Pertamina RU IV - Cilacap 2

LAPORAN KERJA PRAKTIK

Evaluasi Peforma Katalis Isomar UOP I400 Periode JuniJuli 2016 di Kilang Paraxylene Cilacap

PT. PERTAMINA (PERSERO) REFINERY UNIT IV – CILACAP Periode Juli – Agustus 2016 Disusun oleh : 1. Anovia Dyah Riswardani 2. Intan Suci Wulandari

(2313100037) (2313100084)

Dosen Pembimbing Hakun Wirawasista Aparamarta,ST.,M.MT. NIP. 1978 09 22 2008 12 1001

Jurusan Teknik Kimia Fakultas Teknologi Industri Institut Teknologi Sepuluh Nopember Surabaya 2016

i

KATA PENGANTAR

Assalamualaikum Wr. Wb. Puji syukur kehadirat Allah SWT, yang telah memberikan rahmatNya sehingga laporan Kerja Praktik di PT. Pertamina (Persero) Refinery Unit IV, Cilacap ini dapat kami selesaikan dengan baik, sesuai dengan waktu yang ditentukan. Kerja Praktik merupakan mata kuliah wajib bagi mahasiswa Teknik Kimia, Fakultas Teknologi Industri, Institut Teknologi Sepuluh Nopember Surabaya yang bertujuan agar mahasiswa dapat memahami dan melihat secara langsung aplikasi di lapangan khususnya di dunia industri saat ini dan pengaplikasian teori-teori yang telah diperoleh selama di bangku kuliah. Di samping itu diharapkan dapat terjalin hubungan yang erat antara instansi pendidikan dengan dunia industri. Laporan ini berisi tinjauan umum mengenai PT. Pertamina (Persero) Refinery Unit IV Cilacap khususnya di Kilang Paraxylene Cilacap (KPC). Dalam kesempatan ini, penulis mengucapkan terima kasih yang sebesar-besarnya atas segala bimbingan dan bantuan yang diberikan selama menjalankan Kerja Praktik ini kepada : 1. Allah SWT atas kesempatan dan kemudahan yang telah diberikan. 2. Keluarga penulis yang selalu memberikan semangat dan doa dalam menjalankan Kerja Praktik di PT. PERTAMINA RU-IV Cilacap. 3. Bapak Dr. Juwari, S.T., M.Eng, Ph.D selaku Ketua Jurusan Teknik Kimia FTI-ITS. 4. Bapak Setiyo Gunawan S.T., Ph.D selaku Sekretaris Jurusan Teknik Kimia FTI-ITS. 5. Bapak Dr.Fadlilatul Taufany, S.T., Ph.D selaku Sekretaris Prodi Sarjana Jurusan Teknik Kimia FTI-ITS. 6. Bapak Hakun Wirawasista Aparamarta, S.T., M.Mt selaku dosen pembimbing Kerja Praktik 7. Bapak Herdyan Aswien selaku pembimbing Kerja Praktik dari Kilang Paraxylene Cilacap (KPC) yang sudah memberikan bimbingan, ilmu dan wawasan. 8. Bapak Wahyu Sulistyo Wibowo, S.T. selaku Section Head of Process Engineering yang sudah memberikan fasilitas dalam melaksanakan Kerja Praktik. 9. Staff dan karyawan PT. PERTAMINA RU-IV Cilacap yang sudah membantu dalam melaksanakan Kerja Praktik. 10. Bapak H. Toif selaku pemilik rumah kost yang sudah menyediakan tempat tinggal dan membantu kami selama di Cilacap. 11. Teman-teman Kerja Praktik khususnya teman-teman Process Engineer yang sudah bekerja sama dalam suka dan duka kurang lebih 2 bulan ini.

i

Dengan menyadari atas segala keterbatasan ilmu yang kami miliki, laporan ini tentu masih sangat jauh dari sempurna. Untuk itu kami mengharapkan saran dan kritik yang bersifat membangun. Semoga laporan kerja praktik ini dapat bermanfaat bagi kita semua. Wassalamualaikum Wr.Wb Cilacap, 11 Agustus 2016

Penyusun

DAFTAR ISI

ii

DAFTAR ISI Kata Pengantar........................................................................................................................ i Daftar Isi ................................................................................................................................ ii Daftar Gambar ...................................................................................................................... iii Daftar Tabel .......................................................................................................................... iv

BAB I PENDAHULUAN I.1

Latar Belakang .............................................................................................. I-1

I.2

Tujuan Kerja Praktik ..................................................................................... I-2

I.3

Manfaat Kerja Praktik ................................................................................... I-3

I.4

Ruang Lingkup Kerja Praktik ....................................................................... I-3

I.5

Waktu Pelaksanaan Kerja Praktik ................................................................. I-4

BAB II TINJAUAN PUSTAKA II.1 Sejarah PT. Pertamina (Persero) .................................................................. II-1 II.1.1 Visi dan Misi Pertamina (Persero)…………………………………..II-6 II.1.2 Tata Nilai Pertamina (Persero)………………………………………II-6 II.1.3 Logo Pertamina (Persero)……………………………………………II-7 II.2 Pengertian Produk Perusahaan……………………………………………..II-8

BAB III TINJAUAN UMUM PERUSAHAAN III.1 Sejarah Berdirinya PT Pertamina (Persero) RU IV Cilacap ....................... III-1 III.1.1 Kilang Minyak I ............................................................................... III-3 III.1.2 Kilang Minyak II .............................................................................. III-4 III.1.3 Kilang Paraxylane............................................................................ III-5 III.1.4 Debottlenecking Project ................................................................... III-6 III.1.5 Kilang LPG dan Sulphur Recovery Unit (SRU)............................. III-10 III.1.6 Resudual Fludizied Catalytic Cracking (RFCC) ........................... III-11 III.2 Produksi Kilang PT Pertamina (Persero) RU IVCilacap .......................... III-12 III.3 Struktur Organisasi .................................................................................... III-14 III.3.1 Struktur Organisasi PT. Pertamina (Persero) ................................ III-14 III.3.2 Struktur Organisasi dan Kepegawaian PT. Pertamina RU IV CilacapIII-15 III.4 Lokasi dan Tata Letak PT Pertamina (Persero) RU IV Cilacap ............... III-17

DAFTAR ISI III.4.1 Lokasi Pabrik.................................................................................. III-17 III.4.2 Tata Letak Kilang ........................................................................... III-18 III.5 Kesejahteraan dan Fasilitas PT Pertamina (Persero) RU IV Cilacap…… III-23 III.6 Program Pengembangan Engineering …………………………………...III-24

BAB IV URAIAN PROSES IV.1 Kilang Paraxylene ........................................................................................ IV-1 IV.1.1 Naphtha Hydrotreater Unit (Unit 82) ............................................. 1V-1 IV.1.2 Continuous Catalyst Regeneration (CCR) Unit (Unit 84) ............... IV-4 IV.1.3 Platforming Unit (Unit 84) .............................................................. IV-5 IV.1.4 Sulfolane Unit (Unit 85)................................................................... IV-7 IV.1.5 Tatoray Proces Unit (Unit 86) ......................................................... IV-7 IV.1.6 Xylene Fractionation Unit (Unit 87) ................................................ IV-8 IV.1.7 Paraxylene Extraction (Parex) Process Unit (Unit 88) ................... IV-9 IV.1.8 Isomer Process Unit (Unit 89) ....................................................... IV-10

BAB V UTILITAS DAN PENGOLAHAN LIMBAH V.1 Utilitas .......................................................................................................... V-1 V.1.1 Unit 51/ 051/ 510 (Unit Pembangkit Tenaga Listrik) ........................ V-1 V.1.2 Unit 52/ 052/ 520 (Unit Pembangkit Tenaga Uap) ............................ V-2 V.1.3 Unit 53/ 053/ 530 (Unit Distribusi Air Pendingin)............................. V-3 V.1.4 Unit 54/ 054 (Unit Pengadaan Air Bersih) ......................................... V-3 V.1.5 Unit 55/055/550 (Unit Pengadaan Air Pemadam Kebakaran) ........... V-4 V.1.6 Unit 56/056/560 (Unit Pembangkit Udara Bertekanan) ..................... V-4 V.1.7 Unit 57/057 (Unit Distribusi Bahan Bakar Cair dan Gas) .................. V-4 V.1.8 Unit 63/063 (Unit Pengadaan Air Baku) ............................................ V-5 V.2 Pengolahan Limbah ...................................................................................... V-6 V.2.1 Pengolahan Limbah Buangan Cair ..................................................... V-6 V.2.2 Pengolahan Buangan Gas ................................................................. V-10 V.2.3 Pengolahan Buangan Sludge ............................................................ V-10

BAB VI ANALISA LABORATORIUM VI.1 Program Kerja Laboratorium ...................................................................... VI-1 VI.1.1 Laboratorium Pengamatan ............................................................... VI-1

ii

DAFTAR ISI

ii

VI.1.2 Laboratorium Analitik dan Gas........................................................ VI-1 VI.1.3 Laboratorium Penelitian dan Pengembangan .................................. VI-2 VI.1.4 Ren. ADM / Gudang / Statistik ........................................................ VI-2 VI.1.5 Laboratorium Paraxylene ................................................................ VI-2 VI.2 Peralatan Utama .......................................................................................... VI-2 VI.2.1 Laboratorium Pengamatan ............................................................... VI-2 VI.2.2 Laboratorium Analitik dan Gas........................................................ VI-3 VI.2.3 Laboratorium Penelitian, Pengembangan dan Lindungan LingkunganVI-4 VI.2.4 Laboratorium Administrasi, Material, Gudang dan Statistik ........... VI-4 VI.2.5 Laboratorium Paraxylene ................................................................ VI-4 VI.3 Prosedur Analisa ......................................................................................... VI-5 VI.4 Analisa Laboratorium di CCR Platforming Unit ........................................ VI-5 BAB VII KESELAMATAN DAN KESEHATAN KERJA VII.1 Health Safety Environtment (HSE) ........................................................... VII-1 VII.2 Fire and Insurance .................................................................................... VII-1 VII.3 Environmental ........................................................................................... VII-1 VII.4 Safety ......................................................................................................... VII-2 VII.5 Occupational Health ................................................................................. VII-2

BAB VIII PENUTUP VIII.1 Kesimpulan ............................................................................................. VIII-1 VIII.2 Saran ....................................................................................................... VIII-2

DAFTAR GAMBAR

iii

DAFTAR GAMBAR Gambar II.1

Lokasi Refinery Unit PT. Pertamina (Persero) di Indonesia ................... II-6

Gambar II.2

Logo Lama PT. Pertamina (Persero) ....................................................... II-7

Gambar II.3

Logo Baru PT. Pertamina (Persero) ........................................................ II-8

Gambar III.1

Blok Diagram Proses PT. Pertamina RU IV Cilacap ............................. III-2

Gambar III.2

Diagram Blok Proses Kilang I ................................................................ III-4

Gambar III.3

Diagram Blok Proses Kilang II .............................................................. III-5

Gambar III.4

Blok Diagram RFCC ............................................................................ III-12

Gambar III.5

Diagram Struktur Organisasi PT Pertamina (Persero) ......................... III-15

Gambar III.6

Diagram Struktur Organisasi PT Pertamina RU IV Cilacap ................ III-16

DAFTAR TABEL

iv

DAFTAR TABEL Tabel II.1

Sejarah Perkembangan PT. Pertamina (Persero) ..................................... II-4

Tabel III.1

Sejarah Kilang Pertamina Refinery Unit IV Cilacap .............................. III-1

Tabel III.2

Jenis Pekerjaan dalam Debottlenecking Project Cilacap ....................... III-8

Tabel III.3

Perbandingan Kapasitas Produksi Sebelum dan Sesudah Debottlenecking Project pada FOC I ................................................................................ III-9

Tabel III.4

Perbandingan Kapasitas Produksi Sebelum dan Sesudah Debottlenecking Project pada FOC II .............................................................................. III-9

Tabel III.5

Perbandingan Kapasitas Produksi Sebelum dan Sesudah Debottlenecking Project pada LOC I/II/III ....................................................................... III-9

Tabel III.6

Kapasitas Desain Baru FOC I dan II Pertamina RU IV Cilacap ............ III-9

Tabel III.7

Kapasitas Desain Baru LOCI, II, III Pertamina RU IV Cilacap........... III-10

Tabel III.8

Produksi FOC I Pertamina RU IV Cilacap ........................................... III-13

Tabel III.9

Produksi FOC II Pertamina RU IV Cilacap ......................................... III-13

Tabel III.10

Produksi LOC I/II/III Pertamina RU IV Cilacap.................................. III-13

Tabel III.11

Produksi Kilang Paraxylene Pertamina RU IV Cilacap ....................... III-13

Tabel IV.1

Kapasitas Produksi Kilang Paraxylene Cilacap ..................................... IV-1

Tabel V.1

Spesifikasi Inlet dan Outlet IPAL........................................................... V-8

INTISARI

PT Pertamina (Persero) merupakan satu-satunya perusahaan minyak nasional yang berwenang mengelola semua bentuk kegiatan industri perminyakan di Indonesia. Sampai saat ini, PT Pertamina (Persero) memiliki enam buah kilang yang masih aktif beroperasi di seluruh Indonesia, salah satunya adalah kilang RU IV yang berada di daerah Cilacap, Jawa Tengah. PT Pertamina (Persero) RU IV Cilacap merupakan unit pengolahan terbesar yang dikelola Pertamina dengan kapasitas 348.000 BPSD dan menjadi penyuplai kebutuhan bahan bakar minyak terbesar di Jawa. Kilang Pertamina RU-IV berlokasi di desa Lomanis, Cilacap, Jawa Tengah. Pertamina RU-IV Cilacap didesain untuk mengolah minyak mentah dari timur tengah dengan maksud selain mendapatkan produk BBM, juga untuk mendapatkan bahan dasar minyak pelumas dan aspal. Kilang Paraxylene Cilacap (KPC) merupakan kilang Petrokimia yang bertujuan untuk mengolah heavy naphta menjadi Paraxylene yang berguna sebagai bahan baku Purified Teraptalic Acid (PTA). Feed yang masuk berupa sour naphta, merupakan bottom produk CDU II FOC II, sedangkan produk yang dihasilakan adalah paraxylene, LPG, benzene, raffinate, heavy aromate. Kapasitas produksi paraxylene mencapai 310.250 ton/tahun. Terdapat beberapa unit proses di Kilang Paraxylene Cilacap (KPC) yaitu unti platforming sebagai penghasil senyawa aromat, unit Tatoray dan Isomar sebagai unit konversi serta unit Parex sebagai unit purifikasi. Selain itu, terdapat sistem utilitas yang ada di kilang RU IV Cilacap berfungsi untuk menunjang operasi kilang dalam memasok kebutuhan-kebutuhan seperti listrik, steam, cooling water, fuel gas system, unit pembangkit uap, unit distribusi air pendingin, unit pengadaan air bersih, unit pembangkit udara bertekanan, unit distribusi bahan bakar cair dan gas, unit pengadaan air baku dan unit pengendali, unit pengolahan buang cair, unit pengolahan buang gas dan unit pengolahan buangan sludge. Ada juga laboratorium sebagai penyedia data-data tentang raw material dan produk untuk evaluasi unit-unit yang ada, menentukan tingkat efisiensi dan pengendalian mutu. Pengendalian mutu atau pengawasan muttu yang dilakukan dengan tujuan mengendalikan mutu produk yang dihasilkan agar sesuai dengan standar yang ditentukan.

