V-211) lalu didinginkan menggunakan air laut (sea cooling water) di marine plate heat exchanger (MPHE). Marine Plate Exchanger (MPE) yang terdapat pada utilitas Kaltim-3 terdiri dari 6 unit MPHE. MPHE digunakan untuk unit amonia sebanyak 3 unit (12-E-201 A/B/C), 2 unit untuk bagian urea (12-E211 A/B) dan 1 unit stand by (12-E-201 D). Dapat ditunjukkan pada Gambar 2.3. Sirkulasi SCW di bagian amonia dilakukan oleh pompa (12-P-201 A/B) yang mampu memompa dengan kapasitas 3460 m3/jam dan tekanan 4,86 kg/cm2, sedangkan sirkulasi di bagian urea dilakukan oleh pompa (12-P-211 A/B) yang bekerja dengan kapasitas 1940 m3/jam dan tekanan 4,77 kg/cm2. Pada normal operasi, kedua sirkulasi ini dilakukan oleh pompa dengan penggerak steam turbine (LP steam), sedangkan steam hasil ekstraksi turbin diembunkan di surface condenser (12-E-202). Dilengkapi dengan pompa emergency dengan kapasitas 83 m3/jam dengan tekanan 5,27 kg/cm2. 18

Untuk menghindari aktivitas metabolisme mikroorganisme yang menghasilkan asam serta menurunkan pH, gas-gas terlarut seperti O2, dan CO2 dalam air dan slime (lendir), sehingga akan menyebabkan korosi pada sistem maka diinjeksikan corrotion inhibitor (sumber nitrit). Konsentrasi nitrit ini dikontrol pada kisaran 400 – 600 ppm. Slime (lendir) yang diproduksi bakteri berfungsi untuk pertumbuhan koloni yang melekat pada dinding peralatan sehingga mengakibatkan fouling. Untuk mencegah pertumbuhan bakteri, bahan kimia berupa biocide diinjeksi secara intermitten/berkala sesuai banyaknya jumlah bakteri yang ada (kondisi normal 1000 koloni, maksimum 5000 koloni).

Gambar 3.2 Flow Diagram Unit Sweet and Sea Cooling Water

3.1.4 Unit Desalinasi Unit desalinasi berfungsi memperoleh air yang bebas garam dengan penguapan air laut kemudian uap yang diperoleh dikondensasikan dengan pendinginan. Air laut diinjeksi dengan antifoam untuk menghindari terjadinya buih didalam evaporator lalu mengalir kedalam Multi Stage Flash Evaporation (14-S-001 A/B) memiliki 20 stage keseluruhan. Stage pertama mempunyai tekanan sistem tertinggi, kemudian stage kedua lebih rendah tekanannya dan berkurang terus tekanannya sampai stage terakhir paling rendah. 19

Keadaan vakum dapat dipertahankan dengan menggunakan ejektor yang ditarik oleh MP steam 40 kg/cm2 dan dilengkapi dengan kondenser ejektor. Air laut sebagai fresh feed dipompa menggunakan booster sea water pump (14-P-001 A/B) hingga tekanan 5,56 kg/cm2 dengan debit 690 m3/jam kemudian diinjeksi dengan antifoam. Selanjutnya fresh feed masuk Multi Stage Flash Evaporation (14-S-001 A/B) melalui tube hingga preheater (14-E-001 A/B) untuk mengambil panas dari uap yang terbentuk. Selanjutnya fresh feed mengalir menuju stage pertama dan berikutnya, pada setiap stage terjadi proses penguapan air yang terkondensasi dengan fresh feed didalam evaporator. Pola aliran yang terdapat dalam evaporator merupakan aliran counter current, sehingga dapat menghemat penggunaan LP steam. Fresh feed yang keluar dari tube pada stage 1, dipanaskan hingga temperatur sekitar 110 oC. Air laut selanjutnya dialirkan kembali ke Multi Stage Flash Evaporation pada bagian flash chamber stage 1. Uap yang terbentuk di setiap stage didinginkan oleh air laut yang melewati tube condenser dan mengembun menjadi air desalinasi. Untuk menjaga material padatan dari garam tidak terbawa uap air, maka pada tiap stage evaporator dilengkapi dengan demister. Produk distilat (air desalinasi) pada masing – masing stage dikumpulkan dalam wadah penghubung dan mengalir menuju stage penampungan terakhir dan akhirnya dikirim ke tangki raw condensate (15-T-101) dengan menggunakan pompa distilat water (14-P002 A/B). Air yang tidak teruapkan dibuang menggunakan pompa blow down (14-P-003 A/B) melalui outfall. Air desalinasi yang keluar dikontrol laju alirnya oleh kontrol level pada wadah desalinated water dan konduktivitas dimonitor secara kontinyu oleh conductivity meter. Konduktivitas air dijaga tidak melebihi dari 11 µs/cm2. Produk air desalinasi sekitar 82 m3/jam. Performance unit desalinasi dapat dilihat dari harga GOR, yield, dan konsumsi steam, yaitu : 1. Harga GOR, merupakan ratio antara jumlah distilat yang dihasilkan terhadap jumlah steam yang dipakai untuk memanaskan air laut.

20

2. Harga yield (distilat / sea water), semakin tinggi harga yield, menunjukkan kinerja unit desalinasi semakin baik. 3. Konsumsi steam sangat tergantung dari suhu LP steam. Semakin tinggi suhu steam, maka jumlah steam yang dibutuhkan akan semakin kecil untuk mendapatkan suhu outlet brine heater yang sama. Untuk mencegah terjadinya scale (kerak) dalam tube heat transfer, ke dalam brine diinjeksikan Belgard EVN sebagai anti scale (2,64 gr / m3 brine). Sedangkan untuk mencegah terjadinya foam / buih di flash chamber, diinjeksikan Bellite M-8 sebagai anti foam (0,08 gr / m3 brine) 0,033 m3/jam. Keduanya diinjeksikan sebelum air laut masuk evaporator.

Gambar 3.3 Flow Diagram Unit Desalinasi

3.1.5 Unit Demineralisasi Untuk memeuhi kebutuhan umpan boiler (Boiled Feed Water-BFW) dan air pendingin (Fresh Cooling Water), air yang berasal dari proses stripping unit amonia; kondensat steam dan air desalinasi serta tie in Kaltim-2 diproses terlebih dahulu agar memenuhi persyaratan. Salah satu perlakuan tersebut diantaranya adalah dengan cara demineralisasi. Ada 3 bagian utama dalam unit demineralisasi ini, yaitu Cation Exchanger, Degasifier, dan Mixed Bed Polisher.

21

Gambar 3.4 Flow Diagram Peoses Demineralisasi

A. Cation Exchanger (15-V-101 A/B) Air Proses yang berasal dari amonia masuk pada bagian atas dan keluar pada bagian bawah tangki Cation Exchanger untuk mengikat ion positif yang masih terlarut berupa lain Fe2+ dan NH4+, kemudian ditampung dalam Raw Condensate Tank/RC Tank (15-T101). Reaksi yang terjadi disepanjang unggun resin: R  H  M   R  M  H  ..................................................................................... (3.6)

Ion logam M+ (kation) dari air umpan akan diikat oleh resin dan melepaskan ion H. Resin jenuh diregenerasi memakai larutan H2SO4 2%. Regenerasi dilakukan bila total volume proses kondensat yang telah diolah tercapai (1498 m3) atau pH kondensat telah mencapai 5. Reaksi yang terjadi selama regenerasi resin adalah sebagai berikut: 2NH4R + H2SO4  (NH4)2SO4 + 2RH+ ..................................................................... (3.7) Tahap-tahap regenerasi kation secara automatik adalah sebagai berikut : 1

Pencucian Balik (sub-surface wash) Bertujuan untuk melepaskan lapisan partikel yang tak diinginkan yang mungkin terkumpul selama siklus produksi dipermukaan unggun resin penukar kation. 22

2

Drain Pada tahap ini, air yang tertampung di penampung regeneran (kolektor) dibuang melalui rinse outlet valve. Proses ini dibantu dengan memasukkan udara melalui blower pencampur udara.

3

Injeksi Asam Air yang sudah bebas kation dan gas dimasukkan ke dalam bagian dasar tangki penukar kation oleh injeksi asam. Air ini mengalir ke atas melalui unggun resin penukar kation dan akhirnya keluar dari penampung regeneran ke kolam netralisasi.

4

Pembuangan Asam atau Pembilasan Bertujuan untuk membuang sisa asam dengan menutup valve tangki outlet asam dan dibantu oleh aliran udara.

5

Pengisian Kembali Penghentian kegiatan di atas, yaitu penutupan valve-valve aliran udara dan pemasukan air/raw water.

6

Pengisian Tangki Asam

7

Pembilasan

B. Degasifier (15-V-102) Air proses yang telah melalui Cation Exchanger dialirkan ke degasifier bertujuan untuk menghilangkan gas-gas terlarut (terutama CO2). Air dikontakkan dengan udara yang dihembuskan menggunakan Degasifier Fan (15-K-101A/B). Dalam degasifier terdapat plastik pall ring berfungsi untuk memperluas bidang kontak. Hasil yang keluar dari degasifier dikirim ke RC Tank menggunakan Degasifier Water Pump (15-P-101 A/B) dan bercampur dengan steam kondensat dan air desalinasi. C. Mixed Bed Polisher (15-V-201 A/B) Prinsip kerja Mixed Bed Polisher (MBP) identik dengan Cation Exchanger, akan tetapi digunakan resin penukar kation dan anion. Air yang terdapat dalam tangki raw kondensat dialirkan menuju unit MBP dengan menggunakan Mixed Bed Feed Pump (15-P-201 A/B). Keluar dari MBP, air mengalir menuju ke tangki demineralisasi (15-T201). Air demin yang dihasilkan (300 m3/jam) per unit. Reaksi didalam MBP: Reaksi resin penukar kation : 23

RH M  RM H

..................................................................................... (3.8) Reaksi resin penukar anion : R  OH  A   R  A  OH 

................................................................................... (3.9) Resin MBP dikatakan jenuh pada kondisi konduktivitas melebihi 0,2 s/cm. Regenerasi resin pada MBP dilakukan saat jumlah air yang diproses telah mencapai nilai total gallon (20.805 m3). Regenerasi dilakukan dengan menambahkan H2SO4 3 % untuk regenerasi resin kation dan NaOH 4 % untuk regenerasi resin anion. Resin MBP dikatakan jenuh pada kondisi konduktivitas air yang telah diproses melebihi 0,2 s/cm. Reaksi regenerasi : Kation resin Anion resin

: :

2 R  M  H 2 SO4  M 2 SO4  2 R  H

........................................ (3.10)

R  A  NaOH  NaA  R  OH ................................................ (3.11)

Kualitas air demin adalah sebagai berikut : Tabel 3.1 Spesifikasi Kualitas Air Demin Parameter pH Konduktivitas Na+ dan K+ Klorida (Cl-) Total Fe Total Cu SiO2

Nilai 6,2 – 6,5 0,2 s/cm 0,01 ppm 0,02 ppm 0,02 ppm 0,003 ppm 0,02 ppm

3.1.6 Unit Power Generation Sistem pembangkit tenaga listrik terdiri dari pembangkit tenaga listrik normal (GTG Alsthom) dan pembangkit tenaga listrik emergency. A. Tenaga Listrik Utama Pembangkit tenaga listrik utama dirancang untuk memberikan tenaga listrik pada saat operasi normal, yaitu unit gas turbin generator. Gas alam berfungsi sebagai bahan bakar 24

masuk ke knock out drum untuk memisahkan kondensat, selanjutnya gas alam dipanaskan di preheater. Untuk mengatur tekanan dan jumlah gas masuk agar sesuai dengan beban GTG digunakan SRV (Stop Ratio Valve) dan GCV (Gas Control Valve). SRV berfungsi untuk mengatur tekanan gas alam menuju GCV sehingga memungkinkan GCV bekerja dengan baik, selain itu juga menghentikan aliran gas alam pada saat GTG shut down. Pengaturan jumlah gas alam masuk turbin ditentukan oleh GCV sesuai beban GTG. Spesifikasi GTG adalah sebagai berikut: -

Output

= 30 MW

-

Voltage

= 11 kV 3 phase 50 Hz

-

Fuel

= natural gas

-

Start awal

= dengan mesin diesel

-

Rate panas

= 12.170 KJ/KWH

B. Tenaga Listrik Emergency Peralatan pembangkit tenaga listrik emergency dirancang untuk memberikan daya/tenaga listrik emergency pada saat sumber daya utama padam. Hal ini untuk mengamankan shut down plant. Peralatan emergency terdiri dari packed mesin diesel penggerak generator, dengan spesifikasi: Output Voltage Pengerak Sistem kerja Eksitasi

= 1000 kW (max) = 525 V, 3 phase, 50 Hz = Mesin diesel = Autostart = Brushless Exciter

Tenaga listrik emergency ini hanya dipergunakan untuk menjalankan peralatan tertentu saja, seperti pompa – pompa lube oil, lampu penerangan, pompa emergency cooling water dan electric control. C. Uninterruptable Power Supply (UPS) Unit ini menyediakan power supply untuk panel kontrol dan lokal panel, apabila GTG mengalami trouble. Seluruh proses di Kaltim-3 dikendalikan di panel kontrol dan lokal panel. Karena kontrol ini merupakan fungsi yang sangat vital, maka power untuk kontrol ini tidak boleh terputus. UPS mempunyai tegangan 110 V dan disuplai battery 25

yang mampu memberikan arus selama 30 menit dan disiapkan power untuk pengganti battery. Prinsip utama pembangkit listrik pada generator turbin gas adalah pembakaran gas alam dan udara pada fuel nozzle untuk menghasilkan gas panas. Gas panas ini dimanfaatkan untuk menggerakkan turbin, selanjutnya turbin akan menggerakkan generator pembangkit listrik. Gas buang dari turbin kemudian digunakan untuk pemanasan steam boiler (WHB). Gas alam dipakai sebagai bahan bakar masuk ke knock out drum untuk dipisahkan kondensatnya, selanjutnya gas alam dipanaskan. Untuk mengatur tekanan dan jumlah gas masuk sesuai dengan beban GTG digunakan stop/ratio valve (SRV) dan gas control valve (GCV). Udara yang diperlukan untuk pembakaran dan pendingin frame diatur dengan inlet guide valve (IGV) dengan sensing temperatur exhaust. Putaran turbin dipertahankan 5.100 rpm untuk memperoleh frekuensi yang sesuai. Spesifikasi GTG sebagai berikut: Output

= 32 MW (max)

Voltage

= 11 kV, 3 phase, 50 Hz

Fuel

= natural gas

Energi listrik yang dihasilkan dari GTG kemudian ditransmisikan ke substation (SS) sebagai pembagi beban untuk kemudian dialirkan ke trafo-trafo penurun tegangan hingga ke peralatan yang menggunakan tegangan 6,6 kV, 500 Volt, dan 380 Volt.

3.1.7 Unit Pembangkit Steam Unit ini memproduksi steam untuk menunjang proses pembuatan amonia dan urea. Produksi steam dilakukan dengan cara mengolah air demineralisasi pada Waste Heat Boiler. Panas yang digunakan pada boiler ini berasal dari gas buang Gas Turbine Generator (GTG) pembangkit listrik. Gas buang yang dihasilkan oleh GTG mempunyai temperatur yang sangat tinggi, sehingga tidak memungkinkan untuk dibuang langsung ke lingkungan. Untuk itu gas buang ini diturunkan temperaturnya terlebih dahulu dengan memberikan panasnya pada Boiler Feed Water (BFW). Sumber panas lain WHB adalah dari pembakaran gas alam yang dilakukan pada auxiliary firing. Steam yang 26

akan dihasilkan adalah superheated steam, sebanyak 140 ton/jam dengan tekanan 82 kg/cm2 dan temperatur 490 °C. Unit pembangkit steam terdiri dari unit deaerator dan unit Waste Heat Boiler (WHB).

3.1.8 Unit Deaerasi Unit deaerator berfungsi untuk menghilangkan kandungan gas–gas yang masih terdapat dalam aliran air demineralisasi, seperti CO dan O2 .O2 dan CO dapat bereaksi dengan besi (Fe) membentuk padatan yang mengendap (Fe2O3 dan Fe(OH)2). Padatan-padatan tersebut dapat memicu terjadinya korosi. Penghilangan gas-gas dilakukan dengan dua metode yaitu metode stripping pada deaerator dan injeksi hydrazine (N2H4). Stripping dilakukan di dalam deaerator dengan mengontakkan aliran air dengan LP steam. Adanya pengontakan tersebut menyebabkan CO2 dan O2 di dalam aliran air ikut terbawa oleh aliran steam. N2H4 bertugas untuk menghilangkan kandungan O2 yang masih terbawa oleh aliran air demineralisasi setelah keluar deaerator. Reaksi yang terjadi pada proses penghilangan O2 dengan hydrazine adalah sebagai berikut: �2�4 + �2 → �2 + 2�2� ......................................................................................... (3.11) Selain kedua hal tersebut di atas, upaya lain yang dilakukan untuk mengurangi risiko terjadinya reaksi adalah injeksi amonia ke dalam aliran BFW. Amonia dibutuhkan untuk membuat pH aliran BFW menjadi sekitar 8,5–9,5. Dengan demikian derajat keasaman BFW menjadi rendah. Sebagaimana diketahui derajat keasaman yang tinggi juga menjadi salah satu sebab terjadinya korosi. Air demineralisasi dari demin water tank (15-T-201) dipompa menuju deaerator dengan demin water pump (17-P-101A/B). Aliran ini dipanaskan terlebih dahulu sebelum memasuki unit deaerator untuk mengurangi kebutuhan steam yang dibutuhkan di deaerator. Air ini dipanaskan di blowdown cooler (17-E-201) dan BFW preheater (17-E-101).

Pada blowdown cooler air demineralisasi mengambil panas dari aliran continuous blowdown dari steam drum, yang memang perlu didinginkan agar memenuhi persyaratan untuk dibuang ke saluran outfall, sedangkan di preheater BFW memperoleh panas dari aliran keluaran deaerator. Dari BFW Preheater, air demineralisasi menuju ke 27

deaerator (17-V-101). Setelah keluar dari deaerator ke dalam air demineralisasi diinjeksikan hydrazine dan amoniak. Setelah proses deaerasi dan injeksi ini air demineralisasi dapat disebut sebagai Boiler Feed Water (BFW). Spesifikasi BFW yang dihasilkan ditunjukkan pada Tabel 2.1. BFW ini dipompa oleh BFW Pump (17-P201A/B/C) menuju ke WHB (17-H-201). Tabel 3.2 Spesifikasi Boiler Feed Water No 1 2 3 4 5 6 7

Parameter pH O2 terlarut ClTotal Cu Total Fe Na+, K SiO2

Nilai 8,5 - 9,5 0,007 ppm 0,02 ppm 0,003 ppm 0,02 ppm 0,01 ppm 0,02 ppm

3.1.9 Unit Waste Heat Boiler BFW sebelum dipompa menuju steam drum (17-H-201) dipanaskan terlebih dahulu di economizer (17-E-201) yang memanfaatkan panas sisa dari gas buang sebelum dibuang ke atmosfer. Dalam steam drum, BFW dipanaskan hingga menjadi saturated steam dengan memanfaatkan gas buang pembakaran. Saturated steam yang terjadi kemudian dialirkan ke primary superheater hingga suhunya 478 oC dilanjutkan ke secondary superheater sampai temperaturnya 490 oC, dimana untuk pengontrolan temperatur ini dipakai desuperheater. Untuk menghindari terbentuknya kerak maka pada steam drum diinjeksikan anti kerak, yaitu larutan trisodium phospat dan disodium phospat. Kualitas air BFW adalah sebagai berikut: Tabel 3.3 Kualitas Boiler Feed Water Parameter pH Total Alkali

Nilai 9,5 – 10,5 50 – 80 ppm 28

TDS Konduktivitas Fosfat Klorida SiO2

300 ppm 150 s/cm 1 – 6 ppm 20 ppm 2 ppm

Steam drum dilengkapi fasilitas kontinyu blowdown dan intermitten blow down. Rate kontinyu blow down sebesar 1% dari flow steam yang dihasilkan dan menuju ke continuos blow down tank (17-S-201) untuk dimanfaatkan sebagai penghasil LP steam. Sedangkan rate intermitten blow down adalah 5% dari steam yang dihasilkan dan dilakukan apabila analisa boiler water melampaui batas-batas yang telah ditentukan. Distribusi steam di pabrik Kaltim-3 dapat dibagi dalam: 1

2

3

Utility -

HP steam header (80 kg/cm2G)

-

MP steam header (38,5 kg/cm2G)

-

LP steam header (4 kg/cm2G)

Amonia -

110 K steam header

-

MP steam header

-

20 K steam header

-

LP steam header

Urea -

HP steam header

-

MP steam header

-

20 K steam header

-

LP steam header

-

3,2 steam header

29

Gambar 3.5 Flow Diagram Unit Waste Heat Boiler

3.1.10 Unit Instrument Air (IA) dan Plant Air (PA) Unit 1800 adalah yang menyediakan kebutuhan udara pabrik (PA) dan udara instrumen (IA). Udara pabrik/process air digunakan dalam segala proses yang membutuhkan udara, sedangkan udara instrumen/instrument air digunakan hanya untuk keperluan alat-alat instrumen berpenggerak udara (pneumatic). Flow diagram unit 1800 dapat terlihat pada Gambar 2.7. A. Instrument Air (Udara Instrumen) Udara keluar dari air receiver (18-V-101), masuk ke pre filter, kemudian dimasukkan ke dalam instrument air dryer (18-D-201 A/B) yang berisi Allumina active, untuk menyerap kandungan air dalam udara. Keluar dari dryer ke after filter, untuk menghilangkan debu yang mungkin masih tersisa. Instrument air ini digunakan untuk kontrol alat – alat proses pada pabrik amonia dan urea, seperti pembukaan/penutupan valve. Kualitas udara dari instrument air : -

Tekanan

: 7,5 kg/cm2

-

H2O

: max. 125 ppm

-

Flow rate udara

: 2100 Nm3/jam

30

Apa bila suplai instrument air di bawah batas flow rate minimum yang diijinkan, maka dapat digantikan oleh gas N2 yag berasal dari Air Separator Unit (ASU) di Kaltim-1. B. Plant Air (Udara Proses) Selama normal operasi, plant air diperoleh dari kompresor udara (1-K-402) di unit amonia, kemudian dialirkan ke air receiver (18-V-101) dan dijaga pada tekanan 8 kg/cm2G, penampung udara atau air receiver dilengkapi dengan water trap untuk mengeluarkan kondensat yang terjadi. Bila kompresor udara trip, udara dapat diperoleh dari kompresor emergency (18-K-101) atau tie-in dari Kaltim-2. Kompresor udara (18K-101) terdiri dari kompresor, filter udara intercooler, aftercooler, Water Separator, Seft Cooling Water Sistem, Lube oil Sistem Fuel Oil Tank dan diesel engine. Setelah unit air receiver, udara didistribusikan melalui dua jalur yaitu sebagai udara proses dan menuju proses untuk udara instrument. Plant air ditampung kemudian disuplaikan ke user melalui header plant air distribusi, menuju: -

GTG, untuk membersihkan filter udara

-

Utility station

-

Back washing filter larutan karbonat di bagian amonia

-

Seeding system di bagian urea

31

Gambar 3.6 Flow Diagram Udara Proses dan Udara Instrumen

3.1.11 Tie In Kaltim-3 Tie in merupakan interkoneksi antar departemen berguna untuk memenuhi kekurangan departemen lain. Tie in di Kaltim-3 untuk utilitas adalah : -

Sea water tie in dengan K-2 dan POPKA

-

Chlorine tie in dengan K-2 dan POPKA

-

Raw condesate tie in dengan K-1, K-2, dan POPKA

-

Demin water tie in dengan K-1, K-2, dan POPKA

-

Steam tie in dengan K-1,K-2, ke POPKA hanya bisa kirim

-

Power tie in dengan K-2

-

Plant air tie in dengan K-2 dan POPKA

3.2 Unit Amonia 32

3.2.1

Konsep Proses

Unit amonia Kaltim-3 memproduksi amonia anhidrous, yang digunakan sebagai bahan baku di unit urea sedangkan sisanya dikirim ke storage. Hasil sampingnya berupa CO 2 yang merupakan bahan baku proses pembuatan urea. Kapasitas produksi amonia adalah 1000 MTPD yang merupakan rate produksi 100% amonia tanpa HRU (Hydrogen Recovery Unit). Unit ini dapat memproduksi 1180 MTPD amonia jika menerima hidrogen dari HRU. Secara umum proses amonia dihasilkan dari reaksi katalitik antara gas hidrogen (H 2) dan nitrogen (N2) dengan perbandingan H2 : N2 = 3 : 1 dengan persamaan reaksi :

N 2 g   3H 2 g   2 NH 3 g 

H  92200 J / mol ......................................... (3.12)

Reaksi sintesa amonia di atas adalah reaksi kesetimbangan yang bersifat eksotermis. Hidrogen diperoleh dari reaksi hidrokarbon (gas alam) dengan steam (reforming) dan nitrogen diperoleh dari udara bebas. Reaksi reforming antara gas alam dengan steam adalah sebagai berikut :

C n H m  2 H 2 O  C n 1 H m  2  3H 2 ......................................................................... (3.13) CH 4  H 2 O  CO  3H 2 CO  H 2 O  CO2  H 2

............................................................................................... (3.14)

.................................................................................................. (3.15)

Kualitas produk amonia cair yang dihasilkan sebesar 99,9% berat amonia dan impuritas 0,1% berat. Sedangkan produk samping CO 2 memiliki kualitas 99,9% volume CO 2 dan impuritas berupa H2, N2, CH4, CO, Ar maksimum 0,1% volume. Proses yang dipakai adalah Haldor Topsoe A/S, Denmark.

33

3.2.2

Unit Desulfurisasi

Proses desulfurisasi adalah proses yang berfungsi untuk mengubah sulfur organik yang terkandung dalam natural gas menjadi sulfur anorganik serta menyerap sulfur anorganik tersebut hingga kurang dari 0,1 ppm. Proses desulfurisasi berguna untuk menghilangkan/mengurangi senyawa sulfur yang terkandung didalam gas alam yang merupakan racun pada katalis nikel di seksi reforming. Gas alam pada umumnya mengandung sulfur dalam bentuk H2S/sulfur anorganik dan sulfur organik seperti merkaptan yang rumus molekulnya RSH. Kandungan sulfur yang ada di dalam suplai gas alam unit amonia Kaltim-3 biasanya sebesar ± 0,2 – 0,3 ppm. Senyawa sulfur yaitu H2S, COS, dan RSH merupakan racun pada katalis pabrik amonia. Desulfurisasi terdiri dari 2 buah vessel yang bekerja secara seri. Pada setiap vessel di lapisan atas terdapat katalis CoMo yang berfungsi untuk mengubah sulfur organik menjadi anorganik. Sedangkan di bawah katalis CoMo terdapat adsorben ZnO yang berfungsi untuk menyerap sulfur anorganik. Material dasar yang ada didalam desulfurizer adalah ZnO (katalis produksi Topsoe type HTZ – 3). Senyawa sulfur merupakan racun bagi katalis – katalis yang berada pada: 1. H2S dapat meracuni K2CO3 pada larutan Benfield yang berfungsi mengabsorb CO2 pada CO2 removal. K2CO3 akan lebih suka bereaksi dengan H2S sehingga CO2 tidak teradsorb dengan baik. 2. H2S juga dapat meracuni unit steam reforming dengan katalis NiO dengan menempelnya senyawa hasil reaksi H2S dan NiO pada permukaan katalis sehingga reaksi gas alam tidak berlangsung. Peralatan utama yang digunakan di unit Desulfurisasi adalah sebagai berikut: 1. Natural gas KO drum (1-S-101) Fungsi : untuk memisahkan hidrokarbon berat (CnHm) yang terkandung dalam gas proses. Tipe : vertical ID x TL - TL : 1050 mm x 2510 mm x 1000 mm Temperatur : 60 °C Tekanan : 42 kg/cm2G 2. Convection section pada Primary Reformer - Natural Gas Preheater (1-E-111) Fungsi : untuk memanaskan gas proses sebelum masuk ke sulfur adsorber dengan proses kondensat. 34

Tipe

: coil D

TL : 11300 mm Surface area : 1514 m2 Temperatur : 80 °C - Seksi konveksi (1-E-104 A/B) Fungsi : untuk memanaskan gas proses yang akan diumpankan ke unit desulfurizer dengan flue gas. 3. Desulfurizer (1-R-101 A/B) Fungsi : mengubah sulfur organik menjadi sulfur anorganik serta menyerap sulfur yang terkandung dalam gas alam. Tipe : vertikal ID x TL-TL : 1900 mm x 4600 mm x 1500 mm Temperatur : 400 °C Tekanan : 39,2 kg/cm2G a.

Katalis CoMo (cobalt-molybdenum) di bagian atas sebagai katalis hidrogenator, absorben ZnO (HTZ-3) di bagian tengah sebagai penyerap sulfur dan katalis CuO di bagian bawah (terdapat di desulfurizer B) sebagai penyerap sulfur organik dan anorganik yang masih lolos.

b.

Data Katalis ZnO (HTZ – 3) : -

Bentuk

: Extrusion

-

Volume

: 7,6 x 2 m3

-

Tekanan inlet

: 39,2 Kg/cm2G

-

Temperatur in/out

: 400oC - 390oC

Sifat-sifat katalis ZnO antara lain: a. Tidak bereaksi dengan O2 dan tidak bersifat pyrophoric b. Terhidrasi oleh H2O, dengan reaksi sebagai berikut : ZnS(S) + H2O(g)  ZnO (S) + H2S(g) .................................................................. (3.16) c. Bereaksi dengan hydrogen sulfide (H2S) dan carbonil sulphide (COS). d. Steam tidak boleh dimasukkan ke sulfur absorber karena zinc oxide akan terhidrasi. Bed pertama pada bagian desulfurizer disebut bed hidrogenator. Sulfur organik yang terkandung dalam gas alam sebelumnya diubah lebih dahulu menjadi sulfur anorganik dengan menggunakan injeksi gas hydrogen (H2) serta dengan bantuan katalis CoMo (cobalt-molybdenum) di bagian atas sebagai katalis hidrogenator. Dikatalis CoMo: - Temperatur operasi : 225 – 450 °C - Tidak boleh kontak dengan hidrokarbon tanpa adanya H 2 pada temperatur diatas -

330 °C karena akan menyebabkan terjadinya deposit karbon Life time ± 2,5 tahun 35

-

Particle size , mm 5 ring

Reaksi yang terjadi adalah sebagai berikut: RSH + H2 → RH + H2S ......................................................................................... (3.17) R1SSR2 + 3 H2 → R1H + R2H + 2H2S ............................................................... (3.18) R1SR2 + 2H2 → R1H + R2H + H2S ................................................................... (3.19) (CH)4S + 4H2 → C4H10 + H2S ......................................................................... (3.20) COS + H2 → CO + H2S ................................................................................... (3.21) Keterangan: R RSH R1SSR2 R1SR2 (CH)4S COS

: hydrocarbon radical : CH4S methyl merchaptane : C2H6S2 methyl desulfied : C2H6S ethyl merchaptane : triophene : carbonyl sulfide

Sedangkan bed kedua pada desulfurizer adalah sulfur absorber. Alat ini berfungsi untuk menyerap H2S dalam gas alam yang keluar dari bed pertama sebelum masuk primary reformer. Pada bagian ini, terdapat katalis ZnO yang berfungsi untuk mengadsorb senyawa sulfur anorganik dari bed sebelumnya jika konsentrasi feed melebihi dari keseimbangan yang dapat dicapai oleh reaksi. Salah satu penyebab senyawa sulfur bisa lolos adalah adanya kandungan H 2O yang menyebabkan terhidrasinya ZnS membentuk COS serta kurangnya kadar gas H 2 di inlet hydrogenator sehingga proses reaksi perubahan senyawa sulfur organik menjadi anorganik terhambat. Sifat-sifat adsorben ZnO antara lain : a. Tidak bereaksi dengan O2 dan tidak bersifat pyrophoric b. Bereaksi dengan hydrogen sulfide (H2S) dan carbonil sulphide (COS) ZnO + H2S  ZnS + H2O ........................................................................... (3.22) ZnO + COS  ZnS + CO2 ....................................................................... (3.23) c. Steam H2O tidak boleh dimasukkan ke sulfur absorber karena zinc oxide akan terhidrasi ZnS(s) + H2O(g)  ZnO(s) + H2S(g) ................................................................... (3.24) Deskripsi Proses Gas alam untuk proses pada tekanan 45 kg/cm2G, 30 0C dimasukkan ke proses Natural Gas KO Drum (1-S-101) yang berfungsi untuk memisahkan hidrokarbon berat yang 36

terkandung dalam gas proses. Flow Gas Alam diatur oleh FR-117 pada rate 100% sebesar 24.888 Nm3/jam. Gas proses dipanaskan di NG Preheater (1-E-111) sehingga mencapai suhu 80 °C. Kemudian ditambahkan H2 recycle dari seksi sintesa amonia (Hidrogen Recovery Unit/HRU) sejumlah 5% dari total gas untuk selanjutnya dipanaskan sampai 120 °C di NG Preheater (1-E-104 B) yang terletak di seksi Waste Heat Recovery Primary Reformer (1-H-101). dan 400 °C di seksi konveksi (1-E-104 A). Penambahan H2 recycle dari HRU ini dimaksudkan untuk merubah sulfur organik menjadi sulfur anorganik. Reaksinya adalah sebagai berikut: H2 + RHS ↔ H2S + RH ......................................................................................... (3.25)

Gambar 3.8 Flow Diagram Unit Desulfurisasi

Untuk mendapatkan absorbsi sulfur yang terbaik, gas harus dipanaskan terlebih dahulu hingga mencapai temperatur sekitar 300 – 400 °C. Apabila temperatur kurang dari 400 o

C, maka reaksi absorb sulfur anorganik oleh ZnO tidak akan berlangsung. Sedangkan

apabila temperatur lebih dari 450 oC dapat terjadi cracking hydrocarbon yang dapat menyebabkan terjadinya deaktivasi katalis akibat tertutupnya sisi aktif katalis. Kemampuan ZnO untuk menyerap sulfur sangat tergantung pada temperatur. Pada temperatur 410 °C, tetapan kesetimbangan, K akan naik menjadi dua kali lipat dari K 37

pada temperatur 380 °C. Sedang pada temperatur ambient (sekitar 30 °C ) kemampuan ZnO hanya 20% dari kemampuannya dibandingkan pada temperatur 400 °C . Kesetimbangan penyerapan sulfur: K P ( T )=

PH PH

2

S

2

O

=2,5 x 10

−6

o

pada380 C

...................................................................

(3.26) K P ( T )=

PH S =5,0 x 10−6 pada 410o C .................................................................... PH O 2

2

(3.27) Sampai tingkat tertentu Sulfur Absorber ini mampu menyerap sulfur organik dengan cara merubah sulfur anorganik menjadi H 2S yang selanjutnya diserap oleh ZnO. Oleh karena itu selama normal operasi ke dalam Sulfur Absorber diinjeksikan H2 sejumlah 5% dari total gas proses. H2 ini akan mengkonversi sulfur organik menjadi H2S. Bila jumlah sulfur organiknya banyak, maka sulfur organik harus terlebih dahulu dihidrogenasi dengan katalis CoMo sebelum sulfurnya diserap oleh ZnO. Absorben ZnO ini lama–kelamaan akan jenuh dengan sulfur. Lamanya waktu operasi untuk menjadi jenuh sangat tergantung pada banyaknya sulfur yang masuk.

Gas proses keluar seksi konveksi (1-E-104 A/B) masuk ke dalam Sulfur Absorber (1-R101 A/B) untuk diserap kandungan sulfurnya. Gas alam masuk ke Sulfur Absorber (1-R101A/B) pada tekanan 39,2 kg/cm2.G dan temperatur 400 C. Kandungan sulfur dalam gas yang keluar dari desulfurizer selalu kurang dari 0,1 ppm. Didalam desulfurizer terjadi reaksi sebagai berikut: ZnO + H2S  ZnS + H2O ................................................................................... (3.28) Selain itu juga, pada temperatur normal katalis juga bereaksi dengan carbonyl sulphide. Reaksinya adalah sebagai berikut: ZnO + COS  ZnS + CO ..................................................................................... (3.29) Reaksi tersebut diatas bersifat endotermis. Tekanan keluaran desulphurizer dikendalikan agar bernilai ± 38,6 kg/cm2G dan temperatur 390 C. Jika tekanan keluaran meningkat 38

sampai melebihi nilai set point, pengendali akan mengatur dan mengembalikan tekanan ke nilai setpoint dengan cara membuang sebagian gas melalui vent ke atmosfer.

3.2.3

Unit Reforming

Tujuan dari proses reforming adalah untuk memperoleh gas H2 dan N2 sebagai bahan baku yang digunakan dalam reaksi sintesa amonia, yang didapat melalui suatu reaksi katalitik reforming antara hidrokarbon dengan steam. Reaksi reforming berlangsung dalam dua tahap, yaitu di Primary Reformer (1-H-101) dan di Secondary Reformer (1R-102). Kebutuhan panas di kedua reaktor ini disuplai dengan cara yang berbeda. Di Primary Reformer (1-H-101), panas disuplai secara tidak langsung melalui firing (panas pembakaran dari Fuel NG), sedangkan di Secondary Reformer (1-R-102), panas berasal dari reaksi pembakaran sebagian gas hydrogen (H2) dengan oxygen (O2) yang berasal dari udara. Peralatan utama yang digunakan di unit reforming adalah sebagai berikut: A. Primary Reformer Fungsi

: tempat terjadinya reaksi reformasi menghasilkan gas H2 dengan mereaksikan gas alam dengan steam untukmenghasilkan gas sintesa.

Tipe

: Topsoe Type

Temperatur

: inlet 527 °C outlet 789 °C

Flowrate

: 96559 kg/hour

Spesifikasi

:

a. Jumlah tube 168 pasang yang dipasang di dua radiant chamber b. Jumlah burner 384 radiant burner yang dipasang dalam 6 tingkat di dua sisi tiap chamber c. Dilengkapi oleh dua ID fan (1-K-101 A/B), dengan kapasitas 70% dari total rate flue gas Primary reformer berfungsi sebagai tempat terjadinya reaksi reforming, yaitu reaksi pembentukan H2 sebagai bahan baku yang digunakan dalam pembuatan amonia. Primary Reformer merupakan "Induced Draught box heater". Primary Reformer (1-H39

101) mempunyai tube sebanyak 168 buah yang dipasang di dua radian chamber. Reformer diisi dengan 15,96 m3 katalis R-67 dan 6,84 m3 katalis R-67-R dalam bentuk ring, dengan diameter 16/8 mm dan tinggi 16 mm. Kedua katalis ini berbasis NiO. Di seksi reforming ini, campuran steam MP (tekanan 38 kg/cm2G, temperatur 3750C) dan Process NG dipanaskan terlebih dahulu sampai temperatur 527

0

C. kemudian

dilewatkan ke bawah melalui tube vertikal yang berisi katalis. Tube – tube ini ditempatkan didalam fire heater dalam Primary Reformer (1-H-101). Disini, panas hasil pembakaran fuel NG ditransfer ke tube katalis melalui radiasi yang dihasilkan dari 384 burner. Kebutuhan panas pada Primary Reformer disuplai dari pembakaran fuel gas di burner yang berasal dari natural gas atau campuran natural gas dengan purge/flash gas dari loop sintesa atau campuran natural gas dan fuel off gas dari Hydrogen Recovery Unit (Unit 300). Fuel gas ini terlebih dahulu dipanaskan sampai temperatur 90 °C (1-Thi154) pada preheater (1-E-110). Panas hasil pembakaran dari burner ditransfer ke tube-tube katalis secara radiasi dan secara konveksi oleh flue gas. Sedangkan sisa panasnya dimanfaatkan sebagai flue gas untuk memanaskan gas proses dan steam di 1-E-101, udara proses di 1-E-102 A/B, HP Steam Superheater di 1-E-103, Natural Gas Proses di 1-E-104 A/B, HP BFW di 1-E105 dan LP BFW di 1-E-106, yang semuanya dilakukan secara konveksi di preheater coil. Flue gas keluar dari radiant chamber di Primary Reformer pada temperatur sekitar 1.020 °C (1-TR-119 dan 1-TR-121). Flue gas dikeluarkan ke atmosfir oleh dua flue gas fan (1-K-101- A/B). Kedua flue gas fan ini berkapasitas masing-masing 70% dari total rate flue gas. Kegunaan ID Fan ini adalah untuk menurunkan tekanan furnace sedikit dibawah atmosfir untuk mengarahkan aliran flue gas. Penghisapan di furnace reformer dikontrol oleh 1-PIC-104 yang mengoperasikan flue gas damper. Grafik dibawah ini adalah pengaruh temperatur, tekanan dan rasio Steam-Carbon (S/C) terhadap konsentrasi CH4 outlet reformer. Terlihat bahwa konsentrasi CH4 outlet berbanding terbalik dengan temperatur dan rasio S/C, namun sebanding dengan tekanan. Semakin tinggi temperatur dan rasio S/C maka CH4 leak akan semakin rendah. 40

Gas proses dari sulfur absorber sebesar 27.300 Nm3/jam bercampur dengan MP steam pada tekanan 38 kg/cm2G sebesar 82.500 kg/jam. Aliran steam ini diatur dengan rasio steam/carbon (S/C) = 3:1. Kemudian campuran dipanaskan di convection section primary reformer (1-E-101) sampai suhu 527 °C . Sebelum kemudian dimasukkan ke primary reformer (1-H-101). Reaksi yang terjadi pada primary reformer adalah : 1. Reaksi hidrokarbon berat menjadi hidrokarbon ringan, CnHm (g) + 2H2O(g)  Cn-1Hm-2(g) + 3H2(g) + CO2(g) ΔH298oC = 31,4 kcal/mol ... (3.30) 2. Reaksi hidrokarbon ringan, CH4(g) + 2 H2O (g)  CO2 (g) +4H2 (g) ΔH298oC = 39,4 kcal/mol ... (3.31) 3. Shift Conversion, CO + H2O  CO2 + H2 ............................................................................. (3.32)

Gambar 3.9 Grafik Hubungan Temperatur, Tekanan dan Rasio Steam/Carbon Terhadap Konsentrasi CH4 leak

Untuk meyakinkan bahwa penyalaan fuel gas sempurna, maka harus dioperasikan dengan udara ekses (ekses 5%). Udara untuk pembakaran diatur dari bukaan damper dan bukaan PAR (primary air register) dan SAR (secondary air register) yang diatur secara manual. Gas proses (Process NG) meninggalkan primary reformer (1-H-101)

41

pada temperatur 746 ºC, dan tekanan 32 kg/cm 2G untuk kemudian menuju Secondary Reformer (1-R-102). Kandungan hidrokarbon (metan) setelah keluar Primary Reformer (1-H-101) ini 10,4 % mol (basis kering). Flue gas dikeluarkan ke atmosfir oleh dua flue gas fan (1-K-101A/B). Kedua flue gas fan ini berkapasitas masing-masing 70% dari total rate flue gas. Kegunaan ID Fan ini adalah untuk menurunkan tekanan furnace sedikit dibawah atmosfir untuk mengarahkan aliran flue gas. Penghisapan di furnace reformer dikontrol oleh 1-PIC-104 pada tekanan -10 mmH 2O yang mengoperasikan flue gas damper. Controller ini dilengkapi dengan high dan low alarm 1-PIC-104 A/B/PAH-104 0 mmH2O / PAL-104 -20 mmH2O). Selanjutnya high pressure switch PSHH-108 juga dipasang yang akan mengakibatkan Primary Reformer total trip (I-1) jika tekanan di dalam furnace naik melebihi set point-nya (+3 mm H2O). Faktor konversi pada unit Primary Reformer sangat bergantung pada temperatur, tekanan operasi serta rasio steam/carbon. Untuk mendapatkan konversi yang tinggi, maka temperatur operasi harus tinggi dengan tekanan rendah serta rasio steam/carbon tinggi. Pada temperatur tinggi, reaksi akan bergeser ke arah produk mengingat reaksi pada unit ini merupakan reaksi endotermis. Namun apabila temperatur operasi terlalu tinggi akan menyebabkan terbentuknya deposit karbon yang akan menempel pada sisi aktif katalis maupun pada bagian luar. Deposit karbon pada bagian sisi aktif katalis akan menyebabkan deaktivasi katalis, sedangkan deposit katalis pada bagian luar akan menyebabkan naiknya pressure drop reaktor. Deposit katalis dapat terjadi melalui reaksi berikut: CnH2n+2  nC + (n+1)H2 .................................................................................... (3.33) 2CO  C + O2 ..................................................................................................... (3.34) CO + H2  C + H2O ........................................................................................ (3.35) Tabel 3.1 Spesifikasi Gas Outlet Unit Primary Reformer Senyawa CO2 CO H2 CH4

% Volume (Dry Basis) 11,37 10,61 67,08 10,4 42

N2 Ar

0,45 0,09

B. Secondary Reformer Fungsi

: untuk melanjutkan reaksi reforming CH4 dengan panas hasil pembakaran fuel oleh udara dan untuk menyediakan N2. Tipe : vertical ID x TL x TL : 1550 mm x 4400 mm x 12390 mm Temperatur : 800 – 1000 °C Tekanan : 32,0 kg/cm2G Data Katalis NiO Bentuk : Ring Ukuran : 190 D x 91 ID x 19 H Bulk density : 1070 kg/m3 Toperasi

: 1000 °C

Bahan yang digunakan pada unit ini : 1.

Gas Alam (Process Gas) Tabel 3.4 Kisaran Analisa Gas Outlet Unit Primary Reformer Komponen

Desain (% vol.)

Kisaran (% vol.)

CO2 CO H2 CH4 N2 Ar

10,69 10,46 68,47 10,28 0,1 0

10,69 – 13,0 8,5 – 10,94 60,0 – 70,0 9,7 – 14,0 0 – 1,5 0 – 0,2

Aktual (% vol.) (27/05/2011) 11,12 9,11 66,83 11,97 0,14 0,01

Tabel 3.5 Kisaran Analisa Gas Outlet Unit Secondary Reformer Komponen

Desain (% vol.)

Kisaran (% vol.)

CO2 CO H2 CH4 N2 Ar

7,96 13,25 55,57 0.49 22,47 0,27

7,0 – 10,0 12,3 – 14 50 – 60 0,1 – 1,5 20,0 – 25,0 0,2 – 0,5

Aktual (% vol.) (27/05/2011) 7,83 12,23 58,17 0,36 21,18 0,23

43

2.

Fuel Gas dari HRU Tabel 3.6 Komposisi Fuel Gas dari Unit HRU Komposisi H2 (mol %) N2 (mol %) Ar (mol %) CH4 (mol %) NH3 (mol %) Temperatur oC Tekanan (kg/cm2G) Mol flow (kg mol/h)

3.

1180 T/D (SOR) 10,09 43,81 12,45 33,17 0,38 25 3,5 524,18

1180 T/D (EOR) 10,21 44,27 11,91 33,23 33,23 25 3,5 548,35

HP Steam 110 K

Spesifikasi steam yang digunakan untuk proses adalah sebagai berikut: -

Konduktivitas (25 oC) max

: 0.2 µs /cm

-

Silica max.

: 0.02 ppm (berat)

-

Fe total max.

: 0.02 ppm (berat)

-

Na + K max.

: 0.01 ppm (berat)

-

Cu total max.

: 0.003 ppm (berat)

4.

Udara

-

Komposisi : Nitrogen : 78,04% volume Oksigen

: 20,99% volume

CO2

: 0,03% volume

Ar

: 0,94% volume

5.

Katalis reformer:

a.

Data Katalis Primary reformer NiO (R-67R / R-67) : -

Bentuk

: Ring

-

Umur

: 3 – 5 tahun

-

Volume

: 6,84/15,96 m3

-

Tekanan inlet

: 35,8 Kg/cm2G 44

-

Temperatur in/out

b.

: 520 oC – 811 oC

Data Katalis Secondary reformer NiO (RKS - 2) : -

Bentuk

: Ring

-

Umur

: 6 - 10 tahun

-

Volume

: 26 m3

-

Tekanan inlet

: 32 Kg/cm2G

-

Temperatur in/out

: - oC – 1000 oC

-

Tinggi bed

: 2,8 m

Pada dasarnya fungsi secondary reformer adalah sama dengan primary reformer. Prinsipnya adalah untuk memperoleh gas N2 dan melanjutkan reaksi reforming sisa metan menjadi H2. Reaktor yang digunakan berbentuk bejana yang berisi unggun partikel dan gabungannya dengan primary reformer dinamakan sistem reformer primersekunder. Oksigen yang terkandung di dalam udara akan membakar CO, sisa methane dan hidrogen dan memasok energi tambahan yang diperlukan untuk reaksi reforming di dalam secondary reformer ini. Dengan demikian kita tidak memerlukan lagi pembakaran tambahan gas bumi seperti di primary reformer. Keuntungan lain dengan adanya secondary reformer ini, sebagai alat pemasukan nitrogen adalah akan memperkecil volume primary reformer dibandingkan dengan apabila diinginkan konversi sempurna di dalam reaktor primary reformer tersebut, reaksi pembakaran di dalam secondary reformer adalah sebagai berikut: 2H2 + O2 → 2H2O

ΔH = - 115,6 kkal/mol H2 ........................... (3.36)

2CO + O2 → 2CO2

ΔH = - 135,3 kkal/mol CO ............................ (3.37)

Di dalam Secondary Reformer (1-R-102), adanya reaksi pembakaran akan mengakibatkan temperatur yang tinggi di ruang kosong bagian atas. Reaksi Reforming metan akan menurunkan temperatur sepanjang katalis. Secondary Reformer (1-R-102) berisi 26 m3 katalis tipe RKS-2 berbasis NiO dengan tinggi bed 2,8 m. Katalis berbentuk ring dengan ukuran diameter 19/9 mm dengan tinggi 19 mm.