BAB I PENDAHULUAN

I-1 BAB I PENDAHULUAN

1.1 Latar Belakang Keberadaan teknologi saat ini menjadi salah satu akar perkembangan bidang industri setiap bangsa di dunia. Profesionalitas para insinyur dituntut dari bermunculannya inovasiinovasi baru di bidang teknologi. Profesionalitas yang dituntut dalam dunia kerja ini harus dibina semenjak duduk di perguruan tinggi. Profesionalitas tersebut tidak hanya ahli di bidang industri yang dijalankan, melainkan juga yang berkaitan dengan softskill. Seorang insinyur yang baik mampu menggunakan waktu secara efektif, memiliki komunikasi yang baik dengan orang lain dan bisa beradaptasi dengan lingkungan kerja. Lingkungan kerja menjadi penting untuk dipelajari dikarenakan terkadang ilmu teoritis yang didapatkan saat kuliah berbeda dengan fakta di lapangan. Salah satu cara yang dapat digunakan untuk memperkenalkan kepada mahasiswa mengenai dunia kerja adalah dengan mengikuti kerja praktik. Kerja Praktik yang merupakan syarat mata kuliah di program Strata Satu di Jurusan Teknik Kimia Institut Teknologi Sepuluh Nopember Surabaya yang bertujuan untuk membekali mahasiswa dengan ilmu pengetahuan dan pengalaman pada keadaan nyata di dunia Industri yang dapat dibandingkan dengan teori yang telah diperoleh di bangku perkuliahan. Sementara itu untuk sebuah perusahaan, kerja praktik bisa digunakan untuk mencari sumber daya manusia yang baru dan sarana untuk mengevaluasi kualitas mahasiswa sarjana. PT. Pertamina (Persero) Refinery Unit IV Cilacap merupakan perusahaan yang menerapkan ilmu dan disiplin Teknik Kimia pada skala Industri besar yang bergerak dalam bidang industri oil and gas . Sebagai perusahaan yang bergerak di dalam bidang industri oil and gas, PT. Pertamina (Persero) Refinery Unit IV memiliki berbagai jenis proses yang erat kaitannya dengan materi-materi yang diberikan di bangku perkuliahan. Dengan demikian diharapkan dari Kerja Praktik di PT. Pertamina (Persero) Refinery Unit IV akan menunjang perluasan wawasan dan pengaplikasian ilmu Teknik Kimia di dunia industri secara nyata.

BAB I PENDAHULUAN

I-2

I.2 Tujuan Kerja Praktik Tujuan dari pelaksanaan kerja praktik di PT Pertamina (Persero) Refinery Unit IV Cilacap ini adalah sebagai berikut : I.2.1 Bersifat Umum 1. Terciptanya suatu hubungan yang sinergis, jelas, dan terarah antara dunia perguruan tinggi dan dunia kerja sebagai pengguna output-nya. 2. Memperoleh gambaran secara nyata tentang penerapan/implementasi dari ilmu atau teori yang diperoleh mahasiswa dari materi perkuliahan dan membandingkannya dengan kondisi praktik yang ada di lapangan. 3. Meningkatkan kepedulian dan partisipasi dunia usaha dalam memberikan kontribusinya pada sistem pendidikan nasional. 4. Membuka wawasan mahasiswa agar dapat mengetahui dan memahami aplikasi ilmunya di dunia industri pada umumnya serta mampu menyerap dan berasosiasi dengan dunia kerja secara utuh. 5. Menumbuhkan dan menciptakan pola berpikir konstruktif yang lebih berwawasan dan sistematis dalam menghadapi suatu persoalan dalam bidang kerja yang sebenarnya bagi mahasiswa. I.2.2 Bersifat Khusus 1. Mendapatkan pengalaman dalam suatu lingkungan kerja dan mendapat peluang untuk berlatih menangani permasalahan khusunya di PT Pertamina (Persero) Refinery Unit IV Cilacap . 2. Mengetahui perkembangan teknologi dalam lingkup keteknikan yang modern. 3. Melaksanakan studi perbandingan antara teori yang didapat di kuliah dengan penerapannya di pabrik. 4. Menambah wawasan aplikasi keteknik-kimiaan dalam bidang industri. 5. Memperoleh pemahaman yang komprehensif akan dunia kerja melalui learning by doing. 6. Mengembangkan hubungan baik antara pihak perguruan tinggi yakni Institut Teknologi Sepuluh Nopember dengan PT Pertamina (Persero) Refinery Unit IV Cilacap. 7. Untuk memenuhi beban satuan kredit semester (SKS) yang harus ditempuh sebagai persyaratan akademis kelulusan mahasiswa tahap sarjana di Program Studi Teknik Kimia, Fakultas Teknologi Industri, Institut Teknologi Sepuluh Nopember Surabaya.

BAB I PENDAHULUAN

I-3

I.3 Manfaat Kerja Praktik Manfaat dari pelaksanaan kerja praktik di PT Pertamina (Persero) Refinery Unit IV Cilacap ini adalah sebagai berikut : 1. Bagi Perguruan Tinggi Sebagai tambahan referensi khususnya mengenai perkembangan industri di Indonesia maupun proses dan teknologi yang mutakhir, dan dapat digunakan oleh pihak-pihak yang memerlukan. 2. Bagi Perusahaan Hasil analisa dan penelitian yang dilakukan selama Kerja Praktik dapat menjadi bahan masukan bagi perusahaan untuk menentukan kebijaksanaan perusahaan di masa yang akan datang. 3. Bagi Mahasiswa a. Mendapatkan gambaran tentang kondisi real dunia industri dan memiliki pengalaman terlibat langsung dalam aktivitas industri, serta mendapatkan kesempatan untuk mengaplikasikan ilmu-ilmu yang diperoleh di bangku perkuliahan untuk mendapatkan pemahaman yang lebih baik mengenai dunia industri, b. Kegiatan kerja praktek ini juga dapat mengembangkan wawasan berpikir, bernalar, menganalisa dan mengantisipasi suatu problema, dengan mengacu pada materi teoritis dari disiplin ilmu yang ditempuh dan mengaitkannya dengan kondisi sesungguhnya, sehingga mahasiswa dapat lebih sigap dan siap menghadapi berbagai

problema

di

lapangan,

serta

mempunyai

kemampuan

untuk

mengembangkan ide-ide kreatif dan inovatif.

I.4 Ruang Lingkup Kerja Praktik Ruang Lingkup Kerja Praktik di PT. Pertamina (Persero) Refinery Unit IV Cilacap, Indonesia, meliputi kegiatan : 1. Orientasi umum dan studi literatur mengenai PT. PERTAMINA Refinery Unit IV Cilacap. 2. Orientasi Lapangan proses pengolahan Kilang Paraxylene Cilacap (KPC). 3. Pelaksanaan tugas khusus dengan judul “Evaluasi Performa Katalis Isomar UOP I400 Periode Juni-Juli 2016 di Kilang Paraxylene Cilacap”

BAB I PENDAHULUAN

I-4

I.5 Waktu Pelaksanaan Kerja Praktik Waktu pelaksanaan Kerja Praktik di PT. Pertamina (Persero) Refinery Unit IV Cilacap, Indonesia ini adalah 2 bulan, terhitung mulai dari tanggal 1 Juli 2016 sampai 31 Agustus 2016.

BAB II TINJAUAN PUSTAKA

II-1 BAB II TINJAUAN PUSTAKA

II.1

Sejarah PT Pertamina (Persero) Minyak dan gas bumi merupakan salah satu komoditas utama di Indonesia, baik

sebagai sumber energi maupun sebagai bahan baku produk turunan untuk pemenuhan kebutuhan masyarakat. Oleh karena itu perlu dibangun unit pengolahan minyak bumi guna memenuhi kebutuhan yang semakin meningkat dan juga mengurangi ketergantungan terhadap suplai BBM dari luar negeri. Proses pengolahan minyak bumi menjadi produk dengan nilai ekonomi tinggi merupakan tujuan utama dari perusahaan-perusahaan yang bergerak di bidang eksplorasi sampai denga industri petrokimia hilir. Pengolahan sumber daya ini diatur oleh negara untuk kemakmuran rakyat dalam UUD 1945 pasal 33 ayat 3. Hal ini bertujuan untuk menghindari praktek monopoli dan eksploitasi kekayaan alam yang berujung pada kesengsaraan rakyat. Pada zaman penjajahan Belanda, sejak tahun 1871, orang-orang Belanda telah mulai berusaha mendapatkan minyak bumi di Indonesia dengan jalan melakukan pengeboran di daerah-daerah sumber minyak. Usaha pengeboran minyak di Indonesia pertama kali dilakukan oleh Jan Raerink pada tahun 1871 di Cibodas, Majalengka (Jawa Barat), namun usaha trsebut mengalami kegagalan. Pada tanggal 15 Juni 1885, seorang pemimpin perkebunan Belanda bernama Aeilco Janszoon Zylker berhasil melakukan pengboran yang di Telaga Tunggal dekat Pangkalan Berandan di Sumatera Utara pada kedalaman kira-kira 400 kaki. Sejak penemuan ini, pencarian minyak bumi terus berlanjut, dimana pada saat yang hampir bersamaan telah ditemukan pula sumber minyak bumi di Indonesia, seperti di desa Ledok, Cepu, Jawa Tengah (1901), di desa Minyak Hitam di daerah Muara Enim Palembang dan Riam Kiwa dekat Sangasanga di Kalimantan Timur. Penemuan-penemuan tersebut mendorong keinginan maskapai perusahaan asing seperti Royal Deutsche Company, Shell, Stanvac, Caltex dan maskapai-maskapai lainnya untuk turut serta dalam usaha pengeboran minyak di Indonesia. Pada akhir abad XIX tidak kurang dari 18 buah perusahaan asing secara aktif mengusahakan sumber-sumber minyak di Indonesia. Karena usaha eksplorasi dan kekuatan finansialnya, maka pada tahun 1902 Royal Dutch Company, yaitu perusahaan yang mengambil ahli konsesi Zylker, dapat menyisihkan perusahaan-perusahaan yang ada pada waktu itu. Pada tahun 1907, Royal Dutch Company bergabung dengan Shell Transport and Trading Company, dimana perusahaan yang beroperasi dari kelompok Royal Dutch dan Shell


II-2

di Indonesia adalah Bataafshe Petroleum Maatschappij (B.P.M.), dan ini merupakan satusatunya perusahaan yang beroperasi di Indonesia sampai tahun 1911. Pada tahun 1912 Standard Vacum Oil Company (STANVAC), suatu anak perusahaan Standard Oil (New Jersey) dan Vacum Oil Company mulai beroperasi di Indonesia. Perusahaan tersebut mengerjakan lapangan-lapangan minyak di Talang Akar dan Pendopo Sumatera Selatan. Menghadapi saingan dari Standard Oil pada tahun 1930 pemerintah kolonial Belanda dan B.P.M, dibentuklah suatu campuran yaitu N.V. Nederlandsche Indische Aardolie Maatschappij (N.I.A.M.) pada tahun 1935, CALTEX yaitu sebuah anak perusahaan Standard Oil of California and Texas Company mulai beroperasi di Indonesia, dimana lapangan produksinya terletak di Minas dan Duri di daerah Daratan Riau. Pada tahun 1935, dibentuk perusahaan minyak bernama Nederlandsche Nieuw Guinea Petroleum Maatschappij (N.N.G.P.M) untuk mengeksploitasi Irian Jaya (sekarang disebut Papua)

bagian barat,

dengan sahamnya dari Royal Dutch-Shell, STANVAC, dan CALTEX. Kilang minyak yang ada sebelum perang dunia II ada 6 buah yaitu di Plaju (B.P.M), Sungai Gerong (STANVAC), Balikpapan (B.P.M), Cepu (B.P.M), Wonokromo (B.P.M.) dan Pangkalan Brandan (B.P.M.). Dengan berakhirnya Perang Dunia II, karena serangan bala tentara Jepang ke Indonesia dan politik bumi hangus pemerintah Hindia Belanda, sebagian besar instalasiinstalasi kilang minyak hancur, terutama kilang minyak Pangkalan Brandan. Pada saat 17 Agustus 1945, satu-satunya lapangan minyak yang dapat dikuasai oleh pejuang-pejuang kemerdekaan Indonesia adalah lapangan minyak sekitar Pangkalan Brandan dan daerah Aceh, bekas milik Shell-B.P.M, yang selanjutnya merupakan perusahaan minyak Indonesia yang pertama dan diberi nama Perusahaan Tambang Minyak Negara Republik Indonesia (P.T.M.N.R.I). Pada tahun 1945 B.P.M. berhasil meneruskan produksi minyak mentahnya di Tarakan, dan pada tahun 1946 Kilang Plaju dan Sungai Gerong dikembalikan kepada B.P.M. dan STANVAC untuk rekonstruksi. Di Jawa Tengah B.P.M. tidak berhasil memperoleh kembali lapangan minyak Kawengan, Ledok, dan kilang minyak Cepu karena telah dikuasai oleh koperasi buruh minyak yang kemudian menjadi perusahaan negara PERMIGAN. Tahun 1950 P.T.M.N.R.I. juga belum menunjukkan usaha-usaha pembangunannya, maka bulan April 1945 P.T.M.N.R.I diubah menjadi Tambang Minyak Sumatera Utara (T.M.S.U). Tindakan ini ternyata juga belum ada manfaatnya, sehingga pada tangggal 10 Desember 1957 T.M.S.U diubah menjadi PT. Perusahaan Pertambangan Minyak Nasional (PT. PERMINA). Tanggal 1 Juli 1961 statusnya dirubah menjadi Perusahaan Negara Pertambangan Minyak Nasional (PN. PERMINA) yang diatur dalam PP No.198/1961.


II-3

Penyerahan kedaulatan oleh pemerintah kolonial Belanda kepada Republik Indonesia, maka pada tanggal 1 Januari 1959 status N.V. N.I.A.M. dirubah menjadi PT. Pertambangan Minyak Indonesia (PT. PERMINDO). Untuk itu, Pemerintah Indonesia mengeluarkan UU No. 19 Tahun 1960 tentang Perusahaan Negara. Berdasarkan UU No. 44 Tahun 1961 tentang Pertambangan Minyak dan Gas Bumi. dibentuk tiga perusahaan negara sektor Minyak dan Gas Bumi, yaitu : 1. PN PERTAMIN (Perusahaan Negara Pertambangan Minyak Indonesia) berdasarkan PP No.3/1961 2. PN PERMINA (Perusahaan Negara Pertambangan Minyak Nasional) berdasarkan PP No.198/1961 3. PN PERMIGAN (Perusahaan Negara Pertambangan Minyak dan Gas Nasional) berdasarkan PP No.199/1961 Pada tahun 1961 PN PERMIGAN dibubarkan, semua proses produksi diserahkan kepada PN PERMINA dan fasilitas pemasarannya diserahkan kepada PN PERTAMIN. PN PERTAMIN dan PN PERMINA bertindak selaku kuasa pertambangan yang usahanya meliputi bidang minyak dan gas bumi dengan kegiatan eksplorasi, eksploitasi, pemurnian, pengolahan dan pengakutan. kedua perusahaan tersebut digabung menjadi PN. PERTAMINA pada tahun 1968. Demi kelanjutan dan perkembangannya, pada tanggal 15 September 1971 pemerintah mengeluarkan UU No.8/1971 tentang PERTAMINA sebagai Pengelolaan Tunggal di Bidang Minyak Dan Gas Bumi di Indonesia, sehingga pada tanggal 1 Januari 1972 PN. PERTAMINA diubah namanya menjadi PERTAMINA. PERTAMINA terus tumbuh dan berkembang menjadi salah satu BUMN yang handal. Tetapi berdasarkan Undang-Undang MIGAS baru UU No.22 Tahun 2001 dan No.31 Tahun 2003, status PERTAMINA mengalami perubahan dari Lembaga Pemerintahan NonDepartemen (LPND) menjadi Persero. Dengan adanya perubahan status ini, PT PERTAMINA (Persero) berada di bawah stakeholder-nya, dalam hal ini adalah pemerintah yang berperan sebagai profit oriented. Sesuai dengan ketentuan dalam Undang-Undang MIGAS baru, PERTAMINA tidak lagi menjadi satu-satunya perusahaan yang memonopoli industri MIGAS dimana kegiatan usaha minyak dan gas bumi diserahkan kepada mekanisme pasar. Pendirian PT Pertamina (Persero) dilakukan menurut ketentuan-ketentuan yang tercantum dalam Undang-Undang No. 1 tahun 1995 tentang Perseroan terbatas, Peraturan Pemerintah No. 12 tahun 1998 tentang Perusahaan Perseroan (Persero), dan Peraturan Pemerintah No. 45 tahun 2001 tentang Perubahan atas Peraturan No. 12 tahun 1998 dan


II-4

peralihanya berdasarkan PP No.31 Tahun 2003 “Tentang Pengalihan Bentuk Perusahaan Pertambangan Minyak dan Gas Bumi Negara (PERTAMINA) menjadi Perusahaan Perseroan (PERSERO)”. Berikut ini adalah kronologis sejarah berdirinya PT Pertamina : Tabel II.1 Sejarah Perkembangan PT Pertamina (Persero) Waktu

Peristiwa

1945

Berdirinya Perusahaan Tambang Minyak Negara Republik Indonesia (PTMNRI) di Tarakan, yang merupakan perusahaan minyak nasional pertama di Indonesia.

April 1954

PT PTMNRI berubah menjadiTambang Minyak Sumatera Utara (TMSU)

10 Desember 1957

TMSU berubah menjadi PT Perusahaan Minyak Nasional (PT PERMINA)

1 Januari 1959 Februari 1961

NVNIAM berubah menjadi PT Pertambangan Minyak Indonesia (PT PERMINDO) PT PERMINDO berubah menjadi Perusahaan Negara Pertambangan Minyak (PN PERTAMIN) yang berfungsi sebagai satu-satunya distributor minyak di Indonesia.

1 Juli 1961

PT PERMINA dijadikan PN PERMINA

20 Agustus 1968

Peleburan PN PERMINA dan PN PERTAMIN menjadi Perusahaan Pertambangan Minyak dan Gas Bumi Nasional (PN PERTAMINA)

15 September 1971 PN PERTAMINA berubah menjadi PT PERTAMINA 17 September 2003 PT PERTAMINA menjadi PT PERTAMINA (Persero) Berdasarkan UU No.8 tahun 1971, PT. PERTAMINA memiliki tugas umum sebagai berikut: 1. Melaksanakan pengusahaan Migas dalam arti seluas-;uasnya, guna memperoleh hasil sebesar-besarnya untuk kemakmuran rakyat dan negara. 2. Menyediakan dan melayani kebutuhan bahan-bahan minyak dan gas bumi dalam negeri yang pelaksanaannya diatur dengan aturan pemerintah (KEPPRES No. 11 tahun 1990). Dalam melaksanakan tugas tersebut PT. PERTAMINA memiliki empat kegiatan utama, yaitu : a. Eksplorasi dan Produksi Kegiatan ini meliputi pencairan lokasi yang memiliki potensi ketersediaan minyak dan gas bumi, kemungkinan penambangannya, serta proses produksi menjadi bahan baku unit pengolahan.


II-5

b. Pengolahan Kegiatan ini meliputi proses distilasi, pemurnian dan reaksi kimia tertentu untuk mengolah crude menjadi produk yang diinginkan seperti premium, solar, kerosin, avtur, dll. c. Pembekalan dan Pendistribusian Kegiatan pembekalan meliputi impor crude sebagai bahan baku unit pengolahan melalui system perpipaan sedangkan kegiatan pendistribusian melalui perkapalan. d. Penunjang Menyediakan fasilitas penunjang, contohnya adalah rumah sakit dan perumahana. PT. PERTAMINA (Persero) memiliki unit-unit operasi yang tersebar diseluruh Indonesia yang meliputi beberapa operasi dan produksi, 7 unit pengolahan, 8 unit Pemasaran, dan unit yang lain. PT. PERTAMINA (Persero) Refinery Unit (RU) adalah salah satu unit usaha yang berada di bawah Direktorat Pengolahan Pertamina. Dalam pembangunan nasional, PT. Pertamina (Persero) memiliki tiga peranan penting, yaitu: 1. Menyediakan dan menjamin pemenuhan kebutuhan BBM. 2. Sebagai sumber devisa negara. 3. Menyediakan kesempatan kerja sekaligus pelaksana alih teknologi dan pengetahuan. Untuk memenuhi dan menjamin pemenuhan kebutuhan BBM, PT Pertamina (Persero) membangun tujuh buah kilang di berbagai wilayah Indonesia namun hanya mengoperasikan enam buah unit kilang dengan kapasitas total mencapai 1.046,70 barrel. Adapun kapasitas produksi untuk masing-masing unit pengolahan PT Pertamina (Persero), sebagai berikut: 1. RU I Pangkalan Brandan (Sumatra Utara), kapasitas 5000 barrel/hari.* 2. RU II Dumai dan Sungai Pakning (Riau), kapasitas 170.000 barrel/hari 3. RU III Plaju dan Sungai Gerong (Sumatra Selatan), kapasitas 135.000 barrel/hari. 4. RU IV Cilacap (Jawa Tengah), kapasitas 348.000 barrel/hari. 5. RU V Balikpapan (Kalimantan Timur), kapasitas 270.000 barrel/hari. 6. RU VI Balongan (Jawa Barat), kapasitas 125.000 barrel/hari. 7. RU VII Kasim (Papua Barat), kapasitas 10.000 barrel/hari *

) sejak tahun 2007 PT Pertamina (Persero) RU I Pangkalan Brandan, Sumatera Utara yang

tadinya memiliki kapasitas pengolahan sebesar 5.000 BPSD sudah tidak beroperasi lagi dikarenakan beberapa sumur yang menjadi sumber feedsudah tidak berproduksi.


II-6

Gambar II.1 Lokasi Refinery Unit PT. Pertamina (Persero) di Indonesia

II.1.1 Visi dan Misi Pertamina (Persero) 1. Visi Pertamina (Persero) “Menjadi Perusahaan Energi Nasional Kelas Dunia ”. 2. Misi Pertamina (Persero) “Menjalankan usaha minyak, gas, serta energi baru dan terbarukan secara terintegrasi, berdasarkan prinsip-prinsip komersial yang kuat”.

II.1.2 Tata Nilai Pertamina (Persero) Pertamina menerapkan enam tata nilai perusahaan yang dapat menjadi pedoman bagi seluruh karyawan dalam menjalankan perusahaan. Keenam tata nilai perusahaan Pertamina adalah sebagai berikut : 1.

Clean Dikelola secara profesional, menghindari benturan kepentingan, tidak menoleransi suap, menjunjung tinggi kepercayaan dan integritas. Berpedoman pada asas-asas tata kelola korporasi yang baik.

2.

Competitive Mampu berkompetisi dalam skala regional maupun internasional, mendorong pertumbuhan melalui investasi, membangun budaya sadar biaya dan menghargai kinerja.

3.

Confidence Berperan dalam pembangunan ekonomi nasional, menjadi pelopor dalam reformasi BUMN, dan membangun kebanggaan bangsa.

BAB II TINJAUAN PUSTAKA 4.

II-7

Customer Focus Berorientasi pada kepentingan pelanggan dan berkomitmen untuk memberikan pelayanan yang terbaik kepada pelanggan.

5.

Commercial Menciptakan nilai tambah dengan orientasi komersial, mengambil keputusan berdasarkan prinsip-prinsip bisnis yang sehat.

6.

Capable Dikelola oleh pemimpin dan pekerja yang profesional dan memiliki talenta dan penguasaan teknis tinggi, berkomitmen dalam membangun kemampuan riset dan pengembangan.

II.1.3 Logo Pertamina (Persero) PT. Pertamina (Persero) sudah mengganti logo perusahaan semenjak dikeluarkannya Undang-Undang yang menjadikan Pertamina bukan sebagai perusahaan monopoli di Indonesi. Berikut ini adalah kronologis sejarah berdirinya PT Pertamina :

Gambar II.1 Sejarah PT Pertamina (Persero)

Gambar II.2 Logo lama PT Pertamina (Persero) Arti makna logo: 1. Bintang berwarna kuning : menggambarkan kekuatan guna mencapai tujuan nasiona 2. Kuda laut : melambangkan fosil yang mempunyai nilai ekonomis yang tingggi 3. Pita bertuliskan pertamina : melambangkan identitas corporate

BAB II TINJAUAN PUSTAKA 4.

II-8

Warna Merah : Keuletan, ketegasan dan keberanian dalam menghadapi berbagai kesulitan.

5. Warna Biru : Kesetiaan pada tanah air Indonesia, dasar negara Pancasila dan UUD 1945. PT. Pertamina (Persero) kembali mengalai pergantian logo pada tahun 2005. Hal ini didorong karena hadirnya kompetisi yang baru sehingga pergantian lambing atau logo ini diharapkan dapat membangun semangat baru dalam hal mendorong daya saing dalam menghadapi perubahan-perubahan yang terjadi serta mendapatkan image yang baik diantara gas companies dan gas oil. Logo baru PT.Pertamina (Persero) dibentuk pada tanggal 10 Desember 2005 bertepatan dengan ulang tahun PT. Pertamina (Persero) yang ke 48.

Gambar II.3 Logo baru PT Pertamina (Persero) Logo PT.Pertamina (Persero) yang baru memiliki makna sebagai berikut : 1. Elemen logo huruf P yang menyerupai bentuk panah, menunjukan PT.Pertamina (Persero) sebagai perusahaan yang bergerak maju dan progresif. 2. Warna-warna yang berani menunjukan alir besar yang diambil PT.Pertamina (Persero) dan aspirasi perusahaan akan masa depan yang lebih positif dan dinamis, dimana: 

Biru berarti andal, dapat dipercaya dan tanggung jawab.



Hijau berarti sumber energy yang berwawasan lingkungan



Merah berarti keuletan dan ketegasan serta keberanian dalam menghadapi berbagai macam kesulitan

II.2 Pengertian Produk Perusahaan Produk utama yang dihasilkan oleh Kilang Cilacap berupa produk BBM (Gasoline, Naphtha, Kerosene, Avtur, Solar (ADO/IDO), LSWR, Minyak Bakar (IFO)), Produk Liquid Gas LPG, Propylene), Produk Pelumas Dasar dan turunannya Base Oil, Parafinic Oil, Solvent Minarex, Asphalt, Slack Wax), Produk Aromatik (Paraxylene, Benzene, Toluene, Heavy Aromate) serta Liquid Sulfur. Berikut ini merupakan penjelasan dari produk-produk utama yang dihasilkan oleh kilang RU IV Cilacap : 

Bahan Bakar Khusus


II-9

1) Aviation Gasoline (avgas) Aviation Gasoline (avgas) adalah bahan bakar dari pecahan minyak bumi dan dibuat untuk bahan bakar transportasi udara (aviasi), pada pesawat yang menggunakan mesin pembakaran internal (internal combustion engine), mesin piston atau mesin reciprocating dengan pengapian bunga api (spark ignition). Spesifikasi : Aviation Gasoline (Def Stand 91-90/1 (DERD) 2845). 2) Aviation Turbin Fuel (avtur) Aviation Turbin Fuel (avtur) adalah bahan bakar yang berasal dari pecahan minyak bumi, dibuat untuk bahan bakar transportasi udara (aviasi) pada pesawat yang memiliki mesin turbin atau mesin pembakaran eksternal. Spesifikasi : Aviation Turbin Fuel adalah DEF Stand 91-91 Lattest Issue (DERD 2494). 3) Pertamax Pertamax adalah motor Gasoline tanpa timbal dengan kandungan aditif lengkap generasi mutakhir yang akan membersihkan Intake Valve PortFuel Injector dan Ruang Bakar dari karbon deposit dan mempunyai RON 92 (Research Octane Number) dan dianjurkan juga untuk kendaraan berbahan bakar bensin dengan perbandingan kompresi tinggi. 4) Pertamax Plus Pertamax

Plus

merupakan

bahan

bakar

superior

pertamina

dengan

kandungan energi tinggi dan ramah lingkungan, diproduksi menggunakan bahan baku pilihan berkualitas tinggi sebagai hasil penyempurnaan formula terhadap produk Pertamina sebelumnya. 5) Pertamina Dex Pertamina Dex merupakan bahan bakar mesin diesel modern yang telah memenuhi dan mencapai standar emisi gas buang EURO 2, memiliki angka performa tinggi dengan cetane number 53 keatas (HSD mempunyai cetane number 45), memiliki kualitas tinggi dengan kandungan sulfur di bawah 300 ppm. 6) Biosolar Biosolar merupakan blending antara minyak solar dan minyak nabati hasil bumi dalam negeri yang sudah diproses transesterifikasi menjadi Fatty Acid Methyl Ester. 