45

Untuk itu metan harus tersedia agar reaksi tersebut dapat berlangsung karena panas yang dihasilkan dapat diserap maka suhu keluaran process gas tidak terlalu tinggi sekitar 1000 – 1012 oC, hal ini mempunyai alasan ekonomis karena material yang ada tidak dapat menahan suhu yang lebih tinggi dan dapat berakibat kerusakan. Pada Secondary Reformer (1-R-102), sebagian gas H2 bereaksi dengan udara. Sebelum bereaksi dengan H2 di Secondary Reformer (1-R-102), udara proses terlebih dahulu dikompresi dengan Air Compressor (1-K-402) berpenggereak turbin (steam 38K) sampai tekanan 33 kg/cm2 (temperatur 129 °C ) kemudian dipanaskan di dalam Process Air Preheater (1-E-102 A/B) di seksi Waste Heat Recovery dari Primary Reformer (1H-101). Pada Process Air Preheater 1-E-102 B, H2 dipanaskan sampai 300 °C dan selanjutnya dipanaskan di 1-E-102 A sampai temperatur 550 °C (tekanan 32 kg/cm 2 G). Reaksi antara H2 dan udara ini berlangsung pada ruang kosong bagian atas dari Secondary Reformer (1-R-102). Reaksi pembakaran sebagian gas H2 ini akan mengakibatkan adanya kenaikan temperatur, reaksi spontan. Dari ruang kosong ini gas melewati bed katalis Secondary Reformer (1-R-102), dimana reaksi reforming disempurnakan yang secara simultan akan mendinginkan gas proses. Temperatur outlet dari Secondary Reformer (1-R- 102) ini sekitar 1000 °C , dengan kandungan metan 0,26% mol (basis kering). Selain itu juga, gas outlet dari seksi reforming ini mengandung sekitar 14% mol CO dan 8% mol CO2. Temperatur gas keluar Secondary Reformer masih tinggi sekitar 1000 °C dan tekanan 31,5 kg/cm2 G sehingga dimanfaatkan untuk membangkitkan steam HP. Gas outlet dari Secondary Reformer didinginkan di No. 1 HP WHB (1-E-108) sampai temperatur sekitar 550 °C . Pendinginan gas dilanjutkan di HP Steam Presuperheater (1-E-109) sampai temperatur 360 °C . Setelah keluar dari seksi reforming, Gas Proses selanjutnya masuk ke Seksi Pemurnian Gas (konversi CO, CO2 removal, dan Metanasi).

Secara teoritis ada kemungkinan terbentuknya karbon deposit dengan mengikuti persamaan reaksi Boundouard berikut ini: 2CO → CO2 + C (soot) ............................................................................................ (3.38) 46

Adanya carbon formation ini mengakibatkan: -

Kenaikan pressure drop di katalis Pembentukan karbon deposit pada permukaan katalis sehingga menurunkan aktivitas dan mechanical strength katalis

-

Hotspot pada tube katalis

Untuk mencegah terjadinya deposit karbon, dapat dilakukan dengan : -

Menaikkan suhu untuk memperkecil harga Kp

-

Memperbesar steam-carbon ratio sehingga akan membentuk CO2 lebih banyak daripada CO

Pada kondisi yang sudah dipilih, reaksi hanya berlangsung dibawah 803 °C karena alas an kesetimbangan dan pada temperatur diatas 650 °C karena laju reaksi, dimana laju reaksi yang sangat rendah dibawah temperatur 650 °C. Karena itu range temperatur ini harus dilalui dengan cepat, dan kontak antara gas dan permukaan panas harus dihindari pada range temperatur ini. Secara termodinamis, pembentukan karbon tidak mungkin terjadi pada kondisi tersebut. Jika kesetimbangan dapat dicapai pada setiap tahap. Jika katalis teracuni oleh sulfur, aktifitas katalis berkurang dan karbon deposit makin mudah terbentuk. Karbon deposit ini biasanya terbentuk oleh hidrokarbon berat seperti olefin, aromatics, atau napthene yang terkandung dalam hidrokarbon umpan.

Pada rasio steam/karbon yang rendah, secara termodinamis karbon deposit akan terbentuk, khususnya dibagian dalam katalis. Jika katalis tidak cukup tereduksi, atau teroksidasi sebagian tanpa dilakukan reduksi lebih lanjut, maka pembentukan karbon deposit akan terjadi.

Tabel 3.6 Spesifikasi Gas Outlet Unit Secondary Reformer Senyawa CO2 CO

% Volume (Dry Basis) 8,01 13,97 47

H2 CH4 N2 Ar

3.2.4

55,04 0,26 22,39 0,33

Unit Converter

Tujuan adanya seksi pemurnian gas adalah untuk memurnikan Gas sintesa keluaran reforming sehingga mengandung H2 dan N2 dalam perbandingan 3 : 1 dan disamping itu hanya mengandung gas inert seperti methane dan argon dalam konsentrasi serendah mungkin. Untuk memurnikan gas sintesa H2 dan N2 maka kandungan CO dan CO2 harus dihilangkan karena dapat pula menjadi racun bagi katalis di NH3 converter, sedangkan Ar dan CH4 dapat menjadi inert di reaksi konversi NH3. Senyawa CO tidak dapat dipisahkan oleh larutan benfield yang digunakan pada CO2 absorber. Oleh karena itu CO diubah terlebih dahulu menjadi CO2 pada unit shift converter. Gas keluar dari reforming mempunyai komposisi seperti sebagai berikut (dalam % vol gas kering): Tabel 3.6 Persentase Komposisi Gas Keluaran Reformer Senyawa Hydrogen (H2) Carbon Monoxide (CO) Carbon Dioxide (CO2) Nitrogen (N2) Argon (Ar) Methane (CH4)

Komposis Kisaran (%) 55.04 13.97 8.01 22.39 0.33 0.26

Reaksi yang terjadi pada shift converter adalah sebagai berikut: CO + H2O  CO2 + H2

ΔH298oC = -9,38 kcal/mol ................. (3.39)

Reaksi shift merupakan reaksi eksotermis. Untuk mencapai konversi yang tinggi, reaksi harus berlangsung pada temperatur yang rendah agar kesetimbangan bergeser ke arah pembentukan CO2. Namun, pada temperatur yang rendah kecepatan reaksi akan rendah. Oleh karena itu, berdasarkan pertimbangan kinetis dan ekonomis maka reaksi shift 48

dibagi menjadi 2 (dua) tahap yaitu High Temperatur Shift Converter dan Low Temperatur Shift Converter.

Gambar 3.10 Grafik Reaksi pada Unit Shift Converter

Gambar 3.11 Flow Diagram Unit Shift Converter

A. Unit High Temperatur Shift Converter Spesifikasi alat -

Tipe ID x TL x TL Temperatur Tekanan

: Vertical : 4200 mm x 4240 mm x 3000 mm : 480 °C : 33,8 kg/cm2G

49

Data Katalis Fe3O4 -

Volume Tinggi bed Bulk density

: 55 m3 : 3970 mm : 1050 kg/m3

-

Temperatur operasi

: 360 – 433 °C

Tahap pertama dilakukan di HTS converter (1-R-201) yang berfungsi mengubah gas CO menjadi CO2 dan H2 pada temperatur tinggi. HTS berisi katalis Chromium Oxide promoted iron oxide dengan jumlah 55 m3. Reaksi yang terjadi pada reaktor ini berlangsung pada temperatur tinggi dengan konversi rendah, tetapi kecepatan reaksinya tinggi. Kondisi operasi temperatur 360 °C – 400 °C , namun karena adanya reaksi menyebabkan kenaikan temperatur sekitar 63 °C . Temperatur outlet sekitar 433 °C . Katalis yang dipakai merupakan katalis tipe SK-201 dan SK-12 yang lebih kuat pada temperatur yang lebih tinggi dibanding dengan katalis yang digunakan di tahap LTS. Namun selama proses suhu tidak boleh lebih dari 500 °C karena ada kemungkinan terjadi kristalisasi. Metana tidak dianggap sebagai inert terhadap katalis walaupun ia bereaksi pada temperatur dibawah 300 °C . Metan akan bertindak sebagai pereduksi sehingga bila reduksi terjadi, katalis kemungkinan akan tertimbun oleh karbon deposit. Katalis yang belum tereduksi tidak boleh kontak dengan H 2 dan CO2 kecuali dalam keadaan dingin, karena hal ini akan merusak katalis. Katalis yang akan digunakan harus diaktifkan dimana Fe2O3 direduksi menjadi Fe3O4. Reduksi akan terjadi pada temperatur diatas 250 °C , tetapi selama reduksi temperatur tidak boleh lebih dari 500 °C , agar tidak mengurangi keaktifan katalis. Pertama katalis di heating-up dengan nitrogen dan setelah itu dengan steam sampai temperatur reduksi mencapai 250 °C tercapai. Kemudian sejumlah kecil gas proses dari reformer ditambahkan ke dalam steam. Katalis pada High Temperatur Shift sangat sensitif terhadap garam-garam yang kemungkinan terbawa bersama steam. Kandungan klorin dalam gas harus dibawah 0,1 ppm. Katalis tidak terpengaruh oleh sulfur dalam jumlah yang ada di plant ini. Pada umumnya katalis tidak teroksidasi oleh steam saja, tetapi harus dioksidasi dengan 50

penambahan sejumlah kecil udara dalam steam karena dalam keadaan tereduksi katalis sangat phrophoric. Setelah bereaksi, kandungan CO dalam gas 0,3% vol. Sebagian dari CO setelah bereaksi akan menaikkan jumlah H2, yang terbentuk bersamaan dengan terbentuknya CO2 yang dengan mudah dapat dipisahkan. Setelah gas didinginkan dan sebagian besar air dalam gas terkondensasi, CO2 dipisahkan di Seksi CO2 Removal sampai kandungan CO2 kurang dari 0,1% mol (basis kering). Meskipun CO dan CO2 yang tersisa sedikit, namun gas ini merupakan racun bagi katalis sintesa amonia. Oleh karena itu, konsentrasi dari CO dan CO 2 tersebut diturunkan sampai hanya beberapa ppm. Hal ini dilakukan dalam Methanator (1-R-301), dimana reaksi yang terjadi merupakan reaksi kebalikan dari reforming. Reaksinya adalah sebagai berikut: CO + 3H2  CH4 + H2O ................................................................................... (3.40) CO2 + 4H2  CH4 + 2H2O ................................................................................... (3.41) Gas yang mengandung sedikit CO maupun CO2 yang keluar dari methanator (1-R-301), siap masuk ke seksi sintesa. Seksi pemurnian gas terdiri dari seksi konversi shift ( HTS dan LTS converter), absorpsi CO2 (CO2 removal), dan Methanasi (Methanator). Konversi shift CO Konversi CO adalah proses yang berguna untuk menghilangkan atau mengurangi gas CO yang merupakan racun bagi katalis konverter sintesa amonia. Gas CO sulit untuk dipisahkan sehingga senyawa ini dikonversikan menjadi CO 2 dalam 2 konverter shift yaitu High Temperatur Shift (HTS) dan Low Temperatur Shift (LTS). Reaksi shift yang terjadi di konverter shift 1-R-201 dan 1-R-202 adalah sebagai berikut: CO + H2O  CO2 + H2 .................................................................................... (3.42) Reaksi akan terjadi karena adanya kontak dengan katalis. Kesetimbangan akan semakin baik apabila temperatur lebih rendah dan kandungan air lebih banyak, sementara temperatur yang tinggi akan mempercepat reaksi. 51

Reaksi akan menghasilkan kenaikan temperatur sehingga apabila panas tidak segera diambil sebelum konversi berakhir, kesetimbangan yang tidak diharapkan akan terjadi, oleh karena itu konversi dilakukan dalam dua tahap. Tahap pertama dilakukan di HTS Converter (1-R-201) yang berisi 55 m3 katalis Chromium Oxide promoted Iron Okside dengan tipe SK-12 Kandungan CO dalam gas diturunkan dari 14 % ke 3,2 % vol ( basis kering). Sebagian besar reaksi terjadi di HTS Converter ini, sehingga menyebabkan temperatur naik sekitar 63 0C, temperatur outlet sekitar 433 0C. Gas proses keluar dari HTS Converter dilewatkan Methanator Trim Heater (1-E-203) dimana selama normal operasi tidak ada pertukaran panas karena tidak adanya aliran gas yang melalui exchanger ini. Gas proses outlet HTS kemudian masuk No.2 Waste Heat Boiler (1-E201) yang membangkitkan HP steam di shell 1-E-201 akhirnya gas didinginkan di HP BFW Preheater (1-E-202) sampai 210 0C. kemudian gas masuk ke LTS Converter. Setelah gas proses keluar HTS didinginkan hingga temperatur 210 °C sebelum masuk ke seksi Low Temperatur Shift Converter. Tabel 3.2 Spesifikasi Gas Outlet Unit HTSC Senyawa H2 CO2 N2 Ar CO CH4

% Volume (Dry Basis) 59,28 16,70 20,28 0,30 3,21 0,23

B. Unit Low Temperatur Shift Converter Spesifikasi alat -

Tipe ID x TL x TL Temperatur

: Vertical : 4400 mm x 8965 mm x 3000 mm : 270 °C

-

Tekanan

: 33,8 kg/cm2G

Data Katalis -

Bed Atas

: CuO, Zn, Cr

Volume

: 6 m3 52

-

Tinggi bed

: 395 mm

Bed Bawah

: CuO, Zn

Volume

: 6 m3

Tinggi bed

: 395 mm

Berfungsi untuk mengubah gas CO menjadi CO2 dan H2. Pada temperatur rendah 200 oC untuk mendapatkan konversi lebih tinggi tetapi kecepatan reaksi yang didapat lebih rendah. Panas proses gas dari HTS dimanfaatkan untuk HP BFW Preheater. Konverter LTS terdiri dari dua bagian, bagian atas berisi 6 m 3 katalis LSK dengan berbasis CuO, ZnO, dan Cr2O3 dengan tinggi bed 395 mm dan 69 m 3 katalis berbasis CuO dan ZnO tipe LK-801 dan terdiri dari 2 bed dengan tinggi bed 4540 mm. tujuan dibuat dua bed pada bagian bawah LTS ini adalah untuk memudahkan pergantian bed. Kedua katalis ini sangat sensitive terhadap sulfur yang masuk tidak hanya dari HTS tetapi juga dari seksi refactory secondary reformer selama periode pertama operasi. Converter LTS harus di bypass selama periode ini sampai gas bebas sulfur. Disamping sulfur, chlorine dan gas-gas senyawa Si adalah racun yang keras. Katalis diaktifkan dengan reduksi pada temperatur 120 oC sampai 220 oC dengan N2 yang mengandung 13% Hidrogen. Selama reduksi CuO bereaksi dengan H2 dan membentuk cooper bebas. Temperatur keadaan normal operasi adalah antar 210 dan 240 oC. Apabila katalis dipanaskan pada 300 oC dalam waktu singkat akan menimbulkan akibat yang berbahaya bagi katalis. Dalam keadaan normal operasi, temperatur harus dijaga serendah mungkin. Tetapi pada temperatur dew point, aktifitas katalis akan turun karena adanya kondensasi kapiler dalam katalis, yang mengakibatkan berkurangnya permukaan bebas oleh karena itu temperatur harus dijaga tidak kurang dari 20 oC diatas dew point gas. Katalis yang tereduksi adalah phyrophoric dan harus dioksidasi dulu sebelum converter dibuka. Gas keluar LTS didinginkan, kemudian untuk memisahkan kondensat yang terbawa gas dilakukan pada proses separator (1-S-201), kemudian didinginkan pada feed BFW preheater (1-E-206) sedangkan panasnya dimanfaatkan untuk memanaskan air demin 53

dari feed BFW preheater (1-E-304), selanjutnya gas masuk proses kondensat separator (1-S-202). Tabel 3.3 Spesifikasi Gas Outlet Unit LTSC Senyawa H2 CO2 N2 Ar CO CH4

3.2.5

% Volume (Dry Basis) 60,42 19,03 19,71 0,29 0,32 0,23

Unit CO2 Removal

Proses ini berfungsi untuk memisahkan gas CO2 yang dihasilkan pada seksi konversi shift. Sedangkan gas CO2 dibutuhkan untuk pembuatan urea, sehingga gas ini diambil dengan cara diserap oleh larutan HPC (Hot Potasium Carbonat). Peralatan utama yang digunakan di unit CO2 removal adalah sebagai berikut: 1

Kolom Absorber (1-C-301) Fungsi

: adalah tempat terjadinya penyerapan (absorsi) CO2 oleh larutan K2CO3

Tipe

: Packing

ID x TL x TL

: 2.290/3.350 mm x 36.400 mm x 1.700 mm

Temperatur

: 148 °C

Tekanan

: 31,2 kg/cm2G

2. Kolom Stripper (1-C-302) Fungsi

: kolom stripper juga bisa disebut kolom regenerator. Fungsinya untuk melepas kembali CO2 yang terserap oleh larutan di kolom absorber.

Tipe

: Packing

ID x TL x TL

: 3.960 mm x 51.600 mm x 14.300 mm

Temperatur

: 156 °C

Tekanan

: 2,5 kg/cm2G

3. Pompa Sirkulasi HPC Solution (1-P-301 A/B) Fungsi

: untuk mensirkulasikan larutan dari kolom stripper ke kolom 54

absorber Tipe

: sentrifugal

Kapasitas

: 1.025 m3/jam

Head

: 280 m

Tekanan

: 34,72 kg/cm2G

Driver

: Hidro T motor

4. Alat Penukar Panas (heat exchanger) Fungsi

: secara umum heat exchanger berfungsi untuk menukarkan panas (menaikkan atau menurunkan panas) dua buah fluida baik berupa gas maupun cair (liquid). Di unit CO2 removal, umumnya dapat dijumpai dua atau tiga tipe HE, yaitu:

5. Reboiler Fungsi

: untuk memanaskan dan menjaga larutan di stripper tetap pada titik didihnya. Panas yang diperoleh bisa dari gas proses atau dari steam.

HPC Reboiler (1-E-301) Tipe

: BKU

Dimensi

: 1.250 mm x 4.500 mm

Temperatur

: 156 °C

Tekanan

: 2,5 kg/cm2G

6. Heat Exchanger Fungsi

: sebagai alat penukar panas dalam larutan yang disirkulasikan, misalnya larutan keluar stripper didinginkan oleh larutan yang akan masuk ke stripper.

Feed BFW Preheater (1-E-304) Tipe

: BKU

Dimensi

: 1.500 mm x 6.000 mm

Temperatur

: 141 °C

Tekanan

: 2,5 kg/cm2G

7. Cooler Fungsi

: untuk mendinginkan larutan dengan menggunakan media 55

cooling water dari system utilitas HPC Solution Cooler (1-S-301) Tipe

: BEU

Dimensi

: 1.200 mm x 4.000 mm

Temperatur

: 80 °C

Tekanan

: 6,4 kg/cm2G

8. CO2 Separator (1-S-301) Fungsi

: merupakan sebuah bejana (vessel/drum) yang berfungsi untuk memisahkan kondensat air dengan gas proses.

Tipe

: Vertikal

Dimensi

: 2.200 mm x 3.650 mm x 3.500 mm

Temperatur

: 70 °C

Tekanan

: 3,5 kg/cm2G

9. Flash Drum (1-V-301) Fungsi

: untuk melepaskan CO2 yang terserap oleh larutan dengan cara flashing atau penurunan tekanan.

Tipe

: Horizontal

Dimensi

: 3.810 mm x 8.700 mm

Temperatur

: 156 °C

Tekanan

: 2,5 kg/cm2G

10. Ejector Flash Drum (1-J-301) Dimensi

: 2.310 mm

Kapasitas

: 4.759 kg/h

Tekanan

: 6 kg/cm2G

Temperatur

: 238 °C

Driver

: LP Steam

56

Gambar 3.12 Flow Diagram Unit CO2 Removal

Reaksi yang terjadi: 1

Reaksi absorbsi K2CO3 + CO2 + H2O  2KHCO3 .................................................................... (3.42)

2

Reaksi desorbsi 2KHCO3  K2CO3 + CO2 + H2O .................................................................... (3.43)

Bentuk dari kolom adalah Single Stage Regenerator dan Split Type Absorber. Pada seksi absorbsi gas masuk absorber (1-C-301) melewati tumpukan sloted ring M-MAK Ring yang tersusun dalam 3 bed. Bed paling atas mempunyai tinggi 9150 mm dengan diameter 2.290 mm dan berisi 37,7 m3 M-PAK Ring dan 2 bed dibawah mempunyai tinggi masing-masing 9150 mm dan diameter 3350 mm dan berisi 161,3 m 3. Gas proses ini diturunkan suhunya pada HP BFW preheater (1-E- 209), LP Steam Generator (1-E204) dan HPC Reboiler (1-E-301). Reaksi absorbsi, gas proses mengalir dari bagian bawah ke atas berlawanan arah dengan aliran HPC. Di unit Kaltim 3 ini, HPC terdiri dari:

57

-

K2CO3 29% dimana ada sebagian terkonversi menjadi KHCO 3 sebagai zat pengabsorbsi.

-

Diethanolamine (DEA) 2,9% sebagai activator

-

V2O5 0,7% berat sebagai penghambat anti foam

Didalam larutan V2O5 akan bereaksi dengan K2CO3, dimana Fe3O4 akan menghambat korosi berikutnya. Reaksi yang terjadi: 2K2CO3 + V2O5 + 2CO2 +3Fe +H2  Fe3O4 +2V2O4 + 4KHCO3 + 2H2 .............. (3.44) Ditambahkan juga anti foaming dari polygyeol (UCON). Foaming dalam larutan yang akan menyebabkan terhalangnya penyerapan CO2 oleh larutan HPC serta meningkatkan pressure drop dalam kolom penyerap. Sedangkan proses absorbsi terbagi dua tahap, yaitu: 1

Pada bagian atas dengan temperatur tinggi 70 oC dimana laju adsorbsi tinggi.

2

Pada bagian bawah dengan temperatur 115 oC dimana kecepatan adsorbsi tinggi

Kecepatan reaksi dipertahankan tinggi dengan menggabungkan efek dari temperatur tinggi dan aktivator. Larutan HPC yang kaya akan CO2 keluar dari bawah absorber dan gas sintesa dengan kandungan CO2 rendah keluar pada atas. Proses desorpsi di dalam Stripper, selanjutnya disebut proses regenerasi larutan HPC, berlangsung pada temperatur tinggi dan tekanan rendah, oleh karena itu perlu disuplai panas. Panas dari generator diperoleh baik secara langsung oleh steam LP dari ejektor 1J-301/304 maupun tidak langsung oleh panas gas dan uap dari proses condensate degasifier pada HPC Reboiler (1-E-301) dan Auxillary Reboiler (1- E-302). Menara regenerator terdiri dari bed M-PAK Ring yang masing-masing bed memiliki tinggi 9150 mm dengan diameter 3960 mm. Rich solution masuk ke regenerator (1-C302) sebagian melalui Hydraulic Turbin (1-TX-301) sehingga tekanannya turun. Tekanan yang tinggi dari larutan dipergunakan untuk memutar pompa melalui hydraulic turbin sehingga menghemat listrik. Setelah melalui regenerator, larutan HPC dialirkan ke Flash Drum (1-V-301) dimana penambahan steam untuk regenerator diperoleh dengan jalan flashing lean solution pada tekanan yang lebih rendah daripada tekanan 58

regenerator. 1-V-301 mempunyai 4 ruangan yang masing-masing ruangan di vakumkan oleh ejektor (1-J-301/304) dengan memakai steam regenerasi sebagai penggeraknya. Tekanan pada ruangan pertama 0,93 kg/cm2 yang lebih rendah dari tekanan regenerator dan tekanan ruangan ke empat merupakan ruangan dengan tekanan paling rendah yaitu 0,46 kg/cm2. Flash steam dari tiap ruangan di hisap oleh ejektor 1-J-310/304 dan dikembalikan ke bawah 1-C-302 bersamaan dengan exhaust steam sebagai pemanas regenerasi. Larutan yang telah diregenerasi dan di flash, dipompa dengan HPC solution Pump (1-P-301 A/B) ke 1-C-301 dimana sebagian didinginkan ke 70

o

C dan

dimasukkan kebagian atas 1-C-301 sementara sebagian besar lainnya dimasukkan ke atas bed bagian bawah. Gas CO2 melalui bagian atas didinginkan pada (1-E-304) BFW dan pada (1-E- 305) oleh air laut. Steam yang terikut dipisahkan oleh CO2 separator (1-S-301) dan steam kondensat dikirim ke degasifier untuk diolah dan dikirim ke utility. Gas CO2 yang dilepas dikirim ke urea.