Produk – Produk Gas 1) Vigas Vigas adalah merek dagang Pertamina untuk bahan bakar LGV (Liquified Gas for


II-10

Vehicle) yang diformulasikan untuk kendaraan bermotor terdiri dari campuran propane (C3) dan butane (C4) yang spesifikasinya disesuaikan untuk keperluan mesin

kendaraan

bermotor

sesuai

dengan

SK

Dirjen

Migas

No.2527.K/24/DJM/2007. 2) Bahan Bakar Gas Bahan Bakar Gas adalah gas bumi yang telah dimurnikan, ramah lingkungan, bersih, handal, murah, dan digunakan sebagai bahan bakar alternatif kendaraan bermotor. Komposisi BBG sebagian besar terdiri dari gas metana dan etana lebih kurang 90% dan selebihnya adalah gas propane, butane, nitrogen, dan karbondioksida. 3) Liquified Petroleum Gas (LPG) Liquified Petroleum Gas adalah produk gas ringan yang dihasilkan dari penyulingan minyak bumi atau juga dihasilkan dari pengembunan gas alam di Kilang Unit Pengolahan LPG.  Non BBM 1) Asphalt Asphalt Pertamina memiliki kapasitas produksi 650.000 ton/tahun, diproduksi dalam 2 grade yaitu Penetrasi 60/70 dan Penetrasi 80/100. 2) Solvent dan Minarex Di antara jenis solvent adalah Minasol, Pertasol, Solvent Cemara, Heavy Aromatic, dan lain-lain.

BAB III TINJAUAN UMUM PERUSAHAAN

III-1


III.1 Sejarah Berdirinya PT Pertamina (Persero) Refinery Unit IV Cilacap Seiring dengan perkembangan industri dan pembangunan di Indonesia, maka kebutuhan energi akan meningkat dari tahun ke tahun. Oleh itu perlu dibangun unit pengolahan minyak bumi guna memenuhi kebutuhan yang semakin meningkat tersebut dan juga untuk mengurangi ketergantungan terhadap suplai BBM dari luar negeri. Dalam usaha tersebut, maka pada tahun 1974 dibangun kilang minyak di Cilacap yang dirancang untuk mengolah bahan baku minyak mentah dari Timur Tengah dengan maksud selain untuk mendapatkan produk BBM juga untuk mendapatkan bahan dasar minyak pelumas dan Asphalt. Pembangunan kilang minyak Cilacap ini juga dimaksudkan untuk meningkatkan efisiensi pengadaan serta penyaluran BBM bagi pulau Jawa yang merupakan daerah yang mengkonsumsi BBM terbanyak di Indonesia. Sejak dibangun pada tahun 174 dan beroperasi tahun 1976 Refinery Unit IV Cilacap mengalami beberapa kali penambahan kapasitas dan kompleksitas seperti pada tabel berikut : Tabel III.1 Sejarah Kilang Pertamina Refinery Unit IV Cilacap Tahun 1974-1976

Proyek

Tujuan

Middle East Crude

Memenuhi kebutuhan BBM & Lube

FOC I = 100 MBSD

Base dalam negeri.

LOC I = 80.000 Ton/Tahun Asphalt = 245.000 Ton/Tahun Utilities & Offsite 1981-1983

Domestic Crude

Memenuhi pertumbuhan kebutuhan

FOC II = 200 MBSD

BBM, LPG, Lube Base dan Asphalt

LOC II = 175.000 Ton/Tahun

dalam negeri.

Asphalt = 550.000 Ton/Tahun Utilities & Offsite 1988-1990

Naphtha dari FOC II

Memenuhi kebutuhan Paraxylene &

Paraxylene = 270.000

Benzene dalam negeri dan luar negeri.

Benzene = 120.000 TonTahun

1996-1998

Debottlenecking

atau

peningkatan kapasitas

Proyek Memenuhi pertumbuhan kebutuhan BBM, LPG, Lube Base dan Asphalt

BAB III TINJAUAN UMUM PERUSAHAAN FOC I = 118 MBSD

III-2 dalam negeri.

FOC II = 230 MBSD Lube Base = 480.000 Ton/Tahun 2001-2005

Sulfur Recovery Unit

Recovery LPG dan memenuhi baku

LPG = 400 Ton/Day

mutu limbah udara (SOx).

Sulfur = 70 Ton/Day 2011-2014

Instalasi Pengolahan Air Limbah Meningkatkan baku mutu limbah cair. (IPAL)

2011-2015

RFCC

(Residual

Fludizied Peningkatan yield valuable product

Catalytic Cracking)

dan complexity index.

LSWR MIX CRUDE (DOMESTIC AND IMPORT) 230 MBSD

FOC II NAPHTHA

MIDDLE EAST CRUDE 118 MBSD

FOC I

LONG RESIDUE

OFF GAS

RFCC

PARAXY LANE

LPG PREMIUM NAPHTHA KEROSINE AVTUR ADO/IDO MFO LPG RAFFINATE PARAXYLANE BENZENE TOLUENE HEAVY AROMATE

LOC I/II/III

BASE OIL PARAFINIC OIL MINAREX ASPHALT SLACK WAX SOLAR MFO

LPG/SRU

GAS LPG SULPHUR CONDENSATE

EFFULENT WATER

IPAL

Gambar III.1 Blok Diagram Proses PT. Pertamina RU IV Cilacap

Visi dan Misi PT Pertamina (Persero) RU IVCilacap 

Visi Refinery Unit IV : Menjadi kilang minyak dan petrokimia yang unggul di Asia pada tahun 2020.



Misi Refinery Unit IV :


III-3

Mengoperasikan kilang aman, handal, efisien dan berwawasan lingkungan. Menghasilkan keuntungan yang tinggi.

III.1.1 Kilang Minyak I Kilang minyak I dibangun pada tahun 1974 dan mulai beroperasi sejak diresmikan Presiden Soeharto pada tanggal 24 Agustus 1976. Kilang ini dirancang oleh Shell International Petroleum Maatschappij (SIPM) sedangkan pembangunannya dilakukan oleh kontraktor Fluor Eastern Inc. dan dibantu oleh kontraktor-kontraktor dalam negeri. Selaku pengawas dalam pelaksanaan proyek ini adalah Pertamina. Kilang Minyak I didesain untuk menghasilkan produk BBM dan NBM (minyak dasar pelumas dan Asphalt). Oleh karena itulah bahan baku kilang ini adalah minyak mentah dari Timur Tengah, yaitu Arabian Light Crude (ALC) yang kadar sulfurnya cukup tinggi (sekitar 1,5% berat). Minyak mentah dengan kadar sulfur yang cukup tinggi dibutuhkan dalam pembuatan minyak dasar pelumas karena sulfur dapat berperan sebagai agen antioksidan alami dalam pelumas tetapi kadar sulfurnya juga tidak boleh terlalu tinggi supaya tidak menyebabkan korosi pada tembaga. Sementara sulfur dalam Asphalt dapat meningkatkan ketahanan Asphalt terhadap deformasi dan cuaca yang berubah-ubah. Sekarang bahan baku kilang ini bukan hanya ALC melainkan juga Iranian Light Crude (ILC) yang kadar sulfurnya 1% berat dan Basrah Light Crude (BLC). Kilang ini dirancang dengan kapasitas produksi 100.000 barrel/hari tetapi karena meningkatnya kebutuhan konsumen kapasitas kilang ini ditingkatkan menjadi 118.000 barrel/hari melalui Debottlenecking Project pada tahun 1998/1999. Unit Area Kilang Minyak I meliputi: 1. Fuel Oil Complex I (FOC I) yang memproduksi BBM. 2. Lube Oil Complex I (LOC I) yang memproduksi bahan dasar pelumas (lube base oil), dan Asphalt. 3. Utilities Complex I (UTL I) yang memenuhi kebutuhan-kebutuhan penunjang unit-unit proses seperti steam, listrik, angin instrumen, air pendingin, serta fuel system (fuel gas dan fuel oil). 4. Offsite Facilities, yaitu sebagai fasilitas penunjang yang terdiri dari tangki- tangki storage, flare system, utility dan environment system.


III-4

Gambar III.2 Diagram blok Proses Kilang I

III.1.2 Kilang Minyak II Kilang Minyak II dibangun pada tahun 1981 untuk memenuhi kebutuhan BBM dalam negeri yang terus meningkat. Setelah diresmikan oleh Presiden Soeharto pada tanggal 4 Agustus 1983, kilang ini memulai operasinya. Kompleks BBM (Fuel Oil Complex II) di kilang ini dirancang oleh Universal Oil Product (UOP) sedangkan Kompleks Bahan Dasar Minyak Pelumas (Lube Oil Complex II dan III) dirancang oleh Shell International Petroleum Maatschappij (SIPM), dan Offsite facilities oleh Fluor Eastern Inc. Kontraktor utama untuk pembangunan kilang ini adalah Fluor Eastern Inc. dan dibantu oleh kontraktor-kontraktor nasional. Kilang II dirancang terutama untuk mengolah minyak mentah dalam negeri karena sebelumnya minyak mentah dalam negeri diolah di kilang minyak luar negeri kemudian baru masuk kembali ke Indonesia dalam bentuk BBM dan cara seperti ini sangatlah tidak efisien. Kilang ini mengolah minyak mentah dalam negeri yang kadar sulfurnya lebih rendah daripada minyak mentah Timur Tengah. Awalnya minyak mentah domestik yang diolah merupakan campuran dari 80% Arjuna Crude (kadar sulfurnya 0,1% berat) dan 20% Attaka Crude. Dalam perkembangannya bahan baku yang diolah adalah minyak cocktail yang merupakan campuran dari minyak mentah dalam dan luar negeri. Sebelum diadakan Debottlenecking Project pada tahun 1998/1999, kapasitas Kilang Minyak II hanya 200.000 barrel/hari tetapi setelah diadakan proyek tersebut, kapasitasnya meningkat menjadi 230.000 barrel/hari. Unit Area Kilang Minyak II meliputi: Fuel Oil Complex II (FOC II) yang memproduksi BBM. 2. Lube Oil Complex II (LOC II) yang memproduksi bahan dasar pelumas dan Asphalt.


III-5

3. Lube Oil Complex III (LOC III) yang juga memproduksi bahan dasar pelumas dan Asphalt. 4. Utilities Complex II (UTL II) yang fungsinya sama dengan UTL I.

Gambar III.3 Diagram blok Proses Kilang II

III.1.2 Kilang Paraxylene Kilang Paraxylene Cilacap (KPC) digunakan untuk memenuhi kebutuhan bahan baku kilang PTA (Purified Terephtalic Acid) di Plaju, sekaligus sebagai usaha meningkatkan nilai tambah produk kilang BBM. Kilang yang dirancang oleh Universal Oil Product (UOP) ini dibangun pada tahun 1988 oleh kontraktor Japan Gasoline Corporation (JGC) dan memulai operasinya setelah diresmikan oleh Presiden Soeharto pada tanggal 20 Desember 1990. Tujuan pembangunan kilang ini adalah untuk mengolah Naphtha dari FOC II menjadi produk-produk petrokimia, yaitu Paraxylene dan Benzene sebagai produk utama serta raffinate,

heavy aromate, toluene, dan LPG sebagai produk sampingan. Total kapasitas

produksi dari kilang ini adalah 270.000 ton/tahun. Pertamina Refinery Unit IV semakin penting dengan adanya kilang Paraxylene, karena dengan mengolah Naphtha 590.000 ton/tahun menjadi produk utama Paraxylene, Benzene dan produk samping lainnya, otomatis RU IV menjadi satu-satunya unit pengolahan minyak bumi di Indonesia yang terintegrasi dengan industri Petrokimia. Paraxylene yang dihasilkan sebagian digunakan sebagai bahan baku pabrik Purified Terepthalic Acid (PTA) pada pusat aromatik di Plaju, Sumatera Selatan. Hal ini merupakan suatu bentuk usaha penghematan devisa sekaligus sebagai usaha peningkatan nilai tambah


III-6

produksi kilang BBM, sedangkan sebagian lagi diekspor ke luar negeri. Sementara seluruh Benzene yang dihasilkan diekspor ke luar negeri. Produk-produk sampingan dari kilang ini dimanfaatkan lebih lanjut untuk memenuhi kebutuhan dalam negeri. Pertamina Refinery Unit IV semakin penting dengan adanya kilang Paraxylene, karena dengan mengolah Naphtha 590.000 ton/tahun menjadi produk utama Paraxylene, Benzene dan produk samping lainnya, otomatis RU IV menjadi satu-satunya unit pengolahan minyak bumi di Indonesia yang terintegrasi dengan industri Petrokimia. Paraxylene yang dihasilkan sebagian digunakan sebagai bahan baku pabrik Purified Terepthalic Acid (PTA) pada pusat aromatik di Plaju, Sumatera Selatan. Hal ini merupakan suatu bentuk usaha penghematan devisa sekaligus sebagai usaha peningkatan nilai tambah produksi kilang BBM, sedangkan sebagian lagi diekspor ke luar negeri. Sementara seluruh Benzene yang dihasilkan diekspor ke luar negeri. Produk-produk sampingan dari kilang ini dimanfaatkan lebih lanjut untuk memenuhi kebutuhan dalam negeri.

III.1.4 Debottlenecking Project Seiring dengan meningkatnya laju pembangunan di Indonesia, kebutuhan akan BBM, minyak pelumas dan Asphalt juga meningkat. Sebagai upaya untuk memenuhinya, Pertamina merealisasikan Debottlenecking Project RU IV Cilacap yang dibangun pada awal tahun 1996 dan mulai beroperasi pada awal Oktober 1998. Sebenarnya kegiatan perencanaan proyek ini sudah dimulai sejak tanggal 16 Desember 1995 dan yang bertindak sebagai pelaksana EPC (Engineering, Procurement, and Construction) Contract adalah Fluor Daniel. Sementara perancang dan pemilik lisensi untuk Lube Oil Complex adalah SIPM (Shell International Petroleum Maatschppij). Proyek Debottlenecking Project Cilacap (DPC) untuk peningkatan kapasitas operasional Pertamina Unit Pengolahan IV Cilacap telah berhasil dilaksanakan dengan modernisasi instrumentasi kilang meliputi unit pada : FOC I, FOC II, Utilities I, Utilities II, LOC 1, dan LOC II. Modernisasi instrumentasi tersebut juga ditambah beroperasinya Utilitues IIA yang dihubungkan dengan Utilities I dan Utilities II serta beroperasinya LOC III, maka secara otomatis meningkatkan operasional Pertamina Unit Pengolahan IV Cilacap. Proyek peningkatan kapaita kilang minyak secara keseluruhan termasuk kilang Paraxylene dan pembuatan sarana pengolahan pelumas baru (LOC III) dimulai tahun 1995 da selesai Maret 1999. Proyek ini bertujuan untuk meningkatkan kapasitas Pengolahan FOC 1 dari 100.000 barel/hari menjadi 118.000 barel/hari. FOC II dari 200.000 barel/hari menjadi 230.000


III-7

barel/tahun. Kapasitas LOC I dan LOC II dari 225.000 ton/tahun menjadi 286.800 ton/tahun. Unit LOC III dapat memproduksi 141.200 ton/tahun lube base untuk semua grade. Total kapasitas kilang BBM naik dari 300.000 barel/hari menjadi 348.000 barel/hari, produksi bahan baku minyak pelumas (lube base oil) naik dari 225.000 ton/tahun menjadi 428.000 ton/tahun atau sebesar 69%, sedangkan produksi aspal naik dari dari 512.000 ton/tahun menjadi 720.000 ton/tahun atau sebesar 40,63%. Tujuan dari proyek ini adalah untuk: a. Meningkatkan kapasitas produksi Kilang Minyak I dan II dalam rangka memenuhi kebutuhan BBM dalam negeri. b. Meningkatkan kapasitas produksi Lube Oil Plant dalam rangka memenuhi kebutuhan Lube Base Oil, Asphalt, dan minarex. c. Menghemat / menambah devisa negara. Pendanaan Debottlenecking Project Cilacap (DPC) berasal dari pinjaman dari 29 bank dunia yang dikoordinir oleh CITICORP dengan penjamin US Exim Bank. Dana yang dipinjam sebesar US$ 633 juta dengan pola “Tyrustee Borrowing Scheme”. Sedangkan sistem penyediaan dananya adalah “Non Recourse Financing” artinya pengembalian pinjaman berasal dari hasil penjualan produk yang dihasilkan oleh proyek sehingga dana pinjaman tersebut tidak membebani anggaran Pemerintah maupun cash flow Pertamina. Lingkup dari proyek ini adalah : a.