59

Tabel 3.9 Spesifikasi Gas Outlet dari CO2 Removal Senyawa H2 CO2 N2 Ar CO CH4

3.2.6

% Volume (Dry Basis) 73,71 0,29 24,70 0,31 0,32 0,67

Unit Methanator

Unit terakhir pada tahap pemurnian gas sintesis adalah methanator. Unit ini bertugas mengubah gas CO dan CO2 yang masih tersisa pada gas proses menjadi CH 4, sehingga reaksi pembentukan amonia tidak terganggu oleh kehadiran CO dan CO 2. Hal ini dilakukan karena CO dan CO2 merupakan racun bagi katalis Amonia Converter (1-R501). Reaksi yang berlangsung adalah reaksi methanasi yaitu sebagai berikut: CO + 3H2  CH4 + H2O

∆H298 = −49,3 kcal/mol ......................................... (3.45)

CO2 + 4H2  CH4 + 2H2O

∆H298 = −133,5 kcal/mol ..................................... (3.46)

Kedua reaksi di atas bersifat eksotermis. Setiap 1% mol CO dapat menaikkan temperatur sistem sebesar 72 °C dan setiap 1% mol CO 2 dapat menaikkan temperatur sebesar 61 °C . Untuk mencegah kenaikan temperatur sistem secara ekstrem, temperatur inlet unit methanator serta kadar CO dan CO2 inlet harus selalu dijaga. Katalis yang digunakan dalam unit methanator adalah katalis berbasis NiO dengan tipe PK-5, sama dengan katalis yang digunakan pada reformer. Hal ini disebabkan reaksi yang berlangsung pada unit methanator pada dasarnya kebalikan dari reaksi yang terjadi di dalam unit reformer. Agar kesetimbangan reaksi di atas bergerak ke arah CH 4, unit methanator harus beroperasi pada temperatur rendah. Reaksi di dalam methanator dijalankan pada temperatur 320 oC. Pada kondisi operasi normal, efektifitas katalislah yang mempengaruhi efisiensi methanator. Pada temperatur ini katalis dapat digunakan karena telah teraktivasi dengan baik. Jika temperatur terlampau tinggi, umur katalis tidak akan lama, yang disebabkan oleh deaktivasi katalis. Sebaliknya, jika temperatur terlampau rendah katalis belum teraktivasi dengan baik sehingga menurunkan aktifitas katalis yang berpengaruh pada reaksi tidak terbentuk sesuai dengan keinginan. 60

Katalis sangat sensitif terhadap sulfur dan chlorine. Steam dan hydrogen tidak diperbolehkan digunakan sebagai pemanas, pendingin, atau purging. Dalam kondisi normal katalis diaktifasi dengan heating up menggunakan gas proses. Kandungan CO dan CO2 dalam gas yang dipakai untuk mengaktifasi katalis harus serendah mungkin. Disarankan lebih rendah dari 1% mol untuk menjaga temperatur serendah mungkin. Katalis methanator tidak boleh dioperasikan diatas 500 0C untuk waktu yang lama karena akan menyebabkan naiknnya laju pembentukan kristal.

Gambar 3.13 Flow Diagram Unit Metanasi

Peralatan utama yang digunakan di unit Metanasi adalah sebagai berikut: 1

2

Methanator Fungsi Tipe IDxTLxTL Tekanan

: merupakan tempat terjadi reaksi metanasi dari CO dan CO2 menjadi CH4 : Packing : 3.960 mm x 51.600 mm x 14.300 mm : 31,2 kg/cm2G

Temperatur

: 156 oC

Methanator Heat Exchanger Fungsi : merupakan alat penukar panas yang berfungsi untuk mendinginkan gas yang telah melalui proses methanasi dengan memanaskan gas proses yang akan memasuki methanator. Tipe

: BEM (1-E-306)

IDxTL

: 1.300 mm x 6.000 mm

Tekanan

: 31,2 kg/cm2G 61

Temperatur 3

4

5

Final Cooler Fungsi

: 460 oC : merupakan heat exchanger untuk mendinginkan gas yang telah di metanasi dengan menggunakan cooling water dari unit

Tipe IDxTL Tekanan

utilitas. : BEM (1-E-306) : 800 mm x 6.000 mm : 27,6 kg/cm2G

Temperatur

: 80 oC

Final Separator Fungsi : merupakan vessel yang berfungsi untuk memisahkan air dari gas proses. Kondensat yang diperoleh dari kondensasi air dari gas Tipe IDxTLxTL Tekanan

proses disebut proses kondensat. : Vertical (1-S-303) : 1.650 mm x 3.075 mm x 1.000 mm : 31,2 kg/cm2G

Temperatur

: 70 oC

Methanator Trim Heater Fungsi : untuk memanaskan gas proses yang akan memasuki methanator menjadi 320 oC dengan memanfaatkan panas dari aliran produk unit CO shift converter alat HTS converter.

6

Tipe IDxTL Tekanan

: CXU (1-E-203) : 750 mm x 3.500 mm : 33,8 kg/cm2G

Temperatur

: 480 oC

Kompresor Sintesa Gas Fungsi : untuk menaikkan tekanan gas sintesa sebelum masuk sintesa loop. Tipe : Centrifuge (1-K-403) Flow rate : 119.325 Nm3/jam Tekanan : 28(S) kg/cm2G dan 128(D) kg/cm2G Temperatur

: 40 (S) oC dan 98,5(D) oC

Deskripsi Proses Gas proses yang keluar dari unit CO 2 removal dan telah dipisahkan dari kondensatnya di separator (1-S-302) dan telah dipanaskan kembali pada Methanator Heat Exchanger (1E-306) hingga suhu 320 0C. Dalam keadaan tertentu,yaitu ketika methanator (1-R-301) 62

mulai di-heating up dari kondisi dingin sesudah shut-down,atau bila kandungan CO dan CO2 dalam gas rendah,dan pertukaran panas di Methanator Heat Exchanger (1-E-306) tidak memadai, maka untuk memperoleh temperatur inlet sesuai dengan yang diinginkan diperlukan tambahan panas dari Exchanger (1-E-203). Di lain keadaan yaitu ketika kandungan CO2 tinggi, gas dingin akan memperoleh panas terlalu banyak di Methanator Heat Exchanger (1-E-306-A/B).Pendinginan dilakukan dengan membypass Methanator Heat Exchanger (1-E-306-A/B). Gas panas outlet Methanator (1-R-301) didinginkan di 1-E-306-A/B

yang bertukar

panas dengan gas dingin inlet methanator masuk ke Methanator (1-R-301) pada bagian atasnya. Gas proses yang telah mengalami reaksi metanasi keluar dari methanator pada temperatur ±352 °C dan tekanan 27,6 kg/cm2G. Gas ini diharapkan mengandung CO dan CO2 maksimal 10 ppm. Selanjutnya gas ini didinginkan kembali di Methanator Heat Exchanger (1-E-306) oleh aliran gas masuk ke methanator dan di Final Cooler (1-E-307) oleh cooling water. Setelah didinginkan pada kedua alat penukar panas ini, gas proses dialirkan ke Final Separator (1-S-303) untuk dipisahkan dari kondensatnya. Selanjutnya gas proses, dengan temparatur ±40 °C , dikirim ke unit sintesis amonia.

63

Tabel 3.4 Spesifikasi Gas Outlet dari Metanasi

3.2.7

Senyawa

% Volume (Dry Basis)

H2

72,97

CO2

-

N2

25,36

Ar

0,32

CO

-

CH4

1,35

Unit Amonia Loop

Tahap inilah yang menjadi inti dari proses pembuatan amonia. Reaksi antara H 2 dengan N2 menjadi amonia terjadi pada tahap ini. Reaksi sintesis tersebut adalah sebagai berikut: 3H2 + N2  2NH3

∆H298 = −11 kcal/mol ................................... (3.47)

Hanya sekitar 15% H2 dan N2 yang terkandung dalam gas sintesa inlet konverter menjadi amonia setiap kali lewat bed katalis. Gas sintesa yang tidak terkonversi menjadi NH3 disirkulasi kembali ke konverter sehingga membentuk loop sintesa. Akan tetapi kecepatan reaksi sangat banyak dipengaruhi oleh temperatur tinggi. Oleh karena itu, perlu kompromi antara konversi teoritis dan “approach to equilibrium” pada saat melewati katalis. Dari hubungan ini dapat diketahui temperatur optimum yang menjadikan produksi maksimum bisa diperoleh. Pada temperatur tinggi prosentase kesetimbangan akan terlalu rendah sementara itu pada temperatur rendah kecepatan reaksi rendah. Seksi sintesa amonia dibuat untuk tekanan 155 kg/cm 2G dan tekanan normal operasi 133-143 kg/cm2G. Temperatur bed katalis adalah 360 0C sampai 520 0C dimana nilai ini mendekati temperatur optimum reaksi sintesis amonia yang merupakan reaksi kesetimbangan. Kondisi optimal reaksi tercapai jika reaksi dilangsungkan pada temperatur rendah dan tekanan tinggi. Selain itu, terdapat faktor lain yang mempengaruhi jalannya reaksi, yaitu katalis dan rasio H2/N2. 64

Peralatan utama yang digunakan di unit Amonia Loop adalah sebagai berikut: 1

Amonia Converter Fungsi

: merupakan tempat berlangsungnya reaksi antara H2 dengan N2 dari gas sintesa untuk menjadi NH 3 dengan bantuan katalis Fe (besi).

2

3

4

Tipe

: Vertikal (1-R-501)

IDxTLxTL

: 2.900 mm x 29.710 mm

Tekanan

: 155 kg/cm2G

Temperatur

: 370-510 oC

Make Up Gas Separator Tipe

: Vertikal (1-S-434)

IDxTLxTL

: 1.200 mm x 2.090 mm x 1.000 mm

Tekanan

: 155 kg/cm2G

Temperatur

: -20-50 oC

Amonia Separator Tipe

: Vertikal (1-S-501)

IDxTLxTL

: 2.660 mm x 3.790 mm x 2.200 mm

Tekanan

: 155 kg/cm2G

Temperatur

: -20 sampai 50 oC

Amonia Chiller Fungsi

: merupakan pendingin gas outlet converter dengan menggunakan amonia sebagai media pendinginnya. Amonia yang menerima panas akan menguap dan kemudian uap amonia tersebut dikompresikan oleh kompresor dan didinginkan kembali menjadi liquid amonia.

5

Tipe

: DKU (1-E-506)

IDxTL

: 2.300 mm x 6.550 mm

Surface Area

: 812,5 m2

Tekanan

: 155 kg/cm2G

Temperatur

: -20-70 oC

Purge Gas Chiller 65

6

Tipe

: BKU (1-E-512)

IDxTL

: 1.550 mm x 2.930 mm

Surface Area

: 36,4 m2

Tekanan

: 155 kg/cm2G

Temperatur

: -33 oC

Flash Gas Chiller Tipe

: BKU (1-E-513)

IDxTL

: 1.550 mm x 2.930 mm

Surface Area

: 3,9 m

Sintesis amonia dilakukan dalam amonia converter yang terdiri dari dua buah bed, Amonia converter ini merupakan jenis converter radial dimana gas melewati 2 bed katalis dengan arah radial. Amonia converter seri 200 ini juga dilengkapi dengan satu internal heat exchanger. Bed pertama terletak di bagian atas, beroperasi pada temperatur tinggi dengan tujuan meningkatkan laju reaksi, sedangkan bed kedua terletak di bagian bawah, beroperasi pada temperatur yang lebih rendah untuk memberikan konversi reaksi yang tinggi. Katalis yang digunakan pada sintesis amonia adalah katalis berbasis Fe2O3 yang direduksi terlebih dahulu menjadi bentuk aktif Fe. Secara teoritis, perbandingan stoikiometrik H2/N2 pada reaksi adalah 3:1. Namun, Pada Praktiknya perbandingan H2/N2 yang diterapkan dalam proses sintesis ini berkisar antara 2,7-2,79. Hal ini menunjukkan jumlah N2 yang diumpankan berlebih. Tujuan diumpankan N2 secara berlebih adalah untuk meningkatkan laju absorpsi N2 pada permukaan katalis.

66

Gambar 3.14 Flow Diagram Unit Amonia Loop

Deskripsi Proses Gas sintesis yang telah dimurnikan pada tahap sebelumnya, dialirkan oleh Syngas Compressor (1-K-403), menuju ke tahap sintesis amonia. Kompresor ini terdiri dari tiga tingkat. Gas sintesis masuk kompresor dengan tekanan sebesar 27 kg/cm2G dan keluar dari tingkat ke-3 kompresor mencapai 127 kg/cm2G. Sebelum masuk kompresor, gas sintesis dipisahkan dari kondensat – kondensatnya di dalam Suction Separator (1-S431). Sedangkan gas sintesis yang telah dikompresi dilewatkan ke After Cooler (1-E433) dan Make Up Gas Chiller (1-E-434) untuk didinginkan, kemudian dipisahkan lagi dari kondensatnya di Make Up Gas Separator (1-S-434). Gas dari separator inilah yang kemudian dipakai sebagai gas make-up tahap sintesis amonia. Gas make-up dialirkan ke bagian upstream 2nd Amonia Chiller (1-E-508) dan bercampur dengan gas yang keluar dari converter amonia, yang sebagian telah menjadi cair. Campuran ini mengalir ke Amonia Separator (1-S-501). Amonia cair dipisahkan dari campuran gas sintesis di separator. Dari separator ini cairan amonia dialirkan menuju ke bagian refrigerasi amonia, sedangkan gas sintesis dialirkan menuju amonia converter. Sebelum masuk amonia converter, gas sintesis dipanaskan terlebih dahulu di 2 Cold Heat Exchanger (1-E-507) dan 1 Cold Heat Exchanger (1-E-505). Selanjutnya gas 67

tersebut dikompresi oleh Recycle Gas Compressor (1-K-404) dan dipanaskan lagi di Hot Heat Exchanger (1-E-503). Dari sini gas sintesis dengan temperatur ±272 0C dan tekanan ±133 kg/cm2G masuk ke Amonia Converter (1-R-501). Di reaktor ini gas sintesis bereaksi membentuk gas amonia. Gas masuk reaktor melalui dua saluran yaitu aliran gas utama dan aliran cold shot. Kedua aliran kemudian bertemu pada bed pertama di dalam reaktor. Temperatur inlet aliran di bed pertama adalah ±376 o

C dan keluar pada temperatur ±475 °C .Sebelum masuk bed kedua, gas sintesis

didinginkan oleh aliran cold shot di dalam internal heat exchanger, sehingga temperatur inlet bed II menjadi ±405 oC. Aliran gas yang mengandung amonia sebagai hasil reaksi dan gas – gas lain yang belum bereaksi keluar dari converter pada temperatur 439 oC. Gas amonia keluaran reaktor mengalami delapan kali pendinginan sehingga didapatkan amonia cair yang kemudian dikirim ke unit refrigerasi amonia. Gas tersebut turun temperaturnya selama pendinginan tersebut, yaitu dari ±439 °C menjadi ±-5 °C . Pendinginan gas amonia terjadi pada unit – unit Syn Loop WHB (1-E501), Syn Loop BFW Pre Heater (1-E-502), Hot Heat Exchanger (1-E-503), Water Cooler (1-E-504),1st Cold Heat Exchanger (1-E-505),1st Amonia Chiller (1-E-506),2nd Cold Heat Exchanger (1-E-507), dan 2nd Amonia Chiller (1-E-508). Untuk menghindari akumulasi inert, dilakukan purging di bagian downstream 2nd Cold Heat Exchanger, sebelum gas make-up dimasukkan. Purge gas sebagian dikirim ke Hydrogen Recovery Unit (HRU dan sebagian lagi digunakan sebagai bahan bakar untuk pembakaran di primary reformer. Tujuan memasukkan purge gas adalah untuk menyerap gas CO2 yang masih terkandung dalam gas make up oleh amonia cair yang terjadi pada outlet cold (1-E-507) sehingga terbentuk karbamat yang mudah larut dalam air. Di bagian upstream 2nd amonia chiller aliran produk reaktor bercampur dengan gas make-up. Dari 2nd Amonia Chiller aliran ini mengalir ke Amonia Separator (1-S-501). 68

Amonia cair dipisahkan dari campuran gas sintesis di separator ini, kemudian dialirkan menuju ke bagian refrigerasi amonia. Amonia cair ini mempunyai temperatur -5 °C . Tabel 3.5 Spesifikasi Gas Inlet pada Amonia Converter Senyawa H2 CH4 N2 Ar NH3

% Vol (Dry Basis) Make Up Gas Recycle Sintesa Gas 74,12 63,81 0,79 7,16 24,73 21,27 0,36 3,44 0 4,32

Katalis yang dipakai adalah jenis promoted iron yang mengandung sejumlah kecil oksida yang tak tereduksi (non reducible oxides). Sejumlah panas akan dilepas selama reaksi (±750 Kcal/kg NH3), panas tersebut digunakan untuk memproduksi HP steam dan untuk memanaskan HP Boiler Feed Water. Volume bed katalis pertama 27,61 m dan di bed kedua 81,44 m. Katalis ini memiliki diameter nominal 1,5-3 mm dengan aktivitas yang tinggi. Keistimewaan dari Converter radial ini adalah memungkinkan untuk menggunakan bentuk katalis kecil tanpa menaikkan pressure drop. Bed pertama converter amonia diisi dengan prereduced catalyst KMIR. Katalis ini adalah katalis amonia normal (KM1), yang telah direduksi dan distabilkan dengan cara superficial oxidation selama pembuatannya (kandungan oksigen ±2% berat katalis). Katalis akan stabil di udara pada temperatur di bawah 100 0C di atas 100 0C katalis akan bereaksi secara spontan dengan udara dan melepas panas. Katalis diaktifkan dengan cara mereduksi lapisan luar (layer) besi oksida menjadi besi bebas. Reduksi ini biasanya dilakukan dengan sirkulasi gas sintesa. Bed kedua diisi dengan unreduced catalyst, tipe KM1. Aktifitas katalis pelan-pelan akan berkurang selama normal operasi. Selain umur katalis, racun katalis seperti H2O, CO, CO2 juga dapat mengurangi aktifitas katalis.

Tabel 3.6 Spesifikasi Gas pada Purge Gas Senyawa

% Vol (Dry Basis ) 69

H2 CH4 N2 Ar NH3

58,85 13,18 20,69 3,69 3,59

Tekanan operasi pada seksi sintesa tidak dapat dikontrol secara langsung karena hal ini tergantung pada kondisi proses lainnya, yakni laju produksi, jumlah inert, konsentrasi NH3 di inlet converter, rasio H2/N2 dan aktifitas katalis. Rate produksi akan bertambah dengan naiknya tekanan dan untuk suatu kondisi yang ditetapkan, tekanan akan mengikuti dengan sendirinya sehingga rate produksi akan sesuai dengan jumlah gas make up yang masuk ke loop. Tekanan loop akan naik dengan naiknya flow make up, turunnya sirkulasi, bertambahnya inert, naiknya konsentrasi amonia inlet converter, perubahan rasio, dan menurunnya aktifitas katalis. Sebagai tambahan bahwa komposisi gas sintesa akan berubah secara perlahan bila dilakukan sedikit pengaturan di gas make up dan diperlukan waktu yang cukup bagi sistem untuk mencapai kesetimbangan yang baru sebelum dilakukan koreksi lebih lanjut. Pabrik amonia Kaltim-3 menggunakan reaktor amonia jenis converter radial tipe S-200 dengan dua bed katalis: -

Bed tipe KMIR (prereduce), base material Fe3O4

-

Bed tipe KMI (unreduce), base material Fe3O4

3.2.8

Unit Refrigeration Loop

Tahap terakhir proses pembuatan amonia di Pabrik Amonia Kaltim-3 ini bertugas menghasilkan amonia cair dengan kemurnian tinggi (sesuai dengan persyaratan) dan mengirimnya ke pabrik urea serta ke bagian penyimpanan amonia cair. Amonia cair yang dikirim ke Pabrik Urea mempunyai temperatur ± 36 °C , sedangkan yang menuju ke penyimpanan mempunyai temperatur ± -33 °C . Proses refrigerasi terdiri dari proses – proses kompresi, kondensasi, ekspansi, dan evaporasi. Kompresi gas amonia terjadi pada kompresor gas amonia, yang terdiri dari tiga tingkat kompresi. Tekanan gas amonia yang masuk ke dalam kompresor adalah 0,02 kg/cm2g, 1,8 kg/cm2g, dan 5,7 kg/cm2g. Sedangkan tekanan gas amonia keluaran kompresor sebesar 18 kg/cm2g. Selanjutnya gas amonia yang telah dikompresi dikondensasi menjadi amonia cair di dalam kondenser amonia oleh aliran air pendingin. Ekspansi amonia cair terjadi pada 70

valve – valve yang terletak pada bagian downstream alat – alat penukar panas. Tahap berikutnya adalah tahap evaporasi, yaitu tahap di mana aliran amonia yang telah menjadi cair dipanaskan sehingga terbentuk kembali uap amonia.

Panas yang diperoleh aliran amonia ini berasal dari aliran amonia produk reaktor. Dengan demikian, tahap evaporasi bagi aliran amonia di seksi refrigerasi menjadi tahap pendinginan dan kondensasi bagi aliran amonia produk reaktor. Sistem refrigerasi terdiri dari 6 chiller yang mempunyai 3 tingkat tekanan operasi yaitu: 1

First amonia chiller (1-E-506), Make up gas chiller (1-E-434), Inert gas chiller (1-E509). Dioperasikan pada temperatur didih amonia 13 oC pada tekanan 5,9 kg/cm2G.

2

Second amonia chilller (1-E-508) Dioperasikan pada temperatur didih amonia 10 0C pada tekanan 1,9 kg/cm2G.

3

Purge gas chiller (1-E-512) dan flash gas chiller (1-E-513) Dioperasikan pada temperatur didih amonia -30 0C dan tekanan 0,19 kg/cm2G.

71

Gambar 3.15 Diagram Siklus Refrigerant

72

Gambar 3.16 Flow Diagram Unit Refrigerant Loop

Deskripsi Proses Amonia cair dari Amonia Separator (1-S-501), dengan temperatur -5 °C , mengalir menuju Let Down Vessel (1-S-502). Di sini amonia cair kembali dipisahkan dari fasa uapnya yang mungkin terbentuk selama perjalanan cairan. Uap yang berhasil dipisahkan menjadi flash gas. Sebelum diolah lebih lanjut, flash gas terlebih dahulu mengalir ke Flash Gas Chiller (1-E-513) dan Inert Gas KO Drum (1-S-504). Sementara itu, fasa cair larutan amonia yang keluar dari letdown vessel digunakan sebagai media pendingin aliran amonia keluaran converter. Peristiwa perpindahan panas tersebut terjadi di 1st Amonia Chiller (1-E-506). Akibat penyerapan panas pada chiller tersebut, sebagian dari larutan amonia menguap. Uap amonia tersebut dialirkan ke 3rd Stage Suction KO Drum (1-S-452). Setelah itu uap amonia masuk ke Refrigeration Amonia Compressor (1-K-405) tingkat ketiga untuk dikompresi, dari tekanan ±5,7 kg/cm2g menjadi ±18 kg/cm2g. Setelah dikompresi, uap amonia, dengan temperatur ±149 °C , mengalir ke Amonia Condenser (1-E-510) untuk dikondensasi menjadi amonia cair. Temperatur aliran hasil kondensasi ini ±45 °C . 73

Selanjutnya amonia cair mengalir ke Ammonia Accumulator (1-V-501). Dari sini amonia cair menuju Refrigerator Ammonia Cooler (1-E-511). Setelah mengalami proses–proses tersebut, amonia cair dikirim ke Pabrik Urea Kaltim-3 dengan tekanan ±17,5 kg/cm2G dan temperatur ±38 °C sebagai bahan baku pembuatan urea. Sementara itu, cairan amonia yang keluar dari 1st amonia chiller mengalir ke Make Up Gas Chiller (1-E-434). Di alat penukar panas ini cairan amonia mendinginkan gas make-up yang masuk ke unit sintesis amonia. Akibat penyerapan panas ini, cairan amonia kembali menguap sebagian. Uapnya menuju 3rd stage suction KO drum, pada tekanan 5,8 kg/cm2g, untuk selanjutnya mengalami proses kompresi dan kondensasi kembali. Cairannya mengalir ke 2nd Amonia Chiller (1-E-508) yang juga untuk mendinginkan aliran amonia keluaran converter. Sebagian amonia kembali menguap. Uap amonia dari chiller ini menuju ke 2nd Stage

Suction

KO

Drum (1-S-451),

tekanan 1,8 kg/cm2g, dikompresi kembali oleh kompresor amonia tingkat kedua sampai bertekanan ± 18 kg/cm2g dan kemudian dikondensasi. Cairan amonia dari chiller mengalir ke Flash Vessel (1-S-503). Di dalam vessel ini juga terbentuk dua fasa amonia. Fasa gas yang terbentuk, dengan tekanan ±0,02 kg/cm2g, langsung mengalir ke kompresor amonia tingkat pertama. Gas hasil kompresi dengan tekanan ±1,8kg/cm 2g, dialirkan ke 2 stage suction KO drum, kemudian kembali masuk ke kompresor amonia (pada tingkat kedua). Gas hasil kompresi kompresor amonia tingkat dua ini selanjutnya dikondensasikan di dalam kondenser amonia. Sementara itu, aliran amonia cair dari flash vessel langsung dialirkan ke unit penyimpanan amonia cair, dengan temperatur -33 °C . Amonia cair dari amonia accumulator, setelah didinginkan di refrigerator amonia cooler, selain dialirkan ke Pabrik Urea, dipecah alirannya untuk mendinginkan beberapa aliran proses. Aliran pertama mengalir ke 1st amonia chiller sebagai media pendingin bagi aliran amonia keluaran amonia converter. Aliran berikutnya menuju ke Inert Gas Cooler (1-E-509) untuk mendinginkan gas–gas dari hasil kompresi yang tidak terkondensasi ada kondenser amonia. Setelah digunakan untuk mendinginkan, aliran amonia menuju 3rd stage suction KO drum, untuk selanjutnya dikompresi kembali.