Modifikasi FOC I dan II, LOC I dan II, dan Utilities II / Offsite.

b.

Pembangunan LOC III (Lube Oil Complex III).

c.

Pembangunan Utilities III dan LOC III Tankage.

d.

Modernisasi Instrumentasi Kilang dengan DCS (Distributed Control System). Area untuk pembangunan Lube Oil Complex III seluas 6,8 hektar dengan perincian

4,3 hektar untuk pembangunan kilang LOC III dan 2,5 hektar untuk pembangunan tangki produk. Area ini diambil dari sisa area rencana perluasan pabrik. Fasilitas untuk melindungi lingkungan dari pencemaran pun ditambah dengan modifikasi peralatan yang ada, serta penambahan peralatan baru. Berbagai pekerjaan yang dilakukan pada masing-masing area selama Debottlenecking Project dapat dilihat pada Tabel dibawah ini: Tabel III.2 Jenis Pekerjaan dalam Debottlenecking Project Cilacap Lokasi

Unit

CDU

Jenis Pekerjaan Penambahan Crude Desalter Modifikasi / penambahan tray pada Crude Splitter, Product Side Stripper, Naphtha Stabilizer dan Gasoline Splitter


FOC I

NHT Kerosene Merox Treating SWS Lain-lain

CDU

FOC II

AH Unibon LPG Recovery SWS Lain-lain HVU

LOC I Lain –lain

III-8

Modifikasi / penambahan peralatan Modifikasi peralatan Modifikasi / penambahan peralatan Modifikasi / penambahan pumping dan piping system Modifikasi / penambahan heat exchange system Penambahan Crude Desalter Modifikasi / penambahan tray pada Crude Splitter, Product Side Stripper, Naphtha Stabilizer dan Gasoline Splitter Modifikasi / penambahan peralatan Modifikasi / penambahan peralatan Modifikasi / penambahan peralatan Modifikasi / penambahan pumping dan piping system Modifikasi / penambahan heat exchange system Modifikasi / penambahan peralatan Rekonfigurasi / penambahan heat exchanger, pumping tank farm dan piping system

HVU Modifikasi / penambahan peralatan PDU Modifikasi / penambahan peralatan LOC II FEU Modifikasi / penambahan peralatan HOS Modifikasi / penambahan peralatan Lain-lain Rekonfigurasi / penambahan heat exchange, pumping Lain-lain Pembangunan PDUtankfarm dan piping system Pembangunan MDU LOC III Pembangunan HTU / RDU Pembangunan new tankage, pumping dan piping system Pembangunan Power Generation 8 MW dan Distribution System Pembangunan Boiler 60 ton /hari beserta BFW dan Steam Distribution System Utilities/ Offsite

Modifikasi / penambahan peralatan pada Flare System Pembangunan Instrument Air Pembangunan tangki penimbun Asphalt dan Lube Oil Modifikasi / penambahan kolam pengolah limbah Modifikasi / penambahan Cooling Water System

Dengan selesainya proyek ini, kapasitas pengolahan Kilang Minyak I meningkat 118.000 barrel/hari, dan Kilang Minyak II meningkat menjadi 230.000 barrel/hari. Total kapasitas keseluruhan menjadi 348.000 barrel/hari. Sementara kapasitas produk minyak dasar pelumas (Lube Base Oil) meningkat menjadi 428.000 ton/tahun. Produksi Asphalt juga mengalami peningkatan dari 512.000 ton/tahun menjadi 720.000 ton/tahun. Perbandingan kapasitas produksi tiap kilang sebelum dan sesudah Debottlenecking Project dapat dilihat pada Tabel di bawah ini:


III-9

Tabel III.3 Perbandingan Kapasitas Produksi Sebelum dan Sesudah Debottlenecking Project pada FOC I (Dalam Barrel/Hari) Unit

Hasil Produksi

Sebelum

Sesudah

Kenaikan

CDU

Fraksi minyak

100.000

118.000

18.000 (18%)

NHT

Naphtha dan Gasoline

20.000

25.600

5.600 (28%)

LPG Recovery

Avtur/kerosene

15.708

17.300

1.592 (10,13%)

Tabel III.4 Perbandingan Kapasitas Produksi Sebelum dan Sesudah Debottlenecking Project pada FOC II (Dalam Barrel/Hari) Unit

Hasil Produksi

Sebelum

Sesudah

Kenaikan

CDU

Fraksi minyak

200.000

230.000

30.000 (15 %)

AH Unibon

Kerosene

20.000

23.000

3.000 (15 %)

LPG Recovery

Gas Propane/Butane

7.321

7.740

419 (5,72%)

Tabel III.5 Perbandingan Kapasitas Produksi Sebelum dan Sesudah Debottlenecking Project pada LOC I/II/III (Dalam Ton/Tahun) Unit

Hasil Produksi

Sebelum

Sesudah

Kenaikan

Lube Base Oil

HVI 60/100/160S/650

255.000

428.000

173.000 (69 %)

Asphalt

Asphalt

512.000

720.000

208.000 (40,63 %)

LPG Recovery

Gas Propane/Butane

7.321

7.740

419 (5,72%)

Dengan demikian kapasitas desain FOC I, FOC II, LOC I, II, dan III mengalami perubahan seperti terlihat pada Tabel berikut : Tabel III.6 Kapasitas Desain Baru FOC I dan II Pertamina RU IV Cilacap FOC I

FOC II

Unit

Kapasitas (ton/hari)

Unit

Kapasitas (ton/hari)

CDU

16.126

CDU

30.680

NHT

2.805

NHT

2.441

Gas Oil HDS

2.300

AH Unibon

3.084

Platformer

1.650

Platformer

2.441

43,5

LPG Recovery

636

Propane

Manufacturing

BAB III TINJAUAN UMUM PERUSAHAAN Merox Treater

2.116

III-10 Naphtha Merox

Sour Water

1.311

Sour Water 780

2.410

Stripper

Stripper THDT

1.802

Visbreaker

8.390

Tabel III.7 Kapasitas Desain Baru LOC I, II, & III Pertamina RU IV Cilacap Unit

LOC I

Kapasitas (ton/hari) LOC II

LOC III

High Vacuum Unit Propane DeAsphalting Unit Furfural Extraction Unit

2.574 538 478-573

3.883 784 1786-2270

784 -

MEK Dewaxing Unit

226-340

501-841

5

Hydrotreating Unit

-

-

10 71

III.1.5 Kilang LPG dan Sulphur Recovery Unit (SRU)

0Pemerintah berencana untuk mengurangi kadar emisi SOx pada buangan. Untuk 08

mendukung komitmen terhadap lingkungan pada tanggal 27 Februari 2002 4 RU IV membangun kilang SRU dengan luas area proyek 24.200 m2 yang terdiri dari1 unit proses dan unit penunjang. Proyek ini dapat mengurangi emisi gas dari kilang RU IV, khususnya SO2 sehingga emisi yang dibuang ke udara akan lebih ramah terhadap lingkungan. Kilang ini mengolah off gas dari berbagai unit di RU IV menjadi produk berupa sulfur cair, LPG, dan kondensat. Kilang SRU ini memiliki beberapa unit antara lain, Gas Treating Unit, LPG Recovery Unit, Sulphur Recovery Unit, Tail Gas Unit, dan Refrigeration. Umpan pada Gas Treating Unit terdiri dari 9 stream sour gas yang sebelumnya kesembilan stream gas ini hanya dikirim ke fuel gas system sebagai bahan bakar kilang atau dibakar di flare. Dengan melakukan treatment terhadap 9 stream sour gas dengan jumlah total sebesar 600 metric ton/hari dapat diperoleh produk sulfur cair sebanyak 59-68 metrik ton/hari, produk LPG sebanyak 324-407 metrik ton/hari dan produk kondensat (C5+) sebanyak 28-103 metrik ton/hari. Sedangkan hasil atas yang berupa gas dengan kandungan H2S sangat rendah dari Unit LPG Recovery akan dikirimkan keluar sebagai fuel gas system. Unit-unit di Kilang SRU adalah sebagai berikut:


III-11

1. Gas Treating Gas treating unit dirancang untuk mengurangi kadar hydrogen sulfide (H2S) di dalam gas buang (sebagai umpan) agar tidak lebih dari 10 ppmv sebelum dikirim ke LPG Recovery unit dan PSA unit yang telah ada. Dalam metode operasi normal larutan amine disirkulasikan untuk menyerap H2S pada suhu mendekati suhu kamar. 2. LPG Recovery Memiliki Cryogenic Refluxted Absorber design sebagai utilitas di LPG Recovery Unit untuk menambah produk LPG Recovery secara umum. Proses ini mempunyai LPG Recovery optimum pada ekses 99,9% (pada Deethanizer Bottom Stream). Refrigeration process digunakan sebagai pelengkap umum Chilling (pendinginan). 3. Sulfur Recovery Unit Sulphur Recovery Unit (SRU) didirikan untuk memisahkan acid gas dari amine regeneration di Gas Treating Unit (GTU) dirubah menjadi H2S dalam bentuk gas menjadi sulfur cair dan dalam bentuk gas sulfur untuk bisa dikirim melalui ekspor. 4. Tail Gas Unit TGU (Tail Gas Unit) dirancang untuk mengolah acid gas dari Sulphur Recovery Unit (SRU). Semua komponen sulfur diubah menjadi H2S untuk dihilangkan di unit TGU absorber, arus recycle kembali ke unit SRU dan sebagian dibakar menjadi jenis sulfur yang terdiri dari SOx kemudian dibuang ke atmosfer. 5. Unit 95 : Refrigeration Unit Refrigeration dilengkapi dengan pendinginan yang diperlukan untuk LPG Recovery Unit dan juga dilengkapi dengan Trim Amine Chilling di bagian Tail Gas Unit untuk memaksimalkan pengambilan sulfur secara umum. System Refrigeration terdiri dari dua tahap Loop Propane Refrigeration.

III.1.6 Resudual Fludizied Catalytic Cracking (RFCC) RFCC bertujuan untuk mengolah LSWR yang dihasilkan dari Kilang FOC II menjadi produk yang lebih memiliki nilai tambah, sepeti LPG, Gasoline, LCO, dan HCO. Sebelumnya, LSWR yang dihasilkan oleh Kilang FOC II diolah menjadi IFO (Industrial Fuel Oil) melalui unit Visbreaker dalam rangka memenuhi kebutuhan bahan bakar industri di Indonesia. Akan tetapi, dikarenakan IFO tidak memberikan keuntungan yang besar, unit Visbreaker ditutup dan dibangunlah Kilang RFCC ini. Pada RFCC dibangun fasilitas-fasilitas antara lain, tankage facilities, manine loading arm, waste water treatment, sea water intake facility, building, fire fighting, dan flare system.


III-12

Pada RFCC terdapat unit-unit operasi sebagai berikut RFCC Unit kapasitas 62.000 BPSD, Gasoline Hydrotreating Unit dengan Hydrogen Purification Unit, Gasoline Sweetening Unit, LPG Sweetening Unit, Propylene Recovery Unit, Amine Treating Unit, Sour Water Treating Unit. Pada RFCC terdapat unit-unit operasi sebagai berikut : 

RFCC Unit kapasitas 62.000 BPSD



Gasoline Hydrotreating Unit dengan Hydrogen Purification Unit



Gasoline Sweetening Unit



LPG Sweetening Unit



Propylene Recovery Unit



Amine Treating Unit



Sour Water Treating Unit SULFUR REC. UNIT (EXISTING) GAS AMINE TREATING UNIT C3/C4

ATMOSPHERIC RESIDUE

RFCC UNIT

TREATED GAS TO REF. FUEL

LPG SWEETENING UNIT

RFCC GASOLINE

SULFUR

PROPYLENE

PROPYLENE RECOVERY UNIT

GASOLINE HYDROTREATING & SWEETENING UNIT

MIXED LPG

RFCC GASOLINE

LCO

HCO

Gambar III.4 Blok Diagram RFCC Ekses Utilities tidak tersedia dari Kilang existing UP-IV Cilacap, sehingga fasilitas untuk proyek RFCC perlu dibangun secara independen. Berikut unit utilitas di dalam RFCC : Power generation, steam generation, water system, cooling water supply system, fuel gas system, inert gas supply system, air system, dan hidrogen (akan diproduksi menggunakan Hydrogen Purification Unit mengambil umpan off gas dari unit Platforming FOC I dan FOC II Kilang RP IV sekitar 7.000 Nm3/hr).z

III.2 Produksi Kilang PT Pertamina (Persero) RU IV Cilacap Produksi Pertamina UP IV bermacam-macam, selain BBM juga dihasilkan produk seperti lube base oil (bahan dasar minyak pelumas) dan asphalt. Adapun bahan baku dan produk yang dihasilkan di Pertamina UP IV Cilacap adalah :


III-13

1. Fuel Oil Complex I Bahan baku

: Arabian Light Crude, Iranian Lighht Crude, Basrah Light Crude.

Produk

: Rifenery Fuel Gas, Kerosene/Avtur, Industrial Diesel Oil, Gasoline / Premium, solar/ADO, Industrial Fuel Oil.

2. Fuel Oil Complex II Bahan baku

: Arjuna Crude (80%), Attaka Crude (20%)

Produk

: LPG, Naphta, Gasoline/Premium, Propane, Kerosene, HDO/LDO, IFO, Rifenery Fuel Gas

3. Lube Oil Complex I Bahan baku

: Residu FOC I

Produk

: HVI 60, HVI 95, Propane Asphalt, Minarex A dan B, Slack Wax

4. Lube Oil Complex II Bahan baku Produk 5.

6.

: Residu FOC 1

Produk : HVI 95, HVI 160S, Propane Asphalt, Minarex H, Slack Wax

Lube Oil Complex III Bahan baku

: Distilat LOC 1 dan LOC II

Produk

: HVI 650, Slack Wax, Propane Asphalt, Minarex

Kilang Paraxylene Bahan baku

: Naphtha

Produk

: Paraxylene, Benzene, Raffinate, Heavy Aromate, LPG, Toluene

Berikut ini adalah kapasitas produksi Pertamina RU IV Cilacap dari tiap unit : Table III.8 Produksi FOC I Pertamina RU IV Cilacap UNIT CDU I NHT I Hydrodesulfurizer Platformer I Propane Manufacturing Merox Treater Sour Water Stripper

KAPASITAS DESIGN TPSD BPSD 16.126 118.000 2.805 25.600 2.300 17.000 1.650 14.900 43.5 2.116 15.700 780 -

Table III.9 Produksi FOC II Pertamina RU IV Cilacap UNIT CDU II NHT II

KAPASITAS DESIGN TPSD BPSD 30.680 230.000 2.441 20.000

BAB III TINJAUAN UMUM PERUSAHAAN AH Unibion Platformer II LPG Rec Naphtha Merox Sour Water Stripper THDT Visbreaker

III-14 3.084 2.441 636 1.311 2.410 1.802 8.390

23.000 20.000 11.100 13.200 55.600

Table III.10 Produksi LOC I,II,III Pertamina RU IV Cilacap UNIT HVU I HVU II PDU I PDU II FEU I FEU II MDU I MDU II Hydrotreating Unit

KAPASITAS DESIGN (dalam TPSD) LOC I LOC II LOC III 2.574 3.883 538 784 784 478-573 1.786-2.270 226-337 501-841 501-841 1.700

Table III.11 Produksi Kilang Paraxylene Pertamina RU IV Cilacap UNIT NHT CCR Platformer Sulfolane Tatoray Xylene Fractionator Parex Isomar III.3

Kapasitas Design (dalam TPSD) 1.791 1.791 1.100 1.730 4.985 4.440 3.590

Struktur Organisasi

III.3.1 Struktur Organisasi PT. Pertamina (Persero) Pertamina dikelola oleh suatu Dewan Direksi Perusahaan dan diawasi oleh suatu Dewan Komisaris/Pemerintah Republik Indonesia. Pelaksanaan kegiatan Pertamina diawasi oleh seperangkat pengawas yaitu Lembaga Negara, Pemerintah maupun dari unsur intern Pertamina sendiri. Struktur organisasi PT. Pertamina (Persero) dapat dilihat pada Gambar III.5. Dari segi Organisai, PT. Pertamina (Persero) dipimpin oleh seorang Direktur Utama yang membawahu lima orang direktur, yaitu: Direktur Hulu, Direktur Pengolahan, Direktur Pemasaran dan Niaga, Direktur Umum dan SDM, Direktur keuangan.


III-15

Gambar III.5 Diagram Struktur Organisasi PT. Pertamina (Persero)

III.3.2 Struktur Organisasi dan Kepegawaian PT. Pertamina RU IV Cilacap Direktur Pengolahan Pertamina membawahi unit-unit pengolahan yang ada di Indonesia. Kegiatan utama operasi kilang di RU IV Cilacap adalah : Minyak (BBM dan Non BBM) Kilang Petrokimia a. Struktur Organisasi PT. Pertamina RU IV Cilacap PT. Pertamina RU IV Cilacap dipimpin oleh seorang General Manager yang membawahi : Engineering and Development

IT Area Manager

Manager

Hospital Cilacap Director

General Affair Manager

Refinery internal audit Cilacap

Health Safety Enviromental Manager

Manager

Procurement Manager

Marine region IV Manager

Reability Manager

Refinery Finance Offsite Support

Senior Manager Operation &

Region III Manager

Manufacturing

Human Resources Manager

OPI Coordinator Sedangkan Manajer kilang membawahi 3 manager, 1 kepala Bagian dan shift Superintendet, yaitu : 

Manajer Produksi I



Kepala Bagian Laboratorium



Manajer Produksi II



Shift Superitendent



Manajer Reliabilitas


III-16

Struktur organisasi PT. Pertamina Refinery Unit IV Cilacap dapat dilihat pada

Gambar III.6 Diagram Struktur Organisasi PT. Pertamina RU IV Cilacap

gambar berikut ini:


III-17

b. Struktur Kepegawaian Dalam

kegiatan

sehari-hari,

Pertamina

mempunyai

pekerja-pekerja

di

lingkungannya. Secara garis besar pekerja Pertamina dibagi menjadi : Pegawai Pembina

: golongan 2 ke atas

Pegawai Utama

: golongan 5 - 3

Pegawai Madya

: golongan 9 - 6

Pegawai Biasa

: golongan 16 - 10

Dengan Pembagian jam kerja sebagai berikut : Pekerja Harian : Untuk pekerja harian bekerja selama 40 jam kerja setiap minggu dengan perincian sebagai berikut : Hari Senin – Jum’at Istirahat

: Senin – Kamis Jum’at

: 07.00 – 15.30 : 11.30 – 12.00 : 11.30 – 13.00

Pekerja Shift : Untuk pekerja shift bekerja dengan sistem 3:1, artinya 3 hari kerja dan 1 hari libur. Periode tersebut berjalan secara bergantian dari shift pagi, sore dan malam dengan jam kerja sebagai berikut : Untuk pekerja operasi: Shift pagi

: 08.00 – 16.00

Shift sore

: 16.00 – 24.00

Shift malam

: 00.00 – 08.00

Untuk pekerja security :

III.4

Shift pagi

: 06.00 – 14.00

Shift sore

: 14.00 – 22.00

Shift malam

: 22.00 – 06.00

Lokasi dan Tata Letak PT Pertamina (Persero) RU IV Cilacap

III.4.1 Lokasi Pabrik Lokasi perusahaan adalah hal penting yang akan menentukan kelancaran perusahaan dalam menjalankan operasiny. Demikian pula dalam menentukan lokasi kilang. Hal-hal yang menjadi pertimbangan meliputi biaya produksi, biaya operasi, dampak social, kebutuhan bahan bakar, sarana, studi lingkungan dan letak geografis. Pertamina RU IV Cilacap terletak di desa Lomanis, Kecamatan Cilacap Tengah,


III-18

Kabupaten Cilacap, Provinsi Jawa Tengah. Dipilihnya Cilacap sebagai lokasi kilang didasarkan pada pertimbangan berikut : a)

Studi kebutuhan BBM menunjukkan bahwa konsumsi terbesar adalah penduduk Pulau Jawa.

b) Tersedianya sarana pelabuhan alami yang sangat ideal karena lautnya cukup dalam dan tenang karena terlindungi Pulau Nusakambangan. c)

Terdapatnya jaringan pipa Maos-Yogyakarta dan Cilacap-Padalarang, sehingga penyaluran bahan bakar minyak lebih mudah.

d) Daerah Cilacap dan sekitarnya telah direncanakan oleh pemerintah sebagai pusat pengembangan produksi untuk wilayah Jawa bagian selatan. III.4.2 Tata Letak Kilang Tata letak Kilang Minyak Cilacap beserta sarana pendukung adalah sebagai berikut : 1. Areal kilang minyak dan perluasan

:

2. Areal terminal minyak dan pelabuhan

:

22.5

ha

3. Areal pipa track dan jalur jalan

:

10.5

ha

4. Areal perumahan dan jalur jalan

:

87.5

ha

5. Areal rumah sakit dan lingkungannya

:

27

ha

6. Areal lapangan terbang

:

70

ha

7. Areal kilang Paraxylene

:

9

ha

7. Areal kilang RFCC

:

9

ha

Total

:

227+73 ha

526.5

+

ha

Dalam kegiatan pengoperasiannya, Kilang Minyak Cilacap terdiri atas unit-unit proses dan sarana penunjang yang terbagi atas beberapa area, yaitu : a.

Area 10 Fuel Oil Complex I, terdiri atas : No. Unit 11 12 13 14 15 16 17 18 19

Nama Unit Crude Distillation Unit (CDU) I Naphtha Hydrotreater Unit (NHT) I Hydro Desulfurizer Unit (HDS) Platformer Unit Propane Manufacturer Unit (PMF) Meroxtreater Unit Sour Water Stripper Unit (SWS) Nitrogen Plant CRP Unit / Hg Removal


III-19

b. Area 01 Fuel Oil Complex II, terdiri atas : No. Unit 009 011 012 013 014 015 016 017 018 019 048 c.

Nama Unit Nitogen Storage Crude Distillation Unit (CDU) II Naphtha Hydrotreater Unit (NHT) II Aromatic Hydrogenation (AH) Unibon Unit Continuous Catalytic Regeneration (CCR) Platformer Unit Liquified Petroleum Gas (LPG) Recovery Unit Minimize Alkalinity Merchaptan Oxidation (Minalk Merox) Treater Unit Sour Water Stripper Unit (SWS) II Thermal Distillate Hydrotreater Unit Visbreaker Thermal Cracking Unit Flare and Nash Compressor

Area 20 Lube Oil Complex I, terdiri atas : No. Unit

d.

Nama Unit

21

High Vacuum Unit (HVU) I

22

Propane DeAsphalting Unit (PDU) I

23

Fulfural Extraction Unit (FEU) I

24

Methyl Ethyl Keton (MEK) Dewaxing Unit (MDU) I

Area 02 25 Complex Hot Oil System Lube Oil II, terdiri atas : I No. Unit

Nama Unit

021

High Vacuum Unit (HVU) II

022

Propane DeAsphalting Unit (PDU) II

023

Fulfural Extraction Unit (FEU) II

024

Methyl Ethyl Keton (MEK) Dewaxing Unit (MDU) II

025

Hot Oil System II

BAB III TINJAUAN UMUM PERUSAHAAN e.

III-20

Area 30 Tangki-tangki BBM, terdiri atas : No. Unit 31

Nama Unit Tangki–tangki gasoline dan vessel penambahan TEL FOC I dan Platformer Feed Tank

32

Tangki-tangki kerosene dan AH Unibon Feed Tank

33

Tangki-tangki Automative Diesel Oil (ADO)

34

Tangki-tangki Industrial Fuel Oil (IFO)

35

Tangki-tangki komponen IFO dan HVU Feed

36

Tangki-tangki Mogas, Heavy Naphtha dan penambahan TEL FOC II

f.

37

Tangki-tangki LSWR dan IFO

38

Tangki-tangki ALC, BLC dan ILC sebagai Feed FOC I

Area 40 Tangki-tangki non-BBM, terdiri atas :

g.

No. Unit 41

Nama Unit Tangki–tangki Lube Oil

42

Tangki–tangki Bitumen

43

Tangki–tangki Long Residue

44

Gasoline station, Bengkel, Gudang dan Pool Alat Berat

45

Tangki–tangki Feed FOC II

46

Tangki–tangki Feed Mixed LPG

47

Flare system

48

Drum Plant, untuk Pengisisan aspal

Area 50 Utilities Complex I, terdiri atas : No. Unit 51

Nama Unit Pembangkit tenaga listrik

52

Steam Generator Unit

53

Cooling Water System

54

Unit Pengolahan Air

55

Fire Water System Unit

56

Unit Sistem Udara Instrumen

57

Unit Sistem Pengadaan Bahan Bakar Gas dan Minyak

BAB III TINJAUAN UMUM PERUSAHAAN h.

III-21

Area 05 Utilities Complex II, terdiri atas : No. Unit

i.

Area 60

Nama Unit

051

Pembangkit Tenaga Listrik

052


053

Cooling Water System

054

Unit Pengolahan Air

055

Fire Water System Unit

056

Unit Sistem Udara Instrumen

057

Unit sistem Pengadaan Bahan Bakar Gas dan Minyak

Jaringan Oil Movement dan Perpipaan, terdiri atas : No. Unit

Nama Unit

61

Jaringan pipa dari dan ke Unit Terminal Minyak Area 70

62

Cross Country PipeLine

63

Stasiun Pompa Air Sungai

64

Dermaga Pengapalan Bitumen, Lube Oil, LPG dan

66

Paraxylene

67

Tangki-tangki Balas dan Bunker

68

Dermaga Pengapalan Bitumen, Lube Oil, LPG, dan Paraxylene

j.

Area 70

Dermaga Pengapalan LPG

Terminal Minyak Mentah dan Produk, terdiri atas : No. Unit

Nama Unit

71

Tangki – tangki minyak mentah feed FOC II dan Bunker

72

Crude Island Berth

73

Dermaga pengapalan minyak dan penerimaan Crude Oil

BAB III TINJAUAN UMUM PERUSAHAAN k.

III-22

Area 80 Kilang Paraxylene, terdiri atas : No. Unit 81

l.

Nama Unit Nitrogen Plant Unit

82

Naphtha Hydrotreater Unit

84

CCR Platformer Unit

85

Sulfolane Unit

86

Tatoray Unit

87

Xylene Fractionation Unit

88

Parex Unit

89

Isomar Unit

Area 90 LPG Recovery & Sulphur Recovery Unit, terdiri atas : No. Unit 90

Nama Unit Utility

91

Gas Treating Unit

92

LPG Recovery

93

Sulfur Recovery

94

Tail Gas Unit

95

Refrigerant

m. Area 200 Lube Oil Complex III, terdiri atas : No. Unit 220

n.

Nama Unit Propane DeAsphalting Unit

240

Metyhl Etyhl Ketone Dewaxing Unit

260

Hydrotreating Unit/Redistilling Unit

041

Pump Station and Storage Tank

Area 500 Utilities IIA, terdiri atas : No. Unit 510

Nama Unit Pembangkit Tenaga Listrik

520


530

Cooling Water system

560

Unit Sistem Udara Tekan

BAB III TINJAUAN UMUM PERUSAHAAN o.

III-23

Area 100 Kilang RFCC, terdiri atas : No. Unit 101

Nama Unit RFCC (Reaktor + Regenerator) dan Main column

102

Gas Concentration

103

LPG Merox

104

Propylenen Recovery Unit

105

Gasoline Hydroreacting

106

Amine Regenerator System

107

Sour Water Treating Unit

108

Hydrogen Purification

III.5 Kesejahteraan dan Fasilitas PT Pertamina (Persero) RU IV Cilacap Fasilitas untuk kesejahteraan pegawai yang tersedia di PERTAMINA RU IV Cilacap adalah : a. Perumahan PERTAMINA RU IV Cilacap memiliki 3 lokasi komplek perumahan yang disedikan bagi pekerja sesuai dengan jabatan/ fungsinya yang berlaku. Ketiga lokasi tersebut adalah :  Perumahan Gunung Simping  Perumahan Lomanis dan Donan  Perumahan Tegal Katilayu  Untuk tamu disediakn Griya Patra dan mess 39, mess 40 b. Sarana Ksehatan, meliputi :  Klinik darurat, terletak di kilang sebagai sarana pertolongan pertama pada kecelakaan kerja.  Rumah sakit Pertamina Cilcap Swadana (RSPCS), terletak di komplek Tegal Katilayu yang juga melayani kesehatan bagi masyarakat umum. c. Sarana Pendidikan Untuk meningkatkan kemampuan dan karir, Pertamina juga memberikan kesempatan bagi pekerjanya untuk mengikuti pendidikanataupun pelatihan. Selain itu bagi anakabak pekerjanya, disediakan TK dan SD, dan terbuka juga untuk umum. d. Sarana Rekreasi dan Olahraga


III-24

Terdapat 2 gedung pertemuan dan rekreasi yang dimiliki oleh Pertamina RU V Cilacap, yaitu :  Patra Graha  Patra Ria Selain itu, tersedia juga saran olahraga, diantaranya :  Lapangan sepak bola  Lapangan bola volley dan basket  Lapangan bulu tangkis dan teknis  Kolam renang  Arena bowling dan bilyard e. Sarana Perhubungan dan Telekomunikasi Komplek perumahan, kantor dan lokasi kilang Pertamina RU IV Cilacap dilengkapi dengan pesawat telepon sebagai alat komunikasi. Mobil dinas disediakan sebagai alat transportasi bagi staf senior yang dpat digunakan untuk kegiatan operasional. Serta disediakan beberapa bus sebagai sarana bagi para pekerja, tamu maupun alat transportasi bagi para anak pekerja ke sekolah. f. Pelengkapan Kerja Untuk perangkat kerja dan keselamatan kerja bagi setiap pekerja, pihak Pertamina menyediakan pakaian seragam, sedangkan para pekerja yang terkait langsung dnegan operasi iberikan safety shoes, ear plug, gloves, masker dan jas hujan. Bagi para tamu juga disediakan pinjaman topi keselamatan. g. Keuangan dan Cuti Finansial yang diberikan pada setiap pekerja terdiri dari :  Gaji setiap bulan sesuai dnegan pangkat da golongan  Tunjangan Hari Raya (THR) dan uang cuti tahunan  Premi shift bagi pekerja shift Untuk pekerja yang sudah pensiun, menerima uang pensiun setiap bulannya. Untuk keperluan cuti, bagi setiap pekerja mendapatkan kesempatan cuti selama 12 hari kerja setiap tahunnya dan setiap 3 tahun mendapat cuti besar selama 26 hari kerja.