74

Aliran amonia dari refrigerator ammonia cooler yang selanjutnya menuju ke flash gas chiller untuk mendinginkan flash gas dari let down vessel amonia, serta ke Fuel Purge Gas Chiller (1-E-512) untuk mendinginkan purge gas dari unit sintesis amonia. Dari kedua chiller ini amonia menuju ke flash vessel, yang sebagaimana dijelaskan di atas, fasa uapnya menuju ke kompresor tingkat pertama, sedangkan fasa cairnya menuju unit penyimpanan amonia.

3.3 Unit Urea Pabrik urea merupakan salah satu bagian dari Departemen Operasi Kaltim-3 yang bertugas memproduksi urea prill. Pabrik urea Kaltim-3 dirancang dengan kapasitas produksi sebesar 1725 ton/hari urea prill. Proses yang digunakan adalah stamicarbon total recycle CO2 stripping dari BV Geleen Holland. Bahan baku untuk pembuatan urea adalah amonia dan CO2. Kemurnian NH3 adalah 99,9% berat disuplai dari unit amonia Kaltim-3 (bahan baku utama). Disamping itu dapat juga disuplai amonia dari HRU dan Kaltim-1 sebagai tambahan. Bahan baku utama CO2 berasal dari Kaltim-3, disamping itu dapat juga disuplai dari Kaltim-2 sebagai tambahan. Kemurnian CO2 adalah 99% volume.

3.3.1 Konsep Proses Proses pembuatan urea didasarkan pada reaksi penguraian ammonium karbamat. Ammonium karbamat dibuat dari amonia (NH3) dan karbon dioksida (CO2) menurut reaksi berikut : 2NH3 + CO2  NH2COONH4 ; H = -28,5 kkal/mol ............................................. (3.48) Reaksi ini merupakan reaksi eksoterm yang berlangsung cepat (mengeluarkan panas dan kesetimbangan karbamat cepat tercapai). Reaksi penguraian ammonium karbamat bersifat sedikit endoterm (membutuhkan panas) dan berlangsung lebih lambat. NH2COONH4  NH2CONH2 + H2O ; H = 3 - 6 kkal/mol ................................... (3.49)

75

Reaksi yang dibutuhkan reaksi (3.49) dapat dipenuhi dari sebagian panas yang dihasilkan reaksi (3.48). Selama pembentukan urea, biuret sebagai hasil samping terjadi menurut reaksi sebagai berikut : 2NH2COONH2  NH2CONHCONH2 + NH3 ; H298 = 4,28 kkal/mol .................. (3.50) Reaksi ini berlangsung lambat dan memerlukan panas (endotermis). Dari persamaan reaksi tersebut jelas bahwa biuret cenderung terjadi pada konsentrasi urea yang tinggi, konsentrasi NH3 rendah dan suhu tinggi. Biuret tidak diinginkan karena merupakan racun bagi tanaman. Secara garis besar proses pembuatan urea dibagi dalam lima unit, yaitu: 1. 2. 3. 4. 5.

Unit Sintesa Unit Resirkulasi Unit Evaporasi Unit Finishing Unit Waste Water Treatment (WWT)

Gambar 3.17 Blok Diagram Proses Pembuatan Urea

3.3.2 Unit Persiapan Bahan Baku Gas CO2 mengandung sekitar 0,8% volume H2 pada temperatur 40 oC dengan tekanan 0,8 kg/cm² dari battery limit dan udara yang diinjeksikan sebesar 1200 Nm3/jam yang dikontrol oleh 2-FIC-102 mengalir melalui knock out drum (2-S-101) menuju suction CO2 compressor. Adapun fungsi dari injeksi udara diatas adalah untuk memasukkan O 2 ke dalam sistem untuk mengikat H2 di H2 conventer dan sebagian lagi untuk passivasi atau melindungi material peralatan sintesa dari korosi. Suplai udara ini normalnya 76

dilakukan dari kompresor udara di pabrik amonia. Indikasi O2 ke sintesa ditunjukkan oleh 2-AR-101. KO drum ini berfungsi untuk melindungi CO2 compressor terhadap cairan yang terbawa dari pabrik amonia atau kondensat dari saluran perpipaan yang dilalui. Kondensat dipisahkan melalui drain yang diatur melalui pengontrol level 2-LIC-101. Kompresi CO2 dilakukan dalam CO2 Compressor Centrifugal Multi Stages (2-K-102) yang dilengkapi intercooler-intercooler sampai tekanan sekitar 150 kg/cm² (2-PI-140) dan temperatur 130 0C (2-THI-138). Kompresor ini digerakkan oleh steam turbin. Setelah melewati kompresor, CO2 masuk ke dalam H2 converter. Sistem ini berfungsi untuk menghilangkan atau menurunkan kandungan H2 dan bahan-bahan yang mudah terbakar lainnya didalam gas CO2 untuk menghindari kemungkinan terjadinya ledakan didalam operasi scrubbing di HP Scrubber. Gas CO2 ini dimasukkan ke dalam H2 conventer (2-R-101) yang mengandung katalis platina (Pt) dengan penyangga Al2O3. Gas CO2 ini akan bereaksi secara katalitik dengan O2 membentuk uap air. Reaksi ini adalah eksotermis, sehingga temperatur gas CO2 yang keluar dari konverter akan naik. Kandungan Hidrogen didalam umpan gas CO 2 setelah melalui reaktor ini normalnya lebih rendah dari 50 ppm. Keluar H2 converter temperatur gas naik hingga 154 oC (2-TR-101). Gas CO2 selanjutnya didinginkan di cooler after H2 converter (2-E-107) hingga temperatur 120 o

C (2-TR-112) dan tekanan 145 kg/cm2 (2-PI-116). 2-FR-101 menunjukkan flow gas

sebesar 28159 Nm3/jam masuk ke HP Stripper (2-E-201). Tekanan gas masuk HP Stripper dijaga 145 kg/cm2 (2-PIC-102). Pada outlet dari cooler 2-E-107 dipasang analyzer untuk mengetahui kandungan H2 (2-AR-105) dan O2 (2-AR-101). Hal yang perlukan diperhatikan antara lain, O2 keluar dari H2 converter dijaga 0,60,65% volume. Apabila kandungan O2 kurang, maka dapat terjadi korosi aktif. Apabila kandungan O2 berlebih, maka jumlah inert di dalam sistem akan terlalu banyak, sehingga beban inert di dalam HP Scrubber akan berlebih. Akibat dari tekanan sintesa 77

naik, maka banyak NH3 yang terbuang karena valve pembuangan gas inert akan dibuka penuh. Hal ini dapat diindikasikan dari meningkatnya temperatur outlet inert gas (2-TR213). Kandungan hidrogen didalam umpan gas CO2 setelah melalui reaktor ini normalnya lebih rendah dari 50 ppm. Kandungan H2 yang terlalu tinggi di dalam CO2 setelah H2 converter dapat disebabkan oleh: 1.

Kandungan O2 pada outlet H2 converter terlalu rendah yang bisa disebabkan oleh naiknya kandungan H2 pada inlet H2 converter atau turunnya flow udara ke line suction kompressor.

2.

Temperatur inlet H2 converter rendah. Agar H2 converter berfungsi baik, temperatur inlet harus dijaga tidak kurang dari 100 oC (2-TI-106).

3.

Aktifitas katalis di dalam H2 converter rendah yang disebabkan oleh teracuninya katalis. Sehingga katalis perlu diganti.

4.

Kesalahan analyzer gas setelah H2 converter.

Perbedaan temperatur di antara inlet dan outlet H2 converter normalnya sekitar 50 o

C/1% H2. Beda temperatur yang terlalu rendah bisa disebabkan karena:

1.

Kandungan H2 di dalam gas CO2 rendah.

2.

Kandungan O2 pada inlet converter terlalu rendah (dapat dilihat dari analyzer).

3.

Temperatur pada inlet converter terlalu rendah, sehingga reaksi tidak terjadi.

4.

Keracunan pada katalis.

Beda temperatur yang terlalu tinggi disebabkan oleh naiknya kandungan H 2 di dalam gas CO2. Bila temperatur outlet H2 converter melebihi 260 oC (2-TR-101), segera shut down seksi Sintesa untuk mencegah kerusakan pada H2 converter. Perbedaan tekanan setelah H2 converter normalnya sekitar 0,2 kg/cm2 (2-PDT-111). Naik turunnya tekanan dapat disebabkan rusak atau hancurnya katalis.

3.3.3 Unit Sintesis Urea 78

Unit ini berfungsi untuk mereaksikan NH3 cair dan gas CO2 menjadi karbamat dan reaksi penguraian karbamat menjadi urea.

Gambar 3.18 Uraian Proses pada Unit Sintesa

Peralatan utama yang digunakan di unit sintesa adalah sebagai berikut: 1. HP Carbamate Condenser (2-E-202) Fungsi : untuk mengkondensasikan gas menjadi carbamate sebelum diumpankan ke reaktor. Tekanan : Shell 8 kg/cm2G Tube 159 kg/cm2G Temperatur : Shell 164 ˚C Tube 190 ˚C Surface Area : 2638 m2 2. HP Stripper (2-E-201) Fungsi : untuk memisahkan reaktan-reaktan yang tidak terkonversi menjadi urea di dalam reaktor dan mengembalikannya ke unit Tekanan Temperatur Surface Area

sintesa. : 29 kg/cm2G Tube 159 kg/cm2G : 225 ˚C Tube 225 ˚C : 2134,8 m2

79

3. Reaktor (2-R-201) Fungsi : sebagai tempat terjadinya pembentukan urea dari karbamat. Tekanan : 159 kg/cm2G Temperatur

: 183 ˚C

4. HP Scrubber (2-E-203) Fungsi : untuk mengkondensasikan gas NH3 dan CO2 yang tidak terkonversi di dalam reaktor menjadi carbamate, kemudian Tekanan Temperatur Surface Area

dialirkan ke HPCC bersama-sama dengan umpan amonia. : Shell 12,5 kg/cm2G Tube 159 kg/cm2G : Shell 190 ˚C Tube 190 ˚C : 169,6 m2

Sintesa urea terjadi menurut reaksi berikut: 2NH3 + CO2  NH2COONH4 ................................................................................. (3.51) NH2COONH4  NH2CONH2 + H2O ...................................................................... (3.52) Reaksi pertama merupakan reaksi pembentukan karbamat bersifat eksotermis yang berjalan dengan cepat dan mudah mencapai kesetimbangan. Kesetimbangan ini kemudian disebut dengan kesetimbangan karbamat. Sedangkan reaksi yang kedua merupakan reaksi penguraian karbamat, bersifat endotermis yang berjalan sedikit lebih lambat sehingga membutuhkan waktu yang cukup lama untuk mencapai kesetimbangan. Kesetimbangan yang kedua ini kemudian disebut kesetimbangan urea. Kedua reaksi ini terjadi dalam 4 alat yang membentuk “synthesis loop” yaitu High Pressure Carbamat Condenser (HPCC), Reaktor, HP scrubber, dan HP stripper. Reaksi sintesis ini berkerja pada tekanan yang sama yaitu sekitar 145 kg/cm2G. Variabel – variabel proses sintesis yang penting adalah: 1. Molar ratio NH3/CO2 (fase gas) optimum pada outlet gas dari reaktor yang berkisar antara 3,0 – 3,3 yang mana sesuai dengan rasio N/C (fase cair) optimum dari cairan di dalam reaktor yang berkisar antara 2,9 – 3,0. Rasio ini diperlukan untuk pembentukan urea yang optimum. 2. Tekanan synthesis yang berkisar 145 kg/cm2G. 80

Pada kondisi yang seperti itu akan diperoleh: 1. Konversi CO2 menjadi urea di dalam reactor antara 59 % - 60 %. 2. Efisiensi stripping dalam stripper sekitar 85,2%. Molar rasio NH3/CO2 harus dijaga karena apabila lebih rendah atau lebih tinggi komposisi cairan di dalam reaktor akan menyimpang dari komposisi optimumnya. Pada kondisi seperti itu temperatur outlet reaktor tidak akan maksimum sehingga konversi NH3 dan CO2 menjadi urea di dalam reaktor akan rendah. Semua NH3 dan CO2 yang tidak terkonversi akan direcycle HP Stripper (2-E-201) dan unit resirkulasi. Kesalahan rasio NH3/CO2 akan membuat konsumsi Steam di HP Stripper lebih tinggi dan lebih banyak carbamate yang di recycle dari unit resirkulasi, sehingga konversi NH3 dan CO2 akan turun lagi karena lebih banyak air yang dimasukkan ke unit sintesa. Selama normal operasi, kondisi ini dapat dijaga dengan memperhatikan temperatur top reactor (183 oC) dan tekanan sintesa (135 - 145 kg/cm2). Disamping itu dapat juga diambil sampel dari outlet reaktor. A. High Pressure Carbamate Condeser (HPCC) HP Carbamate Condeser adalah sebuah alat penukar panas (shell and tube heat exchanger) dengan posisi vertikal, proses gas/cair pada tube side dan boiler feed water pada side. Panas yang dilepaskan selama kondensasi NH3 dan CO2 di dalam HPCC dipakai untuk membangkitkan steam. Dalam HPCC terjadi reaksi kondensasi karbamat dari amonia dan karbon dioksida menurut reaksi: 2NH3 + CO2  NH2COONH4 ; ∆H = -28,5 kcal/mol ............................................. (3.54) Kondisi proses : a. b. c. d. e.

Adjusted LS versus rate operasi LS bervariasi 3,4 – 3,5 kg/cm2 sebagai produk Temperatur keluar 170 oC Luas kontak panas 2638 m2 Tube side : larutan carbamate, amonia¸ dan CO2 side : Condensate dan steam saturated

Campuran umpan NH3 dengan larutan karbamat bersama-sama campuran gas dari HP Stripper masuk kebagian atas HPCC melalui dua line yang berbeda. Dalam HPCC 80% gas dikondensasikan membentuk karbamat. Merubah tekanan pada LP steam drum (supply dingin untuk HPCC agar T terjaga, dan 80% mengembun) berarti merubah titik 81

didih dari boiler water. Hal ini berarti juga merubah beda temperatur antara dan tube dalam HPCC, yang juga berpengaruh pada perpindahan panas. Dengan demikian akan mempengaruhi proses reaksi sehingga menentukan berapa bagian NH3 dan CO2 yang tidak

terkondensasi.

Panas

kondensasi

yang

dihasilkan

dimanfaatkan

untuk

membangkitkan steam SLL (3,2 K) di LP steam drum (2-V- 904A/B). Fase larutan dan gas yang keluar dari HPCC dikirim ke reaktor melalui 2 line yang terpisah untuk menjamin umpan ke reaktor yang stabil dan menurunkan pressure drop. Temperatur dari kedua line ini sekitar 169 oC. Tujuan kondensasi parsiil di HPCC adalah: 1. Menjaga temperatur campuran masuk ke reaktor relatif tinggi. Sebaiknya temperatur outlet HPCC ke Reaktor tidak lebih dari 180 oC (desain), pada suhu ini mulai terbentuk Biuret. Kenaikan temperatur 1 oC merupakan kenaikan yang ekstrim di reaktor. 2. Gas yang tidak terkondensasi sekitar 20% akan menjamin suplai panas dalam reaktor. Sistem Pengontrolan Proses HPCC 1. Tekanan steam 2-PIC-902 dijaga 3,4 – 4,8 Kg/cm2, karena tekanan ini akan mengatur tekanan synthesa. 2. Larutan campuran karbamat keluar dari HPCC menuju reaktor pada temparatur 165 – 171 °C . B. Reaktor NH3 dan CO2 yang tidak terkondensasi akan membentuk karbamat didalam reaktor. Ini diperlukan untuk memberikan panas reaksi pembentukan urea. Indikasi rate kondensasi yg tepat di dalam HPCC yang tepat adalah temperatur top reaktor 2-TR-208 dan kandungan inert didalam HP scrubber. Campuran fase larutan dan gas dari HPCC masuk ke reaktor melalui 2 line yang terpisah yaitu line gas (20%) dan cair (80%) untuk menjamin umpan ke reaktor stabil. Komposisi kondensasi ini diatur oleh tekanan di dalam Steam drum (2-V-904A/B) sekitar 3,5 - 4,5 kg/cm2 (2-PIC-902), dimana apabila tekanan di dalam Steam drum terlalu tinggi, maka gas yang terkondensasi terlalu banyak, sehingga panas yang dibutuhkan untuk reaksi pembentukan urea terlalu rendah yang mengakibatkan konversi menjadi turun. 82

Pada kedua aliran ini memiliki temperatur sekitar 169 oC (2-TR-219). Sebagian gas ini akan terkondensasi membentuk karbamat, panas yang dihasilkan dimanfaatkan untuk reaksi pembentukan urea dan menaikan temperatur zat-zat yang ada dalam reaktor. Reaksi yang terjadi didalam reaktor adalah sebagai berikut: 2NH3 + CO2  NH2COONH4

; ∆H = -28,5 kcal/mol ................................ (3.55)

NH2COONH4  NH2CONH2 + H2O ; ∆H = 3 - 6 kcal/mol ................................. (3.56) Reaksi pembentukan urea bersifat endotermis maka semakin tinggi temperatur konversi akan naik. Dalam hal ini perlu dijaga temperatur yang optimum, karena temperatur yang sangat tinggi akan mengakibatkan peruraian karbamat menjadi reaktan sehingga terjadi penurunan konversi. Agar terjadi reaksi kesetimbangan urea yang endotermis diperlukan panas yang diperoleh dari pembentukan carbamate dan waktu tinggal tertentu. Waktu tinggal yang diperlukan ini diperoleh dengan memakai volume reaktor yang cukup besar. Reaktor didesain dengan dilengkapi 10 buah sieve tray dan jumlah lubang yang makin keatas makin sedikit. Sieve tray ini juga untuk mencegah back mixing. Di dalam reaktor sekitar 60% CO2 diubah menjadi urea. Campuran hasil reaksi yang terjadi di dalam reaktor mengalir melalui line over flow ke HP Stripper (2-E-201) pada temperatur 183oC. Line overflow ini dirancang sedemikian sehingga terdapat satu liquid seal diantara reaktor dan HP stripper. Dengan adanya seal ini dan level reaktor dijaga minimal 1 meter di atas corong line overflow, maka tidak akan terjadi reverse flow gas– gas dari HP stripper sehingga menjamin kestabilan operasi. Level dalam reaktor dikontrol dengan menggunakan sebuah valve manual pada line overflow reaktor di dekat HP Stripper. Gas yang tidak terkonversi di reaktor dialirkan menuju HP scrubber (2-E203) bersama dengan kondensasi karbamat dari LPCC untuk dipisahkan antara inert dan gas proses (CO2 dan NH3).

83

Sistem Pengontrolan Proses Reaktor 1. Temperatur top reaktor dijaga 180 - 183 oC. Temperatur di dalam top reaktor terlalu rendah disebabkan oleh: a. Tekanan operasi lebih rendah dari yang diperlukan. b. Kesalahan ratio NH3/CO2. c. Derajat kondensasi di dalam HPCC salah. Temperatur top reaktor juga bisa memberikan indikasi yang baik untuk memperkirakan komposisi gas. Jika temperatur top reaktor 180 - 183 oC, maka kandungan inert pada outlet reaktor akan sekitar 6 - 8% volume. 2. Tekanan dijaga 2-PIC-102 = 144 – 148 kg/cm2 (tergantung rate produksi). 3. Level reaktor dijaga minimal 1 meter di atas corong line overflow, maka tidak akan terjadi reverse flow gas–gas dari HP stripper sehingga menjamin kestabilan operasi. Level dalam reaktor dikontrol dengan menggunakan sebuah valve manual pada line overflow reaktor di dekat HP Stripper. Peristiwa ini dinamakan reversed carbon dioxida flow. Penyimpangan aliran ini bisa dikarenakan: a. Tidak ada/hilangnya liquid seal didalam overflow reaktor. b. Tahanan melalui raktor dan HPCC lebih besar daripada tahanan melalui seal yang disebabkan karena pengontrol level mengalami kebocoran. c. Level di dalam reaktor terlalu rendah (turun sampai di bawah funnel overflow). C. High Pressure Stripper Campuran hasil reaksi dari reaktor masuk ke HP Stripper melalui line over flow yang dirancang sedemikian sehingga dapat dibentuk liquid level seal diantara reaktor dan HP Stripper, tujuannya adalah menghindari reverse flow campuran gas dari 2-E-201. Temperatur masuk stripper 182 oC, gas CO2 dilewatkan secara berlawanan arah, sedang larutan urea dengan konsentrasi 30 - 37% dilewatkan dari bagian atas. Campuran larutan masuk dari bagian atas 2-E-201 kemudian didistribusikan ke tubetube oleh liquid devider yang mempunyai empat lubang dan dipanaskan oleh steam jenuh dari HP Steam drum (2-V-905) di -nya (berasal dari Steam 20 kg/cm2), sehingga karbamat akan terdekomposisi/terurai menjadi gas NH3 dan CO2. Larutan carbamate dan gas yang terlarut dari reaktor ini akan berkontak dengan gas CO 2 dari bagian bawah tube-tube secara counter current menyebabkan tekanan parsiil NH3 akan turun sehingga 84

akan menambah laju peruraian menjadi gas NH3 dan CO2 yang selanjutnya dikembalikan ke HPCC. Kondisi proses : a. b. c. d. e. f. g.

Temperatur Outlet Temperatur CO2 Tube side side Luas kontak panas Konsentrasi NH3/CO2/Urea out Effisiensi Stripping

: 167 – 187 oC : 145 oC : larutan carbamate, NH3, larutan urea, dan CO2 : Condensate dan steam saturated : 2134,8 m2 : 7,8/10,1/55%wt : 85,2%

Dapat dikatakan fungsi CO2 stripping adalah: 1. Sebagai gas carrier (oksigen) untuk passivasi peralatan unit sintesa. 2. Membawa reaktan yang tidak terkonversi kembali ke HPCC. 3. Mendinginkan larutan dari bottom HP Stripper, sehingga mengurangi laju pembentukan biuret dan hidrolisis urea. 4. Menurunkan tekanan parsial NH3 di dalam larutan dari reaktor sehingga membantu penguraian sebagian besar karbamat (menaikkan tingkat penguraian karbamat). Larutan keluar dari HP Stripper temperaturnya 165 oC menuju Rectifying Column. Komposisi urea keluar HP Stripper sekitar 59%. Level larutan dikontrol oleh LV-203 yang juga berfungsi untuk menurunkan tekanan dari 144,7 menjadi 3,2 kg/cm 2G. Yang harus dijaga dari HP stripper adalah suhu, agar tidak terbentuk biuret. Mekanisme kontak dalam HP Stripper yaitu cairan yang turun melalui dinding tube, membentuk lapisan film dan di bagian tengah tube merupakan gas CO2 yang dikontakkan secara counter current. Suhu CO2 adalah 145 oC, suhu larutan turun di dinding tube bagian atas adalah 183 oC, sehingga selama larutan yang turun terjadi penurunan suhu larutan dari 183 menjadi 165 oC. Sistem Pengontrolan Proses HP Stripper 1. Tekanan steam di dalam HP stripper harus dikontrol (20 - 23 kg/cm2)sehingga effisiensi stripping optimum. Jika tekanan terlalu rendah akan mengakibatkan panas yang disupplay terlalu rendah, sehingga proses stripping tidak optimum.Hal ini akan 85

mengakibatkan outlet bottom HP stripper terlalu banyak mengandung NH3 dan CO2 yang berada di dalam cairan sebagai carbamat, sehingga beban unit resirkulasi akan berlebih (overload). Jika tekanan Steam terlalu tinggi, maka bahaya korosi meningkat. 2. Temperatur larutan urea yang keluar dari HP Stripper dijaga pada 165 – 169 °C (2TR-216) dan temperatur gas sebesar 187 oC (2-TR-218). Kenaikan temperatur bisa cepat atau lambat. Kenaikan yang cepat terjadi bila level di dalam bottom stripper terlalu tinggi yang berakibat efisiensi stripping turun. Kenaikan temperatur yang lambat (beberapa jam/hari) dapat terjadi karena beberapa sebab. Jika kenaikan lebih dari 5 oC di atas harga normal, maka harus diperiksa: a. Rasio H2O/urea. Setiap kenaikan 0,1 dari rasio ini akan membuat temperatur larutan pada outlet HP Stripper naik 2 oC di atas normal. b. Level di dalam HP Stripper. Jika level di dalam bagian bottom naik sedemikian tinggi sehingga cairan masuk ke dalam tube, sebagian suplai CO2 ke dalam tube bisa tertahan. c. Tekanan unit sintesa naik.