III.6 Program Pengembangan Engineering Program pengembangan engineering di Pertamina RU IV Cilacap adalah sebagai berikut : 1. Proyek LPG Unit 92 dan Sulfur Recovery Unit 93

BAB III TINJAUAN UMUM PERUSAHAAN 2. Revamping Kilang Paraxylene 3. Peningkatan kapasitas produksi paraxylen 4. Peningkatan Kehandalan Utilities 5. Feasibility Study Residue Upgrading 6. Diversifikasi Produk :Minarex, heavy Aromate, Asphalt, Slack Wax dll.

III-25

BAB IV URAIAN PROSES

IV-1 BAB IV URAIAN PROSES

IV.1 Kilang Paraxylene Kilang Paraxylene Cilacap dibangun sejak 1988 dan mulai beroperasi setelah diresmikan oleh presiden RI pada 20 Desember 1990. Pembangunan kilang ini didasarkan atas pertimbangan; (1) tersedianya bahan baku naphtha yang cukup dari Kilang Minyak II Cilacap, (2) Adanya sarana pendukung berupa dermaga tangki dan utilitas, (3) Terbukanya peluang pasar baik di dalam maupun luar negeri. Adanya kilang paraxylene ini juga bertujuan memenuhi kebutuhan paraxylene untuk bahan baku Purified Terepthalic Acid (PTA) di Plaju, Sumatera Selatan yang selama ini masih impor sehingga dapat menghemat devisa negara dan meningkatkan

nilai

proses

yang

ada

pada

kilang

paraxylene

tersebut

(http://www.pertamina.com) . Kilang paraxylene ini dapat mengolah 11.916,9 ton/ hari naphtha untuk menghasilkan produk non BBM (NMB) dan petrokimia. Produk utamanya paraxylene dan benzene, semetara produk samping antara lain LPG, raffinate, heavy aromatic, dan fuel gas. Tabel IV.1.1 Kapasitas Produksi Kilang Paraxylene Cilacap Produk Paraxylene Benzene LPG Raffinate Heavy Aromatic Fuel Gas

Jumlah 270.000 ton/ tahun 118.00 ton/ tahun 52 ton/ hari 280 ton/ hari 43 ton/ hari 249 ton/ hari

Kilang Paraxylene Cilacap terbagi menjadi delapan unit, antara lain: Naphtha Hydrotreater Unit (Unit 82), Continuous Catalyst Regeneration (CCR) Unit dan Platforming Unit (Unit 84), Sulfolane Unit (Unit 85), Tatoray Proces Unit (Unit 86), Xylene Fractionation Unit (Unit 87), Paraxylene Extraction (Parex) Process Unit (Unit 88), dan Isomer Process Unit (Unit 89).

IV.1.1 Naphtha Hydrotreater Unit (Unit 82) Naphtha Hydrotreater Unit, disebut juga NHT merupakan unit pertama dari kilang paraxylene yang berfungsi menghilangkan platforming catalyst poison yang ada pada sour naphtha dari CDU II, yang meliputi sulfur, oksigen, nitrogen, dan logam-logam.


IV-2

Sour naphtha dari CDU II ditampung di dalam feed surge drum (82-V-201) untuk dipisahkan dari fraksi air. Air ini dibuang melalui bagian bawah vessel yang disebut boot leg. Feed Surge Drum juga berfungsi menstabilkan aliran umpan yang akan masuk ke reaktor, karena jika terjadi fluktuasi maka operasi akan terganggu. Tekanan dalam feed surge drum dikontrol dengan sistem by pass/ pull-pash. Apabila tekanan ini berkurang maka akan ditambahkan fuel gas sehingga tekanannya naik, sebaliknya apabila tekanan ini terlalu tinggi maka gas di dalam feed surge drum akan dibuang melalui flare. Pengaturan tekanan ini bertujuan mencegah terjadinya kavitasi pada pompa. Naphtha dari feed surge drum selanjutnya dipanaskan di combined feed exchanger (82-E-201 A/H) dengan memanfaatkan kalor dari effluent reaktor. Setelah dicampur dengan H2, naphtha dipanaskan kembali di dalam furnace sampai mencapai temperatur operasi untuk selanjutnya dipompakan (82-P-201 A/B) ke reaktor (82-R-201). Di dalam reaktor, naphtha mengalami enam reaksi utama, di antaranya: 1.

Konversi Senyawa Organik Sulfur (sulfur removal) Senyawa sulfur yang sering terbawa oleh sour naphtha berupa mercaptan, sulfide, disulfide, sulfide siklik, thiolis, dan thiopenic. Senyawa sulfur ini harus dihilangkan karena dapat meracuni metal side dari katalis. Senyawa sulfur akan dikonversi menjadi H2S melalui reaksi berikut: a. C-C-C-C-C-C-S-H

+

H2



C-C-C-C-C-C + H2S

+

H2



2 C-C-C

+ H2S

+

H2S



2 C-C-C

+ 2 H2S

(Senyawa mercaptan) b. C-C-C-S-C-C-C (sulfida) c. C-C-C-H-H-C-C-C (disulfida) Senyawa sulfur juga dapat dihilangkan melalui pemanasan, tetapi pada temperatur tinggi H2S dapat bereaksi dengan olefin membentuk mercaptan sesuai reaksi berikut: C-C-C=C-C

+

H2S



(olefin)

C-C-C-C-C-C-SH (mercaptan)

2. Konversi Senyawa Organik Nitrogen menjadi Amonia (Nitrogen Removal) Senyawa Nitrogen harus dihilangkan dari naphtha karena dapat menyebabkan terbentuknya endapat ammonium klorida pada unit platformer. Reaksi yang terjadi adalah sebagai berikut: a. 2 C-C-C-C-C-N (pyridine)

+

H2



2 NH3

+

2 C-C-C-C

BAB IV URAIAN PROSES b. CH3-NH3

IV-3 +

H2



CH4

+

NH3

(Methylamine) 3. Konversi Senyawa Organik Oksigen menjadi Air (Oxygen Removal) Senyawa oksigen seperti fenol harus dihilangkan dari naphtha karena oksigen pada unit platforming dapat berubah menjadi air sehingga dapat mempengaruhi water chloride balance. Senyawa oksigen ini dihilangkan dengan cara hidrogenasi ikatan karboksil menjadi senyawa air dan aromatik. 4. Penjenuhan Senyawa Olefin Kandungan olefin pada naphtha harus dihilangkan karena sebagian dari olefin akan terpolimerasi pada unit platformer sehingga menyebabkan terjadinya fouling (kekotoran) pada exchanger dan reaktor. Jika kandungan olefin sangat tinggi, maka penjenuhan harus dilakukan dengan hati-hati karena melibatkan reaksi eksotermis sebagai berikut: C-C-C=C-C

+

H2



C-C-C-C-C-C

+

Panas

(olefin) 5. Pemisahan Halida Senyawa organik halida pada proses hydrotreating ini akan berubah menjadi hidrogen halida. Hidrogen halida ini akan larut dalam aliran air pencuci dan terbawa stripper gas ke overhead. Proses hydrotreating pada senyawa klorida memerlukan pemeriksaan kandungan klorida dalam naphtha. Hal ini digunakan sebagai pedoman untuk mendapatkan tingkat injeksi klorida pada unit platforming. Reaksi yang berlangsung adalah: C-C-C-C-C-C-Cl

+

H2



C-C-C-C-C-C

+

HCl

6. Pemisahan Logam Logam-logam yang terkandung dalam naphtha umumnya berupa besi, kalsium, magnesium, fosfor, timbal, silikon, tembaga, dan natrium. Sebelum masuk unit platformer, logam-logam ini harus dihilangkan karena dapat menyebabkan katalis kehilangan keaktifannya untuk menghilangkan sulfur. Produk yang keluar dari reaktor selanjutnya mengalir melalui tube side combined feed exchanger (82-E-201) ke air cooler product condenser (82-E-202). Panas produk ini lalu dimanfaatkan untuk memanaskan sour naphtha sebelum masuk feed surge drum (telah dijelaskan di atas). Effluent reactor line juga dilengkapi denga wash water yang berfungsi mencuci garam ammonium klorida dan melarutkan hydrogen klorida yang terbentuk (proses nomor 5).


IV-4

Setelah melalui condenser, reaktor effluent masuk ke product separator (V-202) untuk dipisahkan antara gas, hidrokarbon cair, dan air. Air yang mengandung garam ammonium klorida dan H2S melalui boot leg, sementara itu gas dimasukkan ke recycle compressor section drum (82-V-203) untuk mengompresi light hidrokarbon (condensable gas). Gas yang tidak dapat dikondensasi (non condensable gas) yaitu H2 dikembalikan ke reaktor sebagai recycle gas. Selanjutnya light hidrokarbon hasil kompresi tersebut dan hidrokarbon cair dimasukkan ke feed bottom exchanger (82-E-203 A/C) yang panasnya berasal dari effluent stripper column (82-C-201) pada tray ke 7 dari 25 tray dengan tujuan memurnikan naphtha. Overhead produk stripper column adalah fuel gas (C1

C4) yang kemudian

dimanfaatkan sebagai bahan bakar furnace pada unit ini. Sedangkan bottom productnya berupa sweet naphtha (C5

C11) yang kemudian diumpankan ke unit platformer, namun ada

juga yang disimpan sebagai cadangan apabila produksi naphtha dari CDU II mengalami gangguan.

Naphtha Hydrotreating Unit (Unit 82) Umpan

:

Sour naphtha dari CDU II

Penunjang Reaksi :

H2 dan Unicor

Produk

:

Sweet naphtha (utama)

:

Fuel gas, sour water (samping)

:

UOP-9, support alumina dengan kobalt dan mobildenum sebagai

Katalis

active metal. Bentuknya sphere dan berukuran 1/16 inch

IV.1.2 Continuous Catalyst Regeneration (CCR) Unit (Unit 84) CCR merupakan bagian dari unit platforming yang berfungsi meregenerasi katalis agar dapat beroperasi maksimal di unit platforming. Hal ini penting karena keaktivan katalis di unit platformer akan turun karena adanya racun katalis maupun akibat terbentuknya coke. CCR juga sangat menguntungkan karena proses tidak perlu berhenti ketika katalis diregenerasi. Regenerasi katalis yang dilakukan pada unit CCR meliputi 4 basis operasi di antaranya: pembakaran coke, oksidasi dari metal promotor (misal platina) dan pengaturan chloride balance, pengeringan, yang terjadi di regenerator tower ; dan reduksi metal promotor yang terjadi di puncak platformer. Spent catalyst dialirkan secara gravitasi dari bottom reaktor (82-R-201) ke catalyst collector lalu ke lock hopper nomor 1 (84-V-251) dan lift engager nomor 1 (84-V-252) .


IV-5

Dengan sirkulasi gas nitrogen, katalis ditransfer ke disengaging hopper (84-V-253) yang terletak di atas regenerator tower (84-C-251) untuk selanjutnya dimasukkan ke dust collector (84-S-252). Dust collector berfungsi memisahkan debu katalis dan N2. N2 dikembalikan ke lift engager nomor 1, sementara katalisnya mengalir dari bottom disengaging hopper ke regenerator tower. Keluar dari tower ini, katalis melalui flow control hopper menuju surge hopper. Katalis yang sampai di surge hopper dikirim kembali ke reaktor melalui lock hopper nomor 2 (84-V-256) dan lift engager nomor 2 (34-V-257).