3. Level di bagian bottom HP stripper dijaga serendah mungkin. Level yang tinggi akan menaikkan waktu tinggal larutan, sehingga menaikkan pembentukan biuret dan reaksi hidrolisa. Selain itu apabila level di dalam bagian bottom naik sedemikian tinggi sehingga cairan sampai masuk ke dalam tube, maka suplai CO2 ke dalam tube bisa tertahan sehingga tube tidak banyak menerima oksigen (menjaga passivasi layer) yang dapat mengakibatkan tube terkorosi. Jika level terlalu rendah, maka dapat terjadi CO2 slipping, yaitu CO2 megalir melalui bagian bawah HP Stripper menuju ke unit resirkulasi tanpa melalui HPCC. Hal ini dapat diketahui dari tekanan resirkulasi yang naik dengan cepat. D. High Presuure Scrubber HP Scrubber merupakan salah satu alat utama dalam unit sintesa urea yang berfungsi untuk mengkondensasikan NH3 dan CO2 yang tidak terkonversi di reaktor.

HP

Scrubber terdiri dari 3 bagian, yaitu: 1. Sebuah bola pelindung (blanketing sphere), dimana gas dari hasil atas reaktor dilewatkan. 86

2. Bagian penukar panas, yang dilengkapi dengan sebuah down comer pada pusatnya untuk melewatkan cairan yang masih mengandung gas mengalir turun. Distributor gas dipasang pada bottom. 3. Bagian pembersih (scrubbing), dimana gas-gas yang tinggal di-scrub dengan larutan karbamat encer dan hampir semua NH3 dan CO2 dikondensasikan. Kondisi proses : a. b. c. d. e.

Pressure Temperatur gas in/out Temperatur liquid out Temperatur CCW in/out Side Tube side f. Luas kontak panas

: 144 bar : 179,5/133,5 oC : 166,5 oC : 118/134 oC : CCW : CO2 , amonia , larutan carbamate dan inert : 169,6 m2

Fase gas dari reaktor yang mengandung NH3, CO2, dan inert dikirim ke HP Scrubber untuk dikondensasikan. Panas kondensasi NH3 dan CO2, sekitar 120 oC diambil oleh Circulating Cooling Water dan sebagian lagi untuk memanasi larutan karbamat encer dengan temperatur 80 - 85 oC dan tekanan 165 kg/cm2 (2-PIC-305/306), yang masuk dari LP Carbamat Condenser (2-E-303) pada unit resirkulasi. Pada kondisi normal, temperatur gas masuk ke HP Scrubber adalah 180 – 183 oC (2-TR-208). Kenaikan temperatur CCW 7 – 10 oC tergantung beban panas pada HP Scrubber, dimana hal ini tergantung pada jumlah inert di dalam umpan CO2. Sehingga temperatur CCW keluar 132 oC (2-TR-206). Flow CCW sebesar 400m3/jam (2-FI-204). Gas inert dari HP Scrubber yang mengandung sedikit NH3 dan CO2 di venting ke atmosfir melalui inert vent (2-X-801) dengan temperatur sekitar 100 - 110 oC (2-TR213). Temperatur yang tinggi menunjukkan banyak NH3 dan CO2 yang terbuang bersama-sama inert. Larutan karbamat dari HP Scrubber overflow ke HP Ejector (2-J201) kemudian dibawa oleh NH3 cair ke HPCC. Temperatur overflow karbamat ke HP ejector 165 oC (2-TR-215) dan tekanan 142 kg/cm2 (2-PI-204). NH3 cair dari 2-E-104 A/B akan bertemu dengan larutan karbamat dari HP Scrubber di HP Ejector (2-J-201) untuk kemudian bersama-sama masuk ke HPCC pada temperatur 87

125oC (2-TR-214). NH3 cair masuk ke HP Ejector pada tekanan 161 kg/cm2 (2-PR-207) dan temperatur 80 oC (2-TIC-109). Gas NH3 dan CO2 dan sedikit uap air dari reaktor masuk ke bola pelindung (blangketing sphere) dan memenuhi ruangan tersebut kemudian didistribusikan bersama dengan karbamat encer dari LPCC ke bagian bawah scrubber untuk dikondensasikan. Campuran gas/cair naik masuk ke tube-tube alat penukar panas. Dengan cara ini sirkulasi bisa efektif dan menaikkan effisiensi perpindahan panas. Disini sebagian besar gas dari reaktor terkondensasikan. Di dalam bagian scrubbing, komposisi dari gas-gas inert dengan sedikit NH3 dan CO2 bisa berada dalam batas-batas peledakan. Jika terdapat bahan-bahan yang mudah terbakar/menyala, tekanan dari campuran yang terbakar ini akan memecahkan bagian scrubbing di dalam bola pelindung. Kenaikan tekanan ini akan menjadi kecil dan tidak akan terjadi kerusakan yang berat dalam HP srubber. Indikasi faillure di dalam HP scrubber ini terdeteksinya dengan adanya kenaikan tekanan dan beda temperatur antara inlet-outlet dari CCW HP Scrubber adalah nol. Sistem pengontrolan proses HP Scrubber dengan cara temperatur larutan outlet HP Scrubber (2-TR-215) dijaga 165 – 171 °C , dihisap HP Ejector 2-J-201 dan bersama dengan umpan amonia masuk HPCC.

3.3.4 Unit Resirkulasi Pada unit resirkulasi ini produk urea dimurnikan. Prinsip pemurniannya adalah dengan menguraikan karbamat menjadi NH3 dan CO2 dengan menggunakan ekspansi panas yang berasal dari larutan itu sendiri dan Steam. NH3 dan CO2 akan dikondensasikan menjadi karbamat yang kemudian dikirim ke unit sintesa untuk dijadikan produk. Urea yang telah dihilangkan kandungan karbamatnya ditampung dalam tangki kemudian di proses di unit selanjutnya.

88

Gambar 3.18 Uraian Proses pada Unit Resirkulasi

Ciri utama LP Section / resirkulasi stamicarbon antara lain : 1. 2. 3. 4.

Terdapat penambahan amonia fresh di LPCC N/C rasio dalam LPCC 2,2 – 2,3 Larutan urea keluaran LP section 75%wt Carbamate dipompakan dari LP section langsung ke HP synthesis section

Peralatan utama yang digunakan di unit resirkulasi adalah sebagai berikut: A. Rectifying Column (2-C-302) dan Flash tank (2-S-304) Larutan urea yang masih terdapat gas proses dan reaktan didalamnya diambil dengan menggunakan Rectifying Column. Untuk memperluas permukaan kontak, rectifying column diisi dengan pall ring. Sebelum masuk ke dalam rectfying column larutan dengan konsentrasi 59,5% diekspansi dari 145 kg/cm2G menjadi 4,2 kg/cm2G (2-PI302), sehingga sebagian karbamat akan terurai menjadi NH 3 dan CO2. Panas penguraian ini diambil dari larutan itu sendiri sehingga temperaturnya turun dari 165 0C (2-TR-216) menjadi 120 0C (2-TI-304). Campuran larutan dari HP Stripper kemudian dispray ke packed bed dari bagian atas rectifying column. Gas akan keluar dari bagian atas kolom pada temperatur 119,7 oC (289

TI-303) sedangkan cairan akan turun dan dipanaskan di heater recirculation (2-E-302) dari temperatur 122 oC (2-TI-305) menjadi 138 oC (2-TIC-301) dengan menggunakan LP steam 3,2 K sehingga karbamat yang ada akan terurai kembali. Temperatur outlet liquid rectifying column ini diatur oleh tekanan LP Steam 3,2 K (2-PIC-301). Campuran larutan gas ini keluar dari heater menuju ke separator resirkulasi (2-S-303) dimana gas dan cairan akan dipisahkan. Larutan urea akan mengalir dari bagian bawah separator resirkulasi menuju flash tank (2-S-304) untuk dipisahkan sebagian gasnya dengan cara menurunkan tekanannya menjadi 0,4 kg/cm2G sehingga temperaturnya menjadi 87 oC, sedangkan konsentrasi urea naik menjadi 75%.Dari flash tank larutan mengalir ke tangki urea (2-T-302). Gas yang keluar dari bagian atas separator dengan suhu sekitar 138 oC mengalir melalui packed bed berisi pall ring dan kontak dengan larutan urea yang lebih dingin, sehingga gas proses terbawa ke atas dan keluar dari kolom dengan suhu 119,7 oC (2-TI-303). Sistem Pengontrolan Proses Rectifying Column dan Flash tank 1. Tekanan operasi normal di dalam rectifying column adalah 4,2 kg/cm2. Apabila tekanan terlalu tinggi bisa disebabkan karena: a. Level di dalam HP Stripper terlalu rendah yang menyebabkan CO2 slip ke resirkulasi. b. Terlalu sedikit supply air ke LPCC, sehingga larutan menjadi jenuh sebelum semua amonia dan CO2 dikondensasikan . c. Temperatur CCW yang masuk ke LPCC terlalu rendah yang menyebabkan kristalisasi lokal pada tube air pendingin, sehingga panas hasil pembentukan karbamat tidak terambil dan mengakibatkan kondensasi tidak terjadi. d. Kesalahan rasio NH3/CO2 akan menghalangin kondensasi yang optimum. e. Efisiensi stripping di HP Stripper terlalu rendah yang berarti terlalu banyak NH3 dan CO2 di dalam cairan dan beban unit resirkulasi akan berlebih. Tekanan di unit resirkulasi dijaga tidak turun terlalu rendah sehingga air yang dimasukkan ke LPCC akan menjadi sangat banyak sehingga akan merugikan efisiensi konversi. 90

2. Temperatur outlet liquid rectifying column ini dijaga antara 130 - 140 oC. Jika temperatur berada di bawah batasan tersebut, maka terlalu banyak NH 3 yang tertinggal di dalam larutan yang akan dikirim ke flash tank. Temperatur yang terlalu tinggi dapat mengakibatkan terbentuknya biuret. Temperatur yang terlalu rendah dapat disebabkan oleh effisiensi stripping yang terlalu rendah, sehingga beban dan kapasitas heater resirkulasi berlebih. Selain itu dapat disebabkan juga oleh tekanan steam pada heater resirkulasi terlalu rendah. 3. Tekanan di dalam flash tank akan mengatur temperatur di dalam tangki larutan urea. Temperatur larutan urea dari flash tank harus diantara 85 – 90 oC (2-TR-313). Jika temperatur terlalu rendah, akan berakibat terjadi kristalisasi di dalam tangki larutan urea (2-T-302). Jika temperatur terlalu tinggi, maka terlalu banyak biuret yang akan terbentuk dan juga menyebabkan vapour locking pada pompa larutan urea (2-P303A/B). B. Low Pressure Carbamate Condenser (2-E-303) dan Level Tank (2-V-301) LPCC (2-E-303) berfungsi untuk mengkondensasikan gas-gas yang keluar dari bagian atas rectifying column dengan menggunakan cooling water yang dipompa oleh circulation water pump (2-P-306A/B). Larutan karbamat yang terbentuk pada temperatur 82 oC (2-TR-310) secara over flow menuju level tank (2-V-301) dan selanjutnya dipompakan dengan pompa karbamat untuk kembali ke unit sintesa. Larutan ini dikirim ke HP Scrubber (2-E-203), melalui pompa karbamat (2-P-301 A/B). Gas yang tidak terkondensasi diserap di LP Absorber (2-C-305) dengan memakai proses kondensat. Sehingga semua gas akan diserap oleh proses kondensat dan cairannya akan kembali ke tangki proses kondensat. Pengendalian Proses LPCC dan Level Tank 1. Tekanan di level tank dijaga 3,3 kg/cm2 oleh 2-PIC-304 dengan mengatur bukaan aliran flow CCW outlet LPCC. 2. Temperatur di level tank, dijaga oleh temperatur CCW inlet LPCC sebesar 60 oC (2-TIC-302). 91

3. Larutan carbamat solution di 2-V-301 dijaga sbb: Tabel 3.13 Kandungan Larutan Karbamat pada 2-V-301 Komponen Amonia CO2 N/C

Kisaran 29 – 33% 35– 42% -

Design 30,5% 38,4% 2,06

C. Low Pressure Absorber (2-C-305) Digunakan untuk mengkontakan gas-gas proses dengan kondensat proses. Dengan demikian gas proses yang masih terkandung dalam kondensat akan terserap sehingga dapat dimanfaatkan lagi untuk pembentukan urea. D. Urea Solution Tank (2-T-302) Sebagai penampung produk urea dengan kemurnian 75%. Tangki ini dibagi dua yaitu big compartment tank untuk menyimpan kelebihan (over flow) dansmall compartment tank. Dalam keadaan normal, big compartment tank dalam keadaan level minimum, sedangkan small compartment tank dijaga levelnya sekitar 15%. Hal ini dimaksudkan agar biuret tidak terbentuk. Tangki beroperasi dengan tekanan atmosferik, temperatur2-TI-307 dan 2-TI-308 = 80 – 90 °C dan komposisi dijaga: Tabel 3.14 Komposisi Larutan Urea Pada Tangki Komponen Urea Amonia CO2 Biuret

Kisaran 72 – 78% 0,4 – 0,8% 0,2 – 0,7% max 0,6%

Design 75,0% 0,6% 0,2% 0,4%

3.3.5 Unit Evaporasi Pada tahap ini larutan urea dengan konsentrasi masih 75% dari tahap sirkulasi dinaikkan konsentrasinya menjadi 99,7% (Urea Melt), kemudian urea melt tersebut dibuat menjadi berbentuk prill . Pemekatan larutan urea dari tangki larutan urea menjadi urea melt dilaksanakan di dalam evaporator dua tingkat. Sementara itu, pengubahan urea dari

92

bentuk melt ke bentuk prill dilaksanakan di dalam prilling tower. Selanjutnya urea dalam bentuk prill dikirim ke bagian penyimpanan dan siap untuk dijual. Peralatan utama yang digunakan di unit evaporasi adalah sebagai berikut: 1. 1st Stage Evaporator (2-E-401 A/B) Fungsi

: untuk menaikkan konsentrasi urea sampai 95% pada temperatur 130 0C dan tekanan -0,693 kg/cm2.

Tipe Surface Area

: Fix : 475,4 m2

2. 2nd Stage Evaporator (2-E-402) Fungsi

: untuk menaikkan konsentrasi urea sampai 99,7% pada temperatur 140 oC dan tekanan -0,99 kg/cm2.

Tipe

: Fix

Surface Area

: 56 m2

3. Amonia Water Tank (2-T-703) Fungsi

: sebagai tempat menampung uap air dari evaporator untuk proses kondensat

Tipe

: Cone roof

Temperatur

: 80 oC

4. Urea Melt Pump (2-P-401 A/B) Tipe

: Reciprocating

Kapasitas

: 68 m3/jam

Tekanan

: 11,994 kg/cm2G

Head

: 98 m

93

Gambar 3.19 Uraian Proses pada Unit Evaporasi

Dalam Unit Evaporasi ini larutan urea dengan konsentrasi 75% menjadi 99,7% dalam dua tahap evaporasi yaitu evaporator tingkat I (2-S-401) dan evaporator tingkat II (2-S402) yang masing-masing dilengkapi dengan pemanas dan penurunan tekanan dengan bantuan ejector. Sistem vakum pada evaporator tingkat I dilakukan oleh ejector 2-J-702 sedangkan pada evaporator tingkat II sistem vakum terdiri dari booster(2-J-703), kondenser-kondenser tingkat 2 (2-E-703 dan 2-E-704) serta ejector 2-J-704 dan 2-J705. Pemekatan urea menggunakan evaporasi dua tahap untuk menghindari terjadinya solidifikasi di evaporator.

94

Jika dilakukan evaporasi dengan menggunakan satu evaporator (A-B’), maka akan masuk kedalam kurva solidifikasi sehingga urea akan terkristalisasi sebelum masuk prilling tower. Pemekatan dengan dua tahap dilakukan dengan menaikkan temperatur pada tekanan tetap (A-C) kemudian dilakukan penurunan tekanan (C-D) sehingga diperoleh urea melt dengan konsentrasi 99,7%.

A. First Stage Evaporator Larutan urea dipompakan ke bagian bawah evaporator tingkat I untuk memanfaatkan panas CCW dari HP Scrubber melalui Tangki Larutan Urea, kemudian dipanaskan dengan LP steam hingga suhunya menjadi 130 oC (2-TIC-401). Konsentrasi larutan pada tahap ini akan naik menjadi 95% dengan temperatur 125-130 oC dan tekanan 0,30,35 kg/cm2A (2-PR-701). Tekanan dan temperatur dijaga supaya tidak terjadi pengkristalan urea (tekanan atau temperatur rendah) dan pembentukan biuret (tekanan atau temeperatur tinggi). Uapnya dikondensasikan di dalam condensor evaporator tingkat I (2-E-702) sedangkan liquidnya secara over flow mengalir ke evaporator tingkat II. Sistem Pengontrolan Proses First stage Evaporator 1. Tekanan normal operasi adalah 0,30 – 0,35 Kg/cm2A (2-PR-701). Jika tekanan naik melebihi batas, maka terlalu sedikit air yang teruapkan sehingga konsentrasi inlet evaporator tingkat II akan lebih rendah dari 95%. Akibatnya beban evaporator tingkat II akan overload. Jika tekanan terlalu rendah, air yang teruapkan terlalu 95

banyak, berarti konsentrasi menjadi terlalu tinggi dan line bisa buntu karena kristalisasi. 2. Temperatur 2-TIC-401 dijaga 130 – 137 °C . B. Second Stage Evaporator Pada evaporator tingkat II, konsentrasi larutan urea ditingkatkan menjadi 99,7% dengan suhu 138 – 140 oC (2-TIC-402) dengan menggunakan Steam 9 kg/cm2 dan tekanan 0,034 kg/cm2A (2-PR-404). Di dalam separator evaporator tingkat II, fase uap dan liquid dipisahkan. Uapnya dikirim ke condensor evaporator tingkat II (2-S-402) dengan booster (2-J-703) untuk dikondensasikan kemudian kondensat dikirim ke amonia water tank (2-T-703). Urea melt dengan konsentrasi 99,7% dipompa menuju prilling bucket (2-G-602) pada menara pembutir (prilling tower) 2-G-601 dengan pompaurea melt (2-P-401 A/B). Temperatur urea melt dijaga pada temperatur 140 oC, dengan menggunakan steam jacket 2,6 kg/cm2 (2-PIC-915) guna menghindari kristalisasi. Pengendalian Proses Second stage Evaporator 1. Tekanan normal operasi harus dibawah 0,034 kg/cm2A (2-PR-404) untuk menaikkan konsentrasi di dalam produk akhir sampai 99,7% berat. Jika tekanan naik melebihi batas, maka terlalu sedikit air yang teruapkan melt akan mempunyai kandungan air yang terlalu banyak. Jika tekanan terlalu rendah, dapat menaikkan jumlah urea yang meluap (carry over) 2. Temperatur 2-TIC-402 dijaga 138 – 140 °C . Urea akan mengkristal pada temperatur 132,6 oC dan pada temperatur lebih dari 140 oC, pembentukan biuret akan tinggi. Oleh karena itu, line melt di antara evaporator tingkat II dan prilling tower dilengkapin dengan steam jacket 2,6 kg/cm2.

3.3.6 Unit Prilling dan Finishing 96

Tahap ini merupakan perlakuan akhir terhadap urea melt adalah pembutiran pada menara pembutir. Peralatan utama yang digunakan di unit prilling dan finishing adalah sebagai berikut: 1. Prilling Tower (2-G-601) Fungsi

: untuk mengubah urea melt dari evaporator menjadi urea prill.

2. Prilling Bucket (2-G-602) Fungsi

: untuk mengalirkan urea melt ke bawah menara melalui lubanglubang kecil dengan gaya centrifugal.

3. Scraper (2-B-604) Fungsi

: untuk mengumpulkan urea prill di tengah menara pembutir dan dialirkan menuju Fluid Bed Cooler.

4. Fluid Bed Cooler (2-X-611) Fungsi

: untuk mendinginkan urea prill sampai 50 oC dan dipisahkan dari debu-debu urea yang ada dengan udara kering.

Tipe

: Fluid bed

Kapasitas

: 87 ton/jam

97

Gambar 3.20 Uraian Proses pada Unit Prilling dan Finishing

Perlakuan akhir terhadap urea melt adalah pembutiran pada prilling tower (2-G-601). Urea melt dengan konsentrasi 99,7% dan temperatur 140 oC dimasukkan ke prilling bucket (2-G-602) pada prilling tower. Prilling bucket berbentuk kerucut dan mempunyai lubang – lubang kecil, dan diputar dengan putaran 250 – 300 rpm (2-SI602) disesuaikan dengan ukuran partikel yang dikehendaki, karena gaya centrifugal maka urea melt akan terdistribusi dalam bentuk butir–butir (droplet) secara merata ke seluruh penampang melintang dari menara pembutir. Selama jatuh droplet tersebut berkontak dengan debu–debu urea yang berfungsi sebagai seed atau inti dan udara yang dihisap dari bagian bawah menara oleh ID Fan (2-K-603 A/B/C/D), dengan demikian droplet tersebut akan mengeras membentuk prill yang homogen, karena panas kristalisasinya diserap oleh udara yang masuk pada bagian bawah menara hingga suhunya turun hingga 60 oC (2-THI-627). Urea prill yang terkumpul di dasar–dasar menara, dimasukkan ke parit oleh scrapper (2-B-604) lalu menuju fluid bed cooler (2-X-611) dan belt conveyor (2-L-601).FBC (Fluid Bed Cooler) adalah unit yang berfungsi untuk menurunkan temperatur urea prill menjadi 45 oC dan memisahkan debu–debu urea dengan menggunakan hembusan udara kering. Udara kering didapatkan dari udara di atmosfir yang diserap oleh blower (2-K-611) dan dihembuskan ke dalam FBC. Sebelum dipergunakan, udara atmosfir tersebut didinginkan dahulu di FBC Air Chiller (2-E-611), dengan menggunakan amonia cair, agar uap air yang terkandung di dalam udara tersebut dapat terkondensasi. Kemudian udara tersebut dipanaskan dengan menggunakan Steam pada FBC Air Heater (2-E-612) sehingga udara kering yang dipergunakan temperaturnya sekitar 23 oC (2-TT-621). Debu urea dari FBC dihisap oleh FBC Exhaust Fan (2-K-612) melalui cyclone (2-S612). Pada cyclone ini debu urea terpisahkan, partikel yang berukuran lebih besar akan turun ke dust desolving drum (2-V-603), sedangkan partikel yang berukuran kecil, dikembalikan ke prilling tower (2-G-601) sebagai seeding. Dalam dust desolving drum ini urea tersebut dicampur dengan urea segar dari urea solution tank (2-T-302) melalui 98

pompa 2-P-303 A/B dan kemudian dikirim ke urea solution tank. Dengan FBC ini urea yang dikirim ke gudang penyimpanan mempunyai kadar debu yang lebih rendah dan temperaturnya sekitar 45 0C. Pengendalian Proses Unit Finishing 1. Prilling tower berfungsi untuk membutirkan urea dengan pendingin udara. Sebelum dibutirkan urea diinjeksi dengan larutan Urea Formaldehyd Consentrate (UFC) untuk menambah kekuatannya. Urea produk dijaga sesuai standar yaitu :

99

Tabel 3.15 Standar Baku Mutu Produk Urea Variabel Rate Total Nitrogen Biuret Kadar air Kadar Besi NH3 free Temperatur Ukuran butiran Size no. 6 Ukuran butiran Size no.18 Ukuran butiran Size no.35 Crushing strength Kadar UF (HCHO)

Design 100% Min. 46,3% Max. 1,0% Max. 0,5% Max. 1,0ppm Max. 150 35 – 55 °C 0% Min. 95 % Min 18 Kg/cm2 0,0 – 0,35 % (coated)

2. FBC berfungsi mendinginkan urea prill dari prilling tower dari temperatur 60 °C menjadi 40 – 50 °C dikontrol oleh 2-TIC-621 dengan mengatur flow steam inlet 2E-612 dan memisahkan debu urea yang terbawa oleh produk dan dikembalikan ke prilling tower sebagai seeding.

3.3.7 Unit Waste Water Treatment (WWT) Unit ini berfungsi untuk mengolah kembali proses kondensat dari unit kondensasi untuk mendapatkan kembali reaktan NH3 dan CO2, selain itu juga mencegah pencemaran lingkungan. Pengolahan air buangan ini dilakukan dalam 4 langkah yaitu: 1. NH3 dan CO2 serta yang terkandung dalam proses kondensat didesorp (dilepas) dengan proses stripping menggunakan uap panas pada desorber tingkat 1. 2. Urea yang terkandung dalam proses kondensate diuraikan menjadi karbamat, NH 3, dan CO2 dengan proses hidrolisa menggunakan uap panas di hidroliser. 3. Karbamat, NH3, dan CO2 hasil dari hidroliser dilepas kembali di desober tingkat 2 dengan menggunakan uap panas. 4. Campuran gas dan uap air keluaran dari desorber tingkat 1 dikondensasikan pada reflux condenser dengan menggunakan cooling water. Selanjutnya larutan yang terjadi (karbamat encer) dikirim ke unit resirkulasi. 100

Reaksi yang terjadi di unit ini adalah: 1. Reaksi penguraian karbamat NH2COONH4  2NH3 + CO2 ; – Q .................................................................. (3.57) 2. Reaksi hidrolisa urea NH2CONH2 + H2O  NH2COONH4 ; + Q ....................................................... (3.58) Adapun peralatan yang digunakan dalam tahap ini, antara lain: 1. Amonia Water Tank (2-T-703) Fungsi : untuk menampung semua proses kondensat dari Condenser Evaporator yang masih mengandung NH3, CO2 dan urea. Tipe : Cone roof Tekanan : +100 – 50 mmH2O Temperatur : 80 0C 2. Desorption Column I (2-C-801) Fungsi

: untuk menurunkan kandungan NH3 dengan jalan pengontakan antara kondensat dengan uap panas dari Desorber II dan hydrolizer sehingga temperatur naik sampai 137 oC dan tekanan 2,8 kg/cm2.

Tipe

: Sieve tray

Tekanan

: 5 kg/cm2G

Temperatur

: 187 0C

3. Desorption Column II (2-C-802) Fungsi : untuk melucuti gas–gas dari 2-T-703 dengan cara memanaskan larutan dari desorber I dengan larutan dari hidroliser sehingga temperatur larutan hidroliser ini turun sampai 148 oC dan mengontakkan dengan Steam 3,2 K. Tipe : Sieve tray Tekanan : 5 kg/cm2G Temperatur : 187 0C 4. Hydrolizer (2-C-803) Fungsi

: untuk menghidrolisa proses kondensat dari desorber I dengan cara

memanaskan

menggunakan

kondensat

dari

desorber

I

dengan

Steam 20K sebagai pemanas sehingga

temperaturnya naik sampai 180 oC. Tipe

: Sieve tray 101

Tekanan

: 17 kg/cm2G

Temperatur

: 200 0C

5. Reflux Condenser (2-E-804) Adalah alat untuk menkondensasikan off-gas dari desorber yang nantinya akan dikembalikan ke unit resirkulasi. Semua proses kondensat yang berasal dari condenser evaporator yang mengandung NH3, CO2, dan urea dikumpulkan dan ditampung di Amonia Tank (2-T-703), sedangkan semua gas-gas yang di vent dari beberapa tempat (diabsorb) di dalam LP Absorber (2-C305) untuk diambil sisa NH3 nya. Karbamat encer yang di dapat pada reflux condenser (2-E-804) dikembalikan ke resirkulasi melalui pompa reflux (2-P-802). Sedangkan air buangan meninggalkan waste water cooler (2-E-801) dibuang ke sewer. Amonia Water Tank dibagi menjadi 3 bagian, yaitu 1 bagian yang besar dan 2 bagian yang kecil. Kondensat dari condenser pertama evaporator tingkat 2 (2-E-703) dimasukkan kedalam bagian kecil yang pertama, karena kondensat dengan kandungan urea yang tinggi ini terutama dipakai di LPCC (2-E-303). Pompa proses kondensat (2-P707) mengalirkan kondensat yang diperlukan ke LPCC melalui 2-FIC-309. Line proses kondensat ini juga dihubungkan ke evaporasi untuk flushing sekat-sekat dan booster. Kondensat dari 2 kondenser lainnya 2-E-702 dan 2-E-704 dimasukkan ke bagian kecil kedua. Dari bagian kecil yang kedua ini proses kondensat dipakai untuk sirkulasi ke LP Absorber 2-C-305 melalui Absorber Feed Cooler 2-E-308 dengan memakai pompa umpan absorber 2-P-704. Aliran yang diperlukan dapat diatur dengan 2-FIC-702. Dari bagian kecil tangki ini, proses kondensat juga dikirim ke desorber tingkat 1, 2-C-801, 2F715 dengan memakai pompa umpan desorber 2-P-703. Sebagian tambahan draindrain dari beberapa tempat di dalam pabrik dihubungkan ke bagian besar tangki. Kelebihan proses kondensat dari bagian yang besar ini mengalir ke salah satu bagian yang kecil melalui sebuah lubang pada penyekat (baffles). Bagian yang besar mempunyai indikasi level 2-LI-701. Umpan ke desorber tingkat 1 (2-C-801) dimasukkan melalui desorber heat exchanger dengan 2-FIC-801. Di dalam desorber heat exchanger (2-E-802), temperatur proses kondensat dinaikkan dari sekitar 59 oC menjadi sekitar 112 oC. 102

Di dalam 2-C-801 memiliki 15 trays, cairan yang mengalir turun dipanasi sampai 137 o

C pada tekanan sekitar 3,8kg/cm2 dengan uap yang mengalir naik dari desorber tingkat

2 ke desorber tingkat 1, cairan yang masih mengandung sejumlah umpan hydrolizer melalui hydrolizer heat exchanger (2-E-803). Di dalam alat penukar panas ini umpan ke hydrolizer dipanasi sampai sekitar 180 oC (2-TI-814) oleh cairan yang keluar dari hydrolizer. Temperatur hydrolizer dinaikkan dengan supply HP.Steam. 2-TIC-809 mengatur setting dari pengontrol aliran 2-FIC-809. Di dalam hydrolizer dipasang 19 trays dengan lubanglubang untung memperoleh kontak yang baik antara proses kondensat dan Steam. Selama tinggal lebih dari 1 jam, urea terurai menjadi NH 3 dan CO2. Gas-gas yang mencapai bagian atas dialirkan ke desorber tingkat 1 melalui 2-PIC-804 dan tekanan dikontrol pada 16 kg/cm2. Cairan dialirkan dari bagian bawah ke bagian atas desorber tingkat 2 (2-C-802) melalui hydrolizer heat exchanger (2-E-803) dengan memakai 2LIC-806. Di dalam alat penukar panas ini temperatur turun sampai 148 oC. Dalam desorber tingkat 2 dengan 21 sieve trays terjadi kontan antara cairan yang mengalir turun dengan Steam yang naik, sehingga menurunkan kandungan NH3 di dalam cairan sampai kurang dari 5 ppm. Air dari bagian bawah desorber tingkat 2 yang mengandung tidak lebih dari 5 ppm NH 3 dan 5 ppm urea serta mempunyai tempertaur 143 oC dikirim ke sewer melalui 2-E-802, amonia preheater (2-E-104) dan waste water cooler (2-E-801). Selama start up dapat dilakukan sirkulasi melalui tangki proses kondensat. Level di dalam dilakukan ke desorber tingkat 2 dikontrol oleh pengontrol level 2-LIC-804. Controller flow steam ke desorber tingkat 2 (2-FIC-807) dikontrol dalam bentuk perbandingan ratio steam dengan umpan ke desorber tingkat 1. Tekanan outlet gas serta temperatur dengan memakai 2-FFY-801. Ratio ini tergantung pada kandungan NH3 di dalam umpan biasanya sekitar 5,1 (berat).

103

Uap-uap dari bagian atas desorber tingkat 1 dikirim ke reflux condenser(2-E-804) untuk dikondensasikan semua. Sejumlah proses kondensat dari pompa proses kondensat (2-P707) dapat ditambahkan ke reflux condenser melalui 2-FI-701 untuk menaikkan effisiensi. Kondensat ini merupakan bagian dari kondensat yang ditambahkan langsung ke LPCC melalui 2-FIC-309. Untuk tujuan yang sama, sejumlah reflux dikembalikan ke reflux condenser melalui 2-FO-811. Cairan dari reflux condenser overflow ke dalam reflux condenser level tank 2-V-801. Tekanan sistem desorpsi diatur oleh pengatur tekanan 2-PIC-805, yang akan menggerakkan valve air pendingin outlet dari reflux condenser atau 2-PV-805. Valve ini terletak pada line outlet gas dari 2-V-801(level tank untuk reflux condenser) ke absorber. Reflux dari level tank dikirim ke LPCC dengan memakai pompa reflux melalui pengontrol level 2-LIC-801.

Sistem Pengontrolan Proses : 1. Proses kondensat yang telah dimurnikan dan dibuang ke sewer mengandung maksimum 5 ppm berat NH3 dan 5 ppm berat urea. Kondisi ini dapat dicapai dengan supply sedikit steam ke desorber tingkat 2 dan hidroliser, diperoleh temperatur bagian bawah dari desorber tingkat 2 berada pada tekanan yang sesuai dengan titik didih air, yaitu 4 kg/cm2 dan temperatur sekitar 143 oC 2. Untuk menghemat konsumsi LP Steam dipakai alat penukar panas di antara inlet ke desorber tingkat 1 dan outlet dari desorber tingkat 2. 3. Untuk menghemat HP Steam dipakai alat penukar panas di antara inlet dan outlet hidroliser. 4. Kandungan air di dalam uap yang mengalir dari desorber tingkat 1 ke reflux condenser harus dijaga sekitar 49%. Indikasinya adalah temperatur bagian atas desorber 1 yang dikontrol pada 116 oC, 3,6kg/cm2. Bila kandungan air rendah, maka air dalam gas-gas tersebut sedikit, sehingga konsentrasi di dalam reflux condenser

104

akan lebih tinggi. Aliran Steam ke deorber tingkat 2 secara auto akan bertambah dan akan menaikkan temperatur top desorber tingkat1. 5. Di desorber tekanan dijaga konstan. Agar hidroliser berfungsi dengan baik maka temperatur dijaga pada 190 oC dan tekanan sekitar 16 kg/cm2 untuk mencapai kadar urea 5 ppm di dalam air buangan ke sewer. 6. Tekanan reflux condenser dikontrol pada 3 kg/cm2. Jika tekanan lebih tinggi maka konsentrasi NH 3 dan CO2 di dalam tangki proses kondensat tinggi. 7. Jika pendinginan kurang atau temperatur terlalu tinggi maka terbentuk scaling pada tube condenser karena kristalisasi hal ini menyebabkan kebuntuan pada vent-valve atau vent line. Larutan carbamat solution outlet 2-V-801 dijaga sebagai berikut: Tabel 3.16 Komposisi Larutan Karbamat Outlet 2-V-801 Komponen Amonia CO2

Design 33,5% 26,5%

Gambar 3.21 Flow Diagram Proses Unit Waste Water Treatment 105

3.3.8

Steam System dan Kondensat

Di pabrik urea dipakai 3 macam steam dengan tekanan yang berbeda yaitu: 1. HP Steam pada 21 kg/cm2 dari battery limit, let down 38 K dan ekstraksi CO 2 kompresor. 2. MP Steam jenuh pada 9 kg/cm2 3. LP Steam jenuh 4,5 kg/cm2 (produk steam drum) Steam bertekanan tinggi (sekitar 80 kg/cm2) dari battery limit diekspansikan di dalam turbin penggerak compressor CO2, sehingga tekanannya menjadi sekitar 25 kg/cm2 abs (maksimum). Setelah ekspansi ini, sejumlah besar uap diekstraksi dikirim ke pabrik urea untuk proses yang dikehendaki, sisanya diekspansikan di dalam turbin sampai 0,12 kg/cm2 abs. exhaust steam ini dikondensasikan dalam Surface Vacuum Condenser, kondensatnya dipompakan untuk dieksport. Steam ekstraksi dari turbin ini sebagian besar diekspansikan tekanannya menjadi 21 kg/cm2 abs dan dijenuhkan di dalam HP Steam Saturator (2-V-905) melalui 2-PIC-905, sisanya langsung dipakai di dalam hydrolizer, untuk make up MP Steam dan untuk keperluan gas cromathograph. Steam yang dijenuhkan pada tekanan 21 kg/cm2 abs di dalam HP Steam Saturator diatur langsung di dalam shell side HP Stripper, disini steam tersebut dikondensasi menjadi kondensat. Kondensat ini kembali lagi ke HP Steam Saturator yang dan dari sini dikirim ke MP Steam Saturator(2-V-909). Level dikontrol oleh 2-LIC-903. 2-HIC-902 dipasang pada HP Steam Saturator untuk menurunkan tekanan secepat mungkin jika pabrik shutdown. HP kondensat diturunkan tekanannya sampai 9 kg/cm 2 di dalam MP Steam Saturator. Saturator (penjenuh) ini dilengkapi dengan pengontrol tekanan 2-PIC-903, 1 R 2, yang akan menggerakkan salah satu dari 2-PIC-903. 1 MP inlet Steam, atau 2-PIC-903. 2 outlet MP Steam ke sistem LP Steam MP Steam diperlukan untuk evaporator tingkat 2 (2-E-402) dan untuk tracing di dalam unit sintesa.

106

Kondensat dari MP Steam saturator dikirim ke LP Steam drum melalui pengontrol level 2-LIC-902. Seperti yang telah dijelaskan di dalam unit sintesa, LP Steam pada tekanan sekitar 4,5 kg/cm2 dibangkitkan di dalam HPCC. Disamping kondensat dari MP Steam Saturator Make Up air dari BFW collecting drum 2-V-903 dikirim ke steam drum melalui 2-FR-904 dengan memakai pompa BFW 2-P-905. Flow ini dikontrol oleh 2LIC-901. Produk steam drum LP Steam dimasukkan ke dalam sistem LP Steam. Sebagian dari LP.Steam dipakai di dalam heater resirkulasi, evaporator tingkat 1, desorpsi, ejectorejector dan tracing di dalam bagian bertekanan rendah. Kelebihannya dipakai admission CO2 Compressor. Tekanan di dalam system LP.Steam diatur oleh 2-PIC-902. Jika jumlahnya terlalu banyak, sehingga tekanan naik 2-PV-902.1 akan membuka. Pada tekanan yang terlalau rendah, make up Steam akan mengisi ke LP Steam drum melalui 2-PV-902.2. 2-PV-902 A dipasang pada LP Steam drum untuk menurunkan tekanan secepat mungkin bila terjadi shutdown. LP Steam drum mempunyai kontinyu drain melalui 2-FI-905. Aliran drain tergantung pada kualitas dari air boiler, kadar chloride harus lebih rendah dari 0,2 ppm. Contoh dapat diambil dari line drain. Jika Cl- terlalu tinggi, drain harus dibuka lebar. LP Steam untuk ejector-ejector di evaporasi dimasukkan ke dalam suatu header. Steam yang diperlukan untuk jacket pada line melt juga diturunkan sampai tekanan yang lebih rendah, yaitu 3,8 kg/cm2 melalui 2-PIC-915. Ini untuk membatasi pembentukkan biuret di dalam outlet dari evaporator tingkat 2. Semua Steam kondensat dari beberapa pemanas dan tracing dikumpulkan di dalam tangki Steam kondensat dan BFW collecting drum. Flash Steam dari header kondensat dikondensasikan di dalam flash steam condenser (2-E-901). Sebagian dari kondensat dipakai sebagai boiler fee water untuk LP Steam Drum dan sebagai flush water. Sisa kondensat di ekpor melalui 2-P-901 dan 2-LIC-904 ke luar battery limit.

107

Flow ekspor ini dapat diukur dengan 2-FR-912. Jika terjadi kebocoran NH3 ke dalam steam kondensat, konduktivitas akan naik di line kondensat ekspor terlihat dari 2-AAH902. HP Flush Water Circuit yang telah disebut dalam unit sintesa dimasukkan oleh pompa flush water 2-P-902, dimana suctionnya dihubungkan dengan line discharge pompa steam kondensat.

3.4 Prilling Tower Proses akhir dari proses pembuatan urea adalah pembutiran. Untuk mengubah urea melt menjadi urea padat digunakan menara pembutir yang disebut prilling tower. Prilling tower sendiri merupakan menara yang terbuat dari semen dengan 4 buah prilling tower fan (2-K-603 A/B/C/D) dipuncak menara. Fan ini berguna untuk menghisap udara kedalam menara sehingga pendinginan dapat terjadi secara merata diseluruh menara. Didalam prilling tower akan terjadi proses pemadatan urea menjadi butiran prill. Panas yang dilepas oleh urea akan diserap oleh udara yang dimasukkan dari bagian bawah menara. Proses yang terjadi adalah sebagai berikut, larutan urea melt dipompakan dari Second Stage Evaporator oleh Urea Melt Pump (2-P-401 A/B) masuk ke Prilling Bucket (2-G602). Urea dibentuk menjadi prill dengan cara memutar urea melt yang masuk kedalamnya. Didalamnya terdapat lubang-lubang sebagai tempat keluar urea. Urea yang telah

menjadi

butiran-butiran

ini

jatuh

dan

kontak

dengan

udara

untuk

mendinginkannya. Setelah mencapai dasar menara ini urea disapu dengan menggunakan Scrapper (2-B-604) yang selalu bergerak. Urea yang terbentuk kemudian masuk kedalam FBC untuk lebih didinginkan dan dipisahkan dari debu. Debu halus yang terbentuk direcycle kedalam menara sedangkan debu kasar akan dilarutkan dengan urea solution dari urea solution tank dan direcycle ke dalam urea solution tank. Urea dari FBC ini kemudian menuju proses pengemasan dengan menggunakan konveyor.

108

Urea melt yang kedalam prilling bucket diputar dengan putaran 200 - 300 rpm disesuaikan dengan ukuran partikel yang diinginkan. Akibat gaya sentrifugal maka urea akan terdistribusi dalam bentuk butiran-butiran secara merata keseluruh penampang melintang dari prilling tower. Selama proses jatuh butiran tersebut berkontak dengan debu-debu seeding dan udara yang dihisap dari bagian bawah prilling tower oleh fan. Butiran tersebut mengeras dan membentuk prill yang homogen karena panas kristalisasinya diserap oleh udara yang masuk dari bagian bawah prilling tower hingga suhunya turun menjadi 60 ◦C. Selama proses jatuhnya urea ini terjadi perpindahan panas dari urea ke udara yang menyebabkan temperatur urea turun dan mencapai perubahan fase. Pada keadaan ini urea tidak mengalami perubahan temperatur namun akan mengalami perubahan fase dari cair ke padat, setelah urea padat temperatur urea akan turun kembali.

3.5 Perpindahan Panas Proses yang terjadi di dalam prilling tower adalah proses perubahan fase urea melt menjadi urea prill dan proses pendinginan. Sebagai pendingin adalah udara yang mengalir berlawanan arah dengan jatuhnya urea. Selama urea jatuh di dalam prilling tower, proses perpindahan panas urea ke udara meliputi 3 bagian yaitu : 3.5.1

Pendinginan urea melt

Pendinginan urea melt dalam hal ini adalah penurunan temperatur urea melt dari temperatur inlet (140 o C desain) sampai dengan temperatur perubahan fasenya, yaitu 132,7 oC. Panas yang diserap merupakan panas sensibel. Besarnya panas tersebut adalah : Q=M L x Cp L x (T 1−T 2) ...................................................................................... (3.59) dengan : Q

= Panas yang dilepas urea

ML

= Massa urea

CpL

= Kapasitas panas urea melt 109

T1

= Temperatur urea melt masuk ke prilling tower

T2

= Temperatur perubahan fase urea melt

3.5.2

Perubahan fase urea

Perubahan fase dimulai sejak saat awal urea melt mengalami perubahan fase dari melt sampai keseluruhan bentuknya menjadi padat (prill) pada temperatur yang sama, yaitu 132,7oC. panas yang dilepaskan merupakan panas laten. Besarnya panas laten yang dilepas adalah : Q=M L x

............................................................................................................. (3.60)

dengan : Q

= Panas yang dilepas urea

ML

= Massa urea



= Panas Laten

3.5.3

Pendinginan urea prill

Pendinginan urea prill dalam hal ini adalah penurunan temperatur urea prill dari temperatur 132,7 oC sampai dengan temperatur outlet prilling tower (60 oC desain). Panas yang diserap merupakan panas sensibel. Besarnya panas tersebut adalah : Q=M s x Cp s x (T 2−T 3 )

...................................................................................... (3.61)

dengan : Q

= Panas yang dilepas urea

MS

= Massa urea

CpS

= Kapasitas panas urea prill

T2

= Temperatur perubahan fase

T3

= Temperatur outlet prilling tower

Selama proses perubahan urea melt hingga menjadi urea prill diambilkan asumsiasumsi sebagai berikut : 110

1. Kapasitas panas perubahan urea melt dan urea prill bukan merupakan fungsi suhu. 2. Ukuran butir yang sangat kecil sehingga distribusi suhu dalam butir diabaikan. 3. Butir urea terdistribusi seragam sepanjang menara, urea tidak pecah. Proses pendinginan dilakukan dengan mengkontakkan urea dengan udara dari bawah menara yang dialirkan berlawanan arah dengan aliran urea. Selama proses pendinginan terjadi penyerapan panas sepanjang menara. Panas yang dilepas oleh butiran – butiran urea ini akan diterima oleh udara pendingin dalam bentuk panas konveksi. Besarnya panas yang dipindahkan ini dapat dinyatakan dengan hukum Newton tentang perpindahan panas konveksi antara permukaan padatan dan fluida, yaitu : Q=−h x A x (T 2−T 1 )

........................................................................................ (3.62)

dengan : Q

= Panas konveksi yang dipindahkan

h

= Koefisien perpindahan panas konveksi urea dengan udara

A

= Luas perpindahan panas konveksi

T2

= Temperatur urea

T1

= Temperatur udara

Tanda (-) tidak menunjukkan harga mutlak tetapi menunjukkan bahwa panas tersebut besarnya sama dengan yang diberikan oleh urea tetapi arahnya berlawanan.

3.6 Mekanisme Pergerakan Partikel dalam Fluida Jika ditinjau dari kesetimbangan gaya, maka gaya yang bekerja pada satu butir urea yang bergerak dalam fluida adalah : 1.

Gaya luar, gravitasi atau sentrifugal

2.

Gaya apung, gaya yang bekerja sejajar dengan gaya luar tetapi pada arah yang berlawanan.

3.

Gaya gesek, gaya yang bekerja melawan arah gerakan. Fa FD

FG

111

Gambar 3.22 Kesetimbangan Gaya pada Butiran Urea

FG =❑s x V s x g

.........................….........................................................................

2 (3.63) F D =0,5 f x x A s x g x v ...................................................................................

(3.64) F A =❑g x V s x g

.......................................................................................................

(3.65) dengan : FG = gaya gravitasi FD = gaya gesek FA = gaya apung s = massa jenis urea g = massa jenis udara Vs = volume urea As = proyeksi luas permukaan butir urea f

= faktor gesek

g

= konstanta kecepatan gravitasi

112

BAB IV ANALISA DAN PEMBAHASAN

4.1 Metode Pengambilan Data Dalam penyusunan tugas khusus ini, data yang digunakan meliputi data primer dan data sekunder. 4.1.1

Data primer

Merupakan data yang diperoleh dari pengamatan dan pengukuran besaran operasi alat yang bersangkutan secara langsung dilapangan dan juga data spesifikasi alat. Frekuensi pengambilan data sebanyak 2 kali pada tanggal 5 dan 10 Agustus 2015. a. Temperatur urea melt keluar dari evaporator (TL) b. Temperatur urea prill didasar prilling tower (TS) c. Flow urea melt keluar dari evaporator (F) 4.1.2

Data sekunder

Merupakan data yang diperoleh dari literatur umum maupun dari unit di Kaltim-3. Datadata sekunder antara lain: a. b. c. d. e. f. g. h. i. j. k. l. m. n. o.

Laju alir udara (G) Laju alir urea melt (U) Temperatur udara masuk prilling tower (Tgin) Massa jenis urea prill (P) Massa jenis udara (g) Viskositas udara () Panas spesifik urea melt (CpL) Panas spesifik urea prill (Cps) Panas spesifik udara (Cpg) Panas laten urea () Tinggi prilling tower (L) Diameter prilling tower (D) Diameter urea prill (d) Temperatur urea masuk (TUin) Temperatur urea prill keluar (TUin)

: 772.865 kg/jam : 102.486,62 kg/jam : 35 ◦C : 1.335 kg/m3 : 1,25 kg/m3 : 1,78 x 10-5 kg/m.s : 0,638 kcal/kg◦C : 1,555 kcal/kg◦C : 0,2403 kcal/kg◦C : 60 kcal/kg : 65 m : 18 m : 1,7 x 10-3 m : 140 ◦C : 60 ◦C

4.2 Metode Pengolahan Data 4.2.1 Perhitungan terminal velocity urea prill 113

Kecepatan butir-butir urea melt yang jatuh disepanjang menara sampai tepat diatas FBC dapat dicari dari neraca keseimbangan gaya pada sebutir urea melt jatuh. Gaya tersebut adalah gaya luar, gravitasi atau sentrifugal, gaya apung, dan

gaya gesek. Pada kecepatan terminal (vt) ;

∆ vt ∆t

= 0 ; sehingga:

FG =F D x F A ❑s x V s x g=0,5 f x ❑g x A s x g x v 2+❑g x V g x g (¿ s−❑g ) x V s x g=0,5 f x ❑g x A s x v t ¿ V s= ❑ d s3 dan 6

dengan 4

( ¿s−❑g ) x d s x g 3 x f x ❑g v t2 =¿

2

A s = ❑ d s2 didapat : 4

................................................................................................

(3.66) Dengan, vt = terminal velocity partikel (m/s)

s = massa jenis urea prill (kg/m3) g = massa jenis udara (kg/m3) g

= konstanta gravitasi (m/s2)

ds = diameter partikel (m) f

= faktor gesek

Faktor gesek dipengaruhi oleh bilangan Reynolds (Re): fD = f x (Re) ℜ=

❑g x d s x v ❑

......................................................................................................... (3.67)

Dengan, 114

Re = bilangan Reynolds = viskositas udara (kg/m.s)

Dilakukan asumsi bahwa aliran udara pendingin adalah aliran laminar dan didapat persamaan: f=

24 ℜ

.......................................................................................................................

(3.68) Dari persamaan-persamaan tersebut diperoleh persaman sebagai berikut : 2

(¿ s−¿ g) x d x g 18 x ¿ vt =¿

................................................................................................... (3.69)

Dengan persamaan diatas dapat ditentukan terminal velocity untuk butiran yang jatuh disepanjang prilling tower. Didapat vt = 424.865,16 m/jam. Waktu tinggal urea ( ) dalam menara : ¿

L vt

........................................................................................................................

(3.70) Dengan tinggi prilling tower adalah 65 m. Maka nilai

adalah 0,00015 jam.

4.2.2 Perhitungan neraca panas Perpindahan panas yang terjadi diprilling tower dibagi menjadi 3 zona: a. Zona 1 : transfer panas dari urea melt ke udara pendingin pada titik leleh urea. b. Zona 2 : transfer panas dari urea ke udara pendingin pada titik leleh urea sampai terjadi perubahan dari fasa cair menjadi fase padat. c. Zona 3 : transfer panas dari urea padat pada titik leleh hingga tepat jatuh diatas scrapper.

115

Pendekatan yang digunakan untuk mengetahui distribusi temperatur diprilling tower dilakukan dengan menganggap prilling tower diisi seragam oleh butiran-butiran urea, demikian juga pembatas yang secara imajiner disusun oleh butir urea. Perpindahan panas urea dan udara hanya terjadi secara konveksi. Kecepatan jatuh butir urea sangat tinggi sehingga waktu tinggal suatu butir urea sangat kecil yang mengakibatkan panas yang hilang dari butir urea ke dinding prilling tower sangat kecil, sehingga dapat diabaikan. Dasar perhitungan urea terdiri dari: Zona 1 : mL x CpL x TL z – mL x CpL x TL z + z – h x a x A x (TL – Tg) z = 0 .................... (3.71) mL x CpL (TL z + z – TL z) = - h x a x A x (TL – Tg) z ............................................ (3.72) untuk nilai a dapat ditentukan dengan persamaan berikut: a=

6xFx ❑s x d s x L x A

........................................................................................................

(3.73) Dengan memasukkan persamaan diatas maka akan didapat persamaan sebagai berikut: m x Cp L x

dT 6xFx = x (T −T g ) dz ❑s x d s x L

.....................................................................

(3.74) dT 6xFx = x(T −T g) dz m x Cp L x s x d s x L

.........................................................................

(3.75)

Zona 2 : Dimana Tsz = Tsz+z dT =0 dz

Zona 3 : 116

mL x CpL x TL z – mL x CpL x TL z + z – h x a x A x (TL – Tg) z = 0 ............... (3.76) mL x CpL (TL z + z – TL z) = - h x a x A x (TL – Tg) z ...................................... (3.77) m x Cp L x

dT 6xFx = x (T −T g ) dz ❑s x d s x L

.....................................................................

(3.78) dT 6xFx = x(T −T g) dz m x Cp L x s x d s x L

.........................................................................

(3.79) Persamaan-persamaan differensial yang terdapat pada zona 1, 2, dan 3 dapat diselesaikan dengan metode Runge Kutta. Dasar perhitungan metode ini adalah : dy =f ( x , y , z) .................................................... dx 1 (3.80) Persamaan differensial dz =f ( x , y , z) .................................................... dx 2 (3.81)

Harga-harga awal: x = x0; y = y0; z = z0 Penyelesaian diawali dengan pendekatan: xn+1 = xn+x yn+1 = yn+x zn+1 = zn+x Dengan menggunakan metode Runge Kutta orde 4, maka diambil harga x tertentu, selanjutnya harga y dan z dapat dihitung. Dari hasil perhitungan diperoleh distribusi suhu sepanjang urea prilling tower.

117

k 1 +2 k 2 + 2 k 3+ k 4 1 y ) ¿ ¿ 6 l 1+ 2l 2 +2 l 3 +l 4 1 z ) ¿ ¿ 6 k 1=f 1 (x n + y n + z n )x l 1=f 2( xn + y n + z n) x +k l x k 2=f 1 (x n + , y n 1 , z + 1 ) x 2 2 n 2

+k l x l 2=f 2( xn + , y n 1 , z + 1 ) x 2 2 n 2 +k l x k 3 =f 1 (x n + , y n 2 , z + 2 ) x 2 2 n 2

+k l x l 3=f 2 (x n+ , y n 2 , z + 2 ) x 2 2 n 2 +k 3 l3 x k 4=f 1 ( x n+ , y n , z + )x 2 2 n 2

+k l x l 2=f 2( xn + , y n 3 , z + 3 ) x 2 2 n 2 Langkah perhitungan: Trial koefisien transfer panas konveksi urea-udara

No Perhitungan dengan data desain pabrik: murea = 102.486,62 kg/jam, Turea in = 140 ◦C

118

Turea out = 60 ◦C Tudara out = 80 ◦C

Yes Variasi rate melt masuk prilling tower Persamaan dizona 1 : dT 6xFx = x(T −T g) dz m x Cp L x s x d s x L Persamaan dizona 2 : dT =0 dz Persamaan dizona 3 : dT 6xFx = x(T −T g) dz m x Cp L x s x d s x L Hasil perhitungan

119

4.3 Hasil dan Pembahasan 4.3.1 Hasil perhitungan Dengan menggunakan data desain diperoleh nilai h = 4.2935 kcal/m2/h/◦C, sehingga dapat diketahui distribusi suhu sepanjang prilling tower seperti pada tabel dibawah ini: Tabel 4.1 Hasil Perhitungan Distribusi Suhu Urea di Prilling Tower Jarak (m) 0,00 0,16 0,57 0,98 1,39 1,80 2,21 2,62 3,03 3,72 6,20 8,64 11,07 13,51 15,95 18,39 20,83 22,78 28,06 33,33 38,61 43,89 54,44 59,72 65,00

Suhu urea (° C) 140,00 139,62 138.68 137,75 136,82 135,91 135,01 134,11 133,23 132,70 132,70 132,70 132,70 132,70 132,70 132,70 132,70 132,70 118,90 106,81 96,22 86,94 71,70 65,46 60,00

Suhu udara (° C) 80,00 79,93 79,53 79,21 78,88 78,56 78,24 77,93 77,62 77,06 75,18 73,24 71,23 69,15 67,00 64,78 62,49 60,60 55,74 51,48 47,75 44,49 39,12 36,92 35,00

Untuk hubungan suhu dan ketinggian prilling tower ditunjukkan dengan grafik dibawah ini:

120

Distribusi suhu terhadap panjang prilling tower

140

120

Suhu,C

100

80

60

40

20

0

10

20

30 40 Panjang prilling tower,m

50

60

70

Gambar 4.1 Hubungan suhu dan ketinggian prilling tower

Hasil perhitungan koefisien transfer panas dan suhu urea prill keluar terhadap variasi kapasitas produksi ditunjukkan dengan tabel dibawah ini: Tabel 4.2 Hasil Perhitungan h dan Suhu Urea Prill Keluar terhadap Variasi Kapasitas Produksi

Kapasitas (%) 100 103 104

h (kcal/h/° C) 3,9699 3,9699 3,9699

T urea out (° C) 60,000 62,124 68,966

Zona 1 (m) 3,27 3,27 3,27

Zona 2 (m) 19,50 22,11 29,25

Zona 3 (m) 42,22 39,62 32,49

121

Untuk hubungan suhu dan kapasitas prilling tower ditunjukkan dengan grafik dibawah ini: 120 115 110 Umpan urea (% )

105 100 95 90 58

60

62

64

66

68

70

Temperatur (◦C)

Gambar 4.2 Pengaruh Massa Umpan Prilling Tower terhadap Temperatur Urea Prill

4.3.2 Pembahasan Berdasarkan hasil perhitungan dapat diketahui distribusi suhu terhadap ketinggian prilling tower (z) dan digambarkan pada grafik pertama. Pada zona 1 (zona pendinginan urea melt) merupakan zona yang paling kecil diantara dua zona lainnya. Pada zona ini diketahui suhu target dari urea melt menjadi urea prill adalah pada range 140 ◦C sampai kurang dari sama dengan 132,7 ◦C. Pada zona ini dibutuhkan ketinggian prilling tower yaitu 3,27 meter dari atas menara. Lalu zona selanjutnya adalah zona 2, di zona ini terjadi perubahan fase urea melt menjadi urea prill. Perubahan fase dari urea cair menjadi urea padat. Proses yang terjadi di zona 2 ini membutuhkan prilling tower dengan ketinggian 19,50 meter. Kemudian pada zona 3 terjadi proses pendinginan urea prill dengan range temperatur sesuai temperatur desain yaitu dari 132,7 ◦C hingga 60 ◦C. pada zona ini dibutuhkan

prilling tower dengan ketinggian 42,22 meter. Dari hasil perhitungan diperoleh nilai koefisien transfer panas (h) adalah 3,9699 kcal/m2/h/◦C. nilai h ini merupakan koefisien transfer panas konveksi secara teoritis. 122

Dengan menggunakan permodelan yang sama dan data aktual untuk laju alir aktual dari produksi harian di Departemen Operasi Pabrik Kaltim-3, maka dapat diketahui range zona distribusi temperatur di prilling tower. Hasil simulasi untuk beberapa data aktual diketahui bahwa temperatur urea prill yang keluar meningkat sebanding dengan peningkatan kapasitas produksi. Temperatur urea prill desain di scrapper adalah 60 ◦C

dan keluar dari FBC adalah 50 ◦C. Sehingga delta suhu pendinginan di FBC adalah 10 ◦C. Suhu urea prill aktual berdasarkan kisaran parameter operasi keluar FBC adalah 45-60 ◦C, maka suhu urea prill di scrapper maksimum adalah 70 ◦C. Dengan menggunakan grafik hubungan massa umpan prilling tower dengan suhu yaitu 70 ◦C maka diperoleh kapasitas optimumnya adalah 120% terhadap kapasitas desain.

123

BAB V PENUTUP

5.1 Kesimpulan Dari hasil perhitungan yang dilakukan dapat diambil beberapa kesimpulan sebagai berikut: 1. Kapasitas optimum dari prilling tower adalah 120% dari kapasitas desain. 2. Nilai koefisien perpindahan panas (h) yang didapatkan dengan menggunakan data desain (rate 100%) adalah 3,9699 kcal/m2/h/◦C. 3. Prilling tower masih dalam perfoma yang baik karena perbedaan temperatur urea yang keluar dari prilling tower dengan temperatur desain tidak signifikan. 4. Semakin banyak jumlah massa umpan urea melt yang masuk ke prilling tower temperatur urea prill juga akan semkin meningkat.

5.2 Saran Untuk meningkatkan kapasitas produksi hingga dikapasitas optimum produksi urea di prilling tower perlu diperhatikan suhu urea melt yang masuk sebagai umpan ke prilling tower serta jumlah arus udara pendingin dan suhunya yang masuk ke prilling tower sehingga tidak menambah beban FBC dalam proses pendinginan urea prill dan menghindari penggumpalan pada scrapper agar proses produksi berjalan dengan baik.

124

DAFTAR PUSTAKA

1. Biro Pengembangan SDM, ”Buku Panduan Kerja Praktik”, 2007, PT. Pupuk Kalimantan Timur. 2. Departemen Operasi Kaltim-3, ”Diktat Bahan Bacaan Amonia dalam Rangka Pelatihan Operator”, 2002, PT. Pupuk Kalimantan Timur. 3. Departemen Operasi Kaltim-3, ”Diktat Bahan Bacaan Urea Unit-4 (POPKA)”, 1999, PT. Pupuk Kalimantan Timur. 4. Departemen Operasi Kaltim-3, ”Proses Umum Pabrik Utility”, PT. Pupuk Kalimantan Timur. 5. Kern, D. Q., 1950, Process Heat Transfer 1st ed, McGraw Hill International Book Co, Auckland. 6. Mukhlis, K. Sulthoni, 2012, Laporan Kerja Praktik: Departemen Operasi Kaltim 3 PT. Pupuk Kalimantan Timur, Universitas Gajah Mada, Yogyakarta. 7. Smith, Julian C., 1993, Unit Operation of Chemical Engineering 5th ed, McGraw Hill International Book Co, Auckland. 8. Team Start Up, ”Petunjuk Operasi Pabrik Amonia Kaltim-3 Bagian 1”, 1988, PT. Pupuk Kalimantan Timur. 9. Team Start Up, ”Uraian Proses Pabrik Urea Kaltim-3”, 1988, PT. Pupuk Kalimantan Timur.

1

LAMPIRAN

1. Perhitungan Terminal Velocity Partikel Data yang diketahui: Massa jenis urea prill (s) = 1.335 kg/m3 Massa jenis udara (g) = 1,25 kg/m3 Diameter urea prill (ds) = 0,0017 m Viskositas udara () = 0,0000178 kg/m.s Gravitasi (g) = 9,81 m/s2 Dengan menggunakan persamaan terminal velocity partikel dilakukan perhitungan sebagai berikut: 2

(¿ s−¿ g) x d x g 18 x ¿ vt=¿ 3

vt=

3

2

2

(1.335 kg/ m −1,25 kg / m )x (0,0017 m) x 9,81m/ s 18 x 0,0000178 kg / m. s

vt=118,02

m s x 3600 s jam

vt=424.865,2

m jam

2. Perhitungan Waktu Jatuh Padatan Data yang diketahui: Tinggi prilling tower (L) = 65 m Terminal velocity (vt) = 424.865,2 m/jam Untuk mengetahui waktu jatuh padatan dihitung dengan menggunakan persamaan berikut: ¿

¿

L vt 65 m 424.865,2

m jam

¿ 0,00015 jam x 3600

s jam

¿ 0,5508 s

2

3. Perhitungan Koefisien Transfer Panas Konveksi Desain function risali clc;clear all %data desain h=2604; L1=1; L2=55; L3=9; s=[L1 L2 L3 h]; [x fval] = fminsearch (@pt,s,[]) function fmin=pt(s) L1=s(1);L2=s(2);L3=s(3);h=s(4); [z1,T1]=ode45(@prillzone1,[0 L1],[140 80],[],h) [z2,T2]=ode45(@prillzone2,[L1 L1+L2],[132.7 T1(end,2)],[],h) [z3,T3]=ode45(@prillzone3,[L1+L2 (L1+L2+L3)],[132.7 T2(end,2)],[],h) plot(z1,T1,z2,T2,z3,T3(:,1),z1,T1,z2,T2,z3,T3(:,2)) title('Distribusi suhu terhadap panjang prilling tower') xlabel('Panjang prilling tower,m'),ylabel('Suhu,C') t3data=35; T1data=132.7; T2data=132.7; T3data=60; Ldata=65; f1=(abs(T1(end,1)-T1data))^2; f2=(abs(T2(end,1)-T2data))^2; f3=(abs(T3(end,1)-T3data))^2; f6=(abs(T3(end,2)-t3data))^2; Lsimu=L1+L2+L3; f7=(abs(Lsimu-Ldata))^2; fmin=f1+f2+f3+f6+f7; function dTdz=prillzone1(z,y,h) D=18; d=1.7*10^-3; Ab=3.14*d^2; rho=1335; mu=102486.62; mg=772865.00; Cpu=0.638; Cpg=0.2403; mb=(3.14/6)*(d^3)*rho; v=424865.16; p=65; A=3.14*D; tet=p/v; Nb=(mu*tet)/mb; Tg=y(2); T=y(1); dT=-h*Ab*Nb*(T-Tg)/(mu*Cpu*p); dTg=-h*Ab*Nb*(T-Tg)/(mg*Cpg*p); dTdz=[dT;dTg];

3

function dTdz=prillzone2(z,y,h) D=18; d=1.7*10^-3; Ab=3.14*d^2; rho=1335; mu=102486.62; mg=772865.00; Cpu=0.638; Cpg=0.2403; mb=(3.14/6)*(d^3)*rho; v=424865.16; p=65; A=3.14*D; tet=p/v; Nb=(mu*tet)/mb; Tg=y(2); T=y(1); dT=0; dTg=(-h*Ab*Nb*(T-Tg))/(mg*Cpg*p); dTdz=[dT;dTg]; function dTdz=prillzone3(z,y,h) D=18; d=1.7*10^-3; Ab=3.14*d^2; rho=1335; mu=102486.62; mg=772865.00; Cpu=0.638; Cpg=0.2403; mb=(3.14/6)*(d^3)*rho; v=424865.16; p=65; A=3.14*D; tet=p/v; Nb=(mu*tet)/mb; Tg=y(2); T=y(1); dT=-h*Ab*Nb*(T-Tg)/(mu*Cpu*p); dTg=-h*Ab*Nb*(T-Tg)/(mg*Cpg*p); dTdz=[dT;dTg];

4. Perhitungan Temperatur Keluar pada Umpan Urea 103 % dari Kapasitas Normal function risali clc;clear all %data desain

L1=1; L2=55; L3=9; s=[L1 L2 L3]; [x fval] = fminsearch (@pt,s,[]) function fmin=pt(s) L1=s(1);L2=s(2);L3=s(3);

4

[z1,T1]=ode45(@prillzone1,[0 L1],[140 80]) [z2,T2]=ode45(@prillzone2,[L1 L1+L2],[132.7 T1(end,2)]) [z3,T3]=ode45(@prillzone3,[L1+L2 (L1+L2+L3)],[132.7 60.5956]) Tureaout=(35-T3(end,2))+T3(end,1) plot(z1,T1,z2,T2,z3,T3(:,1),z1,T1,z2,T2,z3,T3(:,2)) title('Distribusi suhu terhadap panjang prilling tower') xlabel('Panjang prilling tower,m'),ylabel('Suhu,C') t3data=35; T1data=132.7; T2data=132.7; Ldata=65; f1=(abs(T1(end,1)-T1data))^2; f2=(abs(T2(end,1)-T2data))^2; f6=(abs(T3(end,2)-t3data))^2; Lsimu=L1+L2+L3; f7=(abs(Lsimu-Ldata))^2; fmin=f1+f2+f6+f7; function dTdz=prillzone1(z,y) D=18; d=1.7*10^-3; Ab=3.14*d^2; rho=1335; mu=105570.47; mg=772865.00; Cpu=0.638; Cpg=0.2403; mb=(3.14/6)*(d^3)*rho; v=424865.16; h=3969.9; p=65; A=3.14*D; tet=p/v; Nb=(mu*tet)/mb; Tg=y(2); T=y(1); dT=-h*Ab*Nb*(T-Tg)/(mu*Cpu*p); dTg=-h*Ab*Nb*(T-Tg)/(mg*Cpg*p); dTdz=[dT;dTg]; function dTdz=prillzone2(z,y) D=18; d=1.7*10^-3; Ab=3.14*d^2; rho=1335; mu=105570.47; mg=772865.00; Cpu=0.638; Cpg=0.2403; mb=(3.14/6)*(d^3)*rho; v=424865.16; p=65; A=3.14*D; tet=p/v; Nb=(mu*tet)/mb; Tg=y(2);

5

T=y(1); h=3969.9; dT=0; dTg=(-h*Ab*Nb*(T-Tg))/(mg*Cpg*p); dTdz=[dT;dTg]; function dTdz=prillzone3(z,y) D=18; d=1.7*10^-3; Ab=3.14*d^2; rho=1335; mu=105570.47; mg=772865.00; Cpu=0.638; Cpg=0.2403; h=3969.9; mb=(3.14/6)*(d^3)*rho; v=424865.16; p=65; A=3.14*D; tet=p/v; Nb=(mu*tet)/mb; Tg=y(2); T=y(1); dT=-h*Ab*Nb*(T-Tg)/(mu*Cpu*p); dTg=-h*Ab*Nb*(T-Tg)/(mg*Cpg*p); dTdz=[dT;dTg];

5. Perhitungan Temperatur Keluar pada Umpan Urea 114 % dari Kapasitas Normal function risali clc;clear all %data desain

L1=1; L2=55; L3=9; s=[L1 L2 L3]; [x fval] = fminsearch (@pt,s,[]) function fmin=pt(s) L1=s(1);L2=s(2);L3=s(3); [z1,T1]=ode45(@prillzone1,[0 L1],[140 80]) [z2,T2]=ode45(@prillzone2,[L1 L1+L2],[132.7 T1(end,2)]) [z3,T3]=ode45(@prillzone3,[L1+L2 (L1+L2+L3)],[132.7 60.5956]) Tureaout=(35-T3(end,2))+T3(end,1) plot(z1,T1,z2,T2,z3,T3(:,1),z1,T1,z2,T2,z3,T3(:,2)) title('Distribusi suhu terhadap panjang prilling tower') xlabel('Panjang prilling tower,m'),ylabel('Suhu,C') t3data=35; T1data=132.7; T2data=132.7; Ldata=65; f1=(abs(T1(end,1)-T1data))^2;

6

f2=(abs(T2(end,1)-T2data))^2; f6=(abs(T3(end,2)-t3data))^2; Lsimu=L1+L2+L3; f7=(abs(Lsimu-Ldata))^2; fmin=f1+f2+f6+f7; function dTdz=prillzone1(z,y) D=18; d=1.7*10^-3; Ab=3.14*d^2; rho=1335; mu=116904.62; mg=772865.00; Cpu=0.638; Cpg=0.2403; mb=(3.14/6)*(d^3)*rho; v=424865.16; h=3969.9; p=65; A=3.14*D; tet=p/v; Nb=(mu*tet)/mb; Tg=y(2); T=y(1); dT=-h*Ab*Nb*(T-Tg)/(mu*Cpu*p); dTg=-h*Ab*Nb*(T-Tg)/(mg*Cpg*p); dTdz=[dT;dTg]; function dTdz=prillzone2(z,y) D=18; d=1.7*10^-3; Ab=3.14*d^2; rho=1335; mu=116904.62; mg=772865.00; Cpu=0.638; Cpg=0.2403; mb=(3.14/6)*(d^3)*rho; v=424865.16; p=65; A=3.14*D; tet=p/v; Nb=(mu*tet)/mb; Tg=y(2); T=y(1); h=3969.9; dT=0; dTg=(-h*Ab*Nb*(T-Tg))/(mg*Cpg*p); dTdz=[dT;dTg]; function dTdz=prillzone3(z,y) D=18; d=1.7*10^-3; Ab=3.14*d^2; rho=1335; mu=116904.62; mg=772865.00; Cpu=0.638; Cpg=0.2403;

7

h=3969.9; mb=(3.14/6)*(d^3)*rho; v=424865.16; p=65; A=3.14*D; tet=p/v; Nb=(mu*tet)/mb; Tg=y(2); T=y(1); dT=-h*Ab*Nb*(T-Tg)/(mu*Cpu*p); dTg=-h*Ab*Nb*(T-Tg)/(mg*Cpg*p); dTdz=[dT;dTg];

8