Continuous Catalyst Regeneration Unit (Unit 84) Umpan : Penunjang Reaksi : Produk : :

Spent Catalyst C1, O2, N2 Generated Catalyst (utama) Debu katalis (samping)

Untuk menaikkan katalis, digunakan gas hidrogen

IV.1.3 Platforming Unit (Unit 84) Feed untuk unit platforming ini ialah naphtha yang mengandung C5

C11 baik berupa

paraffinic, naphthenic, maupun aromatic. Proses pada unit platforming ini bertujuan menghasilkan senyawa aromatic dari naphthenic dan paraffinic, yang dapat digunakan sebagai bahan bakar motor. Dalam unit platforming ini, hidrokarbon aromatic tidak berubah, sebagian naphthenic akan dengan cepat berubah menjadi aromatic, sedangkan paraffinic sulit dikonversi. Mula-mula naphtha dari unit NHT dan gas H2 dari recycle gas compressor (84-K-201) dimasukkan ke combined feed exchanger (84-E-201 A/H) yang panasnya berasal dari effluent reactor (84-R-201 A/D). Setelah dipanaskan kembali di furnace, naphtha diumpankan ke reaktor pertama yang terdiri dari 10% katalis. Reaksi ini bersifat exothermic sehingga temperatur operasinya akan turun. Oleh sebab itu, naphtha dipanaskan lagi untuk masuk ke reaktor kedua, dan begitu seterusnya. Kebutuhan katalis di reaktor ke dua sebanyak 15%, reaktor ke tiga 25%, dan reaktor ke empat 50%. Perbedaan jumlah katalis paa masing-masing reaktor dikarenakan katalis yang mengalir dari reaktor pertama hingga ke empat mengalami deaktivasi akibat pembentukan coke ataupun racun katalis yang terbawa oleh naphtha. Dengan demikian, untuk mendapatkan yield yang tetap tinggi diperlukan katalis yang lebih banyak dari reaktor sebelumnya. Effluent reaktor ini kemuadian dialirkan ke combined feed exchanger (84-E-201 A/H) untuk dimanfaatkan pansnya (seperti yang dijelaskan sebelumnya), lalu didinginkan


IV-6

menggunakan fin-fan cooler (84-E-202) untuk selanjutnya ditampung di product separator (84-V-201). Di dalam product separator, gas yang tidak terkondensasi sebagian menjadi fuel gas, sebagian lagi dikompresi di first stage net gas compressor (84-K-202), dan ada juga yang dikembalikan ke kompresor. Sementara itu, untuk cairannya dipompakan (84-P-201 A/B) ke second stage recontact drum untuk diambil senyawa aromaticnya yang mungkin terbawa oleh gas sehingga yield akan semakin tinggi. Dari recontact drum, senyawa aromatic diumpankan ke debutanizer colomn (84-C202). Senyawa aromatic yang masuk ini tidak hanya berasal dari unit platforming, tetapi juga dari unit isomar dan tatoray. Kolom debutanizer berfungsi memisahkan hidrokarbon ringan yang terbawa oleh senyawa aromatic. Overhead produk berupa C1

C4 yang kemudian

didinginkan menggunakan fin-fan cooler (84-E-208) dan trim cooler (84-E-209) sehingga mengalami kondensasi untuk selanjutnya ditampung di debutanizer receiver (84-V-204). Hidrokarbon ringan dari cairan di debutanizer receiver diteruskan ke caustic wash drum (84V-221) untuk menghilangkan klor yang terikut di hidrokarbon tersebut. Hidrokarbon yang bebas klor selanjutnya diumpankan ke sand filter (84-V-222) untuk disaring. Hidrokarbon ringan yang telah bersih dipanaskan di feed bottom exchanger (84-C-203) dengan memanfaatkan panas dari effluent deethanizer column, untuk selanjutnya diumpankan ke deethanizer column. Overhead produk berupa fuel gas, sementara bottom produknnya ialah LPG. Bottom product deethanizer column merupakan senyawa aromatic yang harus didinginkan dalam feed bottom exchanger (84-E-207). Kalor yang dilepaskan lalu dimanfatkan untuk memanaskan hidrokarbon ringan pada proses yang telah dijelaskan pada paragraf sebelumnya. Bottom produk selanjutnya diumpankan ke platformer splitter column sehingga terjadi pemisahan antara light aromatic dan heavy aromatic. Light aromatic merupakan produk atas yang selanjutnya didinginkan menggunakan fin-fan cooler. Hasil pendinginannya ditampung di receiver (84-V-206). Dari receiver ini, sebagian cairan direfluks dan sebagian lagi diumpankan ke unit sulfolant (unit 85). Sementara itu heavy aromatic merupakan produk bawah yang selanjutnya diumpankan ke unit xylene fractionation (unit 87), namun ada juga yang disimpan sebagai cadangan.

Platforming Unit (Unit 84) Umpan : Penunjang Reaksi : Produk : : Katalis :

Sweet Naphtha dari unit NHT H2 dan Cl Senyawa aromatic seperti benzene, toluene, xylene (utama) Fuel gas dan LPG (samping) UOP R-9 sampai R-62, platina sebagai metal side dan chlor sebagai acid side


IV-7

IV.1.4 Sulfolane Unit (Unit 85) Unit sulfolane berfungsi memurnikan senyawa benzena, toluena, xylene, dan C9 aromatic. Mula-mula light aromatic dari unit platformer dan tatoray dipompakan (39-P-202) ke extractor (85-C-201) pada tray ke 83, sedangkan pelarutnya masuk dari bagian atas. Dalam extractor ini, senyawa aromatic akan larut dalam pelarut tersebut dan menjadi bottom product. Pelarut yang kaya senyawa aromatic ini diumpankan ke stripper kolom untuk memisahkan sedikit dari kandungan non aromatic yang mungkin terbawa. Setelah itu, rich solvent (pelarut yang kaya aromatic) diumpankan ke recovery column untuk mendapatkan kembali pelarut tersebut. Sementara itu lean solvent (pelarut yang banyak mengandung senyawa non aromatic, ada di produk bawa) dikembalikan lagi ke kolong extractor. Di dalam recovery column, senyawa aromatic merupakan overhead product yang kemudian didinginkan di trim cooler (85-E-209 A/D) dan langsung ditampung di receiver (85-V-203). Hasil ini sebagian direfluks dan sebagian lagi digunakan sebagai umpan ke benzene column. Untuk senyawa aromatic yang akan diumpankan ke benzene column, terlebih dahulu harus dialirkan ke clay tower tank (39-T-203) agar alirannya stabil. Kandungan parafinnya juga dihilangkan dengan menalirkannya ke clay tower (85-C-206 A/B). Di benzene column, senyawa aromatic masuk pada tray ke 33 dari total 60 tray. Overhead product berupa benzena yang merupakan produk utama dari unit sulfolane ini. Sedangkan bottom productnya antara lain toluena dan sedikit C8+. Toluena lalu didinginkan menggunakan fin-fan cooler (85E-215) dan ditampung di receiver (85-V-206). Hasil ini sebagian direfluks dan sebagian lagi diumpankan ke unit tatoray (Unit 86) untuk diubah menjadi benzena. Sementara itu C8+ nantinya akan diumpankan ke Xylene Fractionation Unit (Unit 87). Umpan : Penunjang Reaksi : Produk : :

Sulfolane Unit (Unit 85) Light Aromatic (C6 C7) dari unit platformer dan tatoray Pelarut dan air Benzena (utama) Toluena dan C8+ (samping)

IV.1.5 Tatoray Proces Unit (Unit 86) Unit tatoray berfungsi mengonversi toluene menjadi benzena. Toluena dari unit sulfolane dan unit paraxylene serta heavy aromatic dari unit xylene fractionation ditampung di feed surge drum (86-V-201) lalu bersamaan dengan H2 dipompakan ke combined feed exchanger. Setelah dipanaskan kembali di furnace (86-F-201) hingga mencapai temperatur operasi yang sesuai, feed dimasukkan ke reaktor. Di reaktor inilah terjadi reaksi hidrogenasi


IV-8

toluene menjadi benzena. Benzena yang merupakan effluent reaktor dialirkan ke combined feed exchanger untuk diserap panasnya, selanjutnya didinginkan menggunakan fin-fan cooler (86-E-207) dan trim cooler (86-E-203). Hasil kondensasi benzena (wujud cair) lalu ditampung di product separator (86-V-202), sementara benzena yang tidak terkondensasi akan menjadi fuel gas tetapi ada juga yang direcycle di gas compressor (86-K-201). Di gas compressor, benzena yang tidak terkondensasi ditambahkan make up gas pada bagian suction kompresor untuk membantu kinerja kompresor tersebut. Hasil recycle gas ini lalu digunakan untuk reaksi hidrogenasi toluena menjadi benzena (seperti telah dituliskan seblumnya). Sedangkan untuk benzena yang berada di product separator, selanjutnya diumpankan ke stripper column. Dalam hal ini ada sedikit gas yang terbawa oleh benzena cair. Overhead product dari striper column adalah C1

C4 yang kemudian didinginkan

dalam fin-fan (86-E-205) dan hasilnya ditampung di receiver (86-V-203). Di receiver ini gas yang tidak terkondensasi akan menjadi fuel gas, sedangkan gas yang terkondensasi akan menjadi cairan umpan ke debutanizer pada unit platformer. Panas dari bottom product dari stripper column dimanfaatkan untuk memanaskan feed yang akan diumpankan ke tatoray benzene column (86-C-202). Pada tatoray ini terjadi pemisahan antara C6 dan C7+. Benzena yang terbentuk kemudian diumpankan ke unit Sulfolane untuk diekstrak campurannya. Sedangkan toluena dan xylene juga diumpankan ke unit sulfolane tetapi bukan ke kolom ekstraktor melainkan ke kolom tluene untuk mengambil toluena yang dihasilkan.

Tatoray Unit (Unit 86) Umpan

:

Penunjang Reaksi : Produk : :

Toluena dari unit sulfolane dan unit paraxylene, serta heavy aromatic dari xylene fractionation unit H2 Benzena (utama) Fuel gas, LPG, toluena, xylene (samping)

IV.1.6 Xylene Fractionation Unit (Unit 87) Xylene Fractionation Unit berfungsi memisahkan para-xylene, meta-xylene, ortoxylene, etil benzena, dan C8NA dari heavy aromatic lainnya (C9+). Umpan pada unit ini berasal dari platformer splitter bottom pada unit platformer sebesar 20%, clay treated dehephanizer bottom pada unit isomar sebesar 35% dan bottom toluene column pada unit sulfolane sebesar 45%. Feed dari isomar diumpankan ke upper xylene splitter column (87-C-202 A), karena jumlah C8+ nya lebih sedikit daripada feed dari kedua unit lainnya. Feed dari unit platforming


IV-9

dan unit sulfolane diumpankan ke clay tower (87-C-201 A/B) untuk dihilangkan kandungan olefinnya sebelum akhirnya dialirkan ke kolom kedua (87-C-202-B). Di dalam xylene column terjadi pemisahan senyawa berdasarkan titik didihnya. C8 menjadi overhead product, sedangkan C9+ aromatic menjadi bottom product. Overhead product lalu didinginkan. Kalor yang dilepaskan dimanfaatkan sebagai sumber pemanas pada unit-unit lain seperti pada paraxylene extraction. Hasil pendinginan lalu ditampung dalam vessel (87-V-201), untuk selanjutnya diumpankan ke parex feed surge drum (87-V-202) di unit Parex. Sedangkan bottom product dari xylene column diumpankan ke heavy aromatic column pada tray ke 26 dari total 50 tray. Untuk C9 aromatic dari bottom product ini dapat dengan mudah diubah menjadi xylene dan benzena pada unit tatoray. Sementara C10+ (heavy aromatic) dikirim ke refinery fuel atau Instalasi Tangki dan Perkapalan (ITP) untuk diblending dengan Automotive Diesel Oil (ADO). Umpan Produk

: : :

Xylene Fractionation Unit (Unit 87) Heavy aromatic dari unit platformer, isomar,dan sulfolane C8 (utama) C9+ (samping)

IV.1.7 Paraxylene Extraction (Parex) Process Unit (Unit 88) Umpan untuk unit parex ini berasal dari parex feed surge drum (87-V-202) yang dipanaskan feed exchanger (89-E-206) pada unit isomar. Setelah itu, parex feed dialirkan ke filter (88-S-201) untuk dipisahkan dari partikel-partikel yang lebih besar dari 100 μm. Kemudian, feed dialirkan menuju rotary valve nomor 1 dan 2 (88-A-201 A/B) yang dipasang parallel dengan semua pipa proses dan bed. Feed dari dua rotary valve bergabung dan memasuki adsorbent chamber yang mengalir turun ke zona 1 untuk diadsorb oleh solid, selanjutnya dialirkan melalui zona 2 sebagai hasil simulasi perpindahan dari adsorben. Paraxylene didesorpsi dalam zona 3 dan keluar melalui extract line. Sementara itu, senyawa non aromatic tidak teradsorpsi dan turun melalui rafinat line di zona 1. Extract (campuran paraxylene dan desorbent D-1000) dikeluarkan dari adsorbent chamber menuju extract feed mixing drum (88-V-206). Mixing drum berfungsi memperkecil fluktuasi konsentrasi dalam extract column feed yang dapat mengganggu operasi kolom. Dari mixing drum ini, extract dialirkan ke feed bottom exchanger (88-E-207) dan menuju extract column (88-C-203). Overhead extract column didinginkan menggunakan fin-fan (88-E-209) lalu diumpankan ke finishing column (88-C-204) untuk menghilangkan komponen C7-. Komponen


IV-10

ini sebagian besar adalah toluena yang diektrasksi dari paraxylene. Overhead vapor dari finishing column didingingkan dan diembunkan menggunakan fin-fan cooler lalu ditampung di receiver (88-V-209). Sementara itu, bottom product dari finishing column dikiem ke paraxylene day tanks. Bottom product dari extract merupakan dsorben bersih yang dipompa melalui tube side feed bottom exchanger menuju desorbent surge drum. Rafinat stream (seperti telah disebutkan pada paragraf 1) dihilangkan dari bottom zone 1 dalam adsorbent chamber. Aliran rafinat dari adsorber chamber dibagi untuk dialirkan menuju rotary valve nomor 1 dan 2, selanjutnya rafinat dikirim ke rafinat column mixing drum untuk memperkecil fluktuasi konsentrasi. Net overhead product dari rafinat column dikirim sebagai sidecut ke unit isomar melalui rafinate sidecut surge drum. Sedangkan bottom product diumpankan ke desorbent rerun column (88-C-201). Di kolom ini, komponen-komponen berat dihilangkan dari desorben yang mungkin terbawa. Kompone berat tersebut berasal dari PDFB (Para dietil benzena) yang teroksidasi. Bottom product dari rerun column adalah fuel oil, sedangkan overhead productnya adalah desorbent yang selanjutnya dikembalikan ke desorbent surge tank. Umpan : Penunjang Reaksi : Produk : :

Paraxylene Extraction Unit (Unit 88) Para-xylene, meta-xylene, orto-xylene, etil benzene, dan C8NA Desorben (PDA / Para Dietil Benzena), solid adsorbent Para-xylene (utama) meta-xylene, orto-xylene, etil benzene, dan C8NA (samping)

IV.1.8 Isomer Process Unit (Unit 89) Feed dari unit parex yang berupa isomer dari paraxylene masuk ke unit isomar sehingga membentuk paraxylene dan benzene. Feed lalu menyerap panas melalui feed bottom reactor exchanger (89-E-204) lalu bercampur dengan H2 dari kompresor. Selanjutnya, feed dipanaskan kembali di furnace sebelum diumpankan ke reaktor. Di dalam reaktor terjadi reaksi isomerisasi dengan katalis zeolit sebagai acid side. Zeolit berfungsi sebagai penyetabil sehingga tidak diperlukan injeksi asam. Dalam hal ini, asam sangat membantu pada proses isomerisasi xylene, serta konversi etil benzena menjadi heavy aromatic. Katalis juga memiliki metal side yang berfungsi mengonversi ethyl benzene menjadi xylene.


IV-11

Efluent reaktor diambil panasnya pada exchanger untuk dimanfaatkan kembali pada proses pemanasan pertama feed. Effluent lalu didinginkan oleh fin-fan dan hasilnya ditampung pada product separator (89-V-201). Di product separator ini, gas yang tidak terkondensasi dialirkan ke line fuel gas dan ada juga yang diumpankan ke recycle gas kompresor untuk merecycle gas H2 yang masih tersisa. Sedangkan gas yang terkondensasi menjadi cairan, dari product separator ini dialirkan ke dehepthanizer column (89-C-202). Kolom ini menghasilkan produk atas berupa komponen C7- untuk dialirkan ke unit debutanizer (84-C-202), sementara itu produk bawahnya yang mengandung C8+ dialirkan ke unit xylene fractionation.

Umpan : Penunjang Reaksi : Produk : : Katalis :

Isomar Unit (Unit 89) Meta-xylene, orto-xylene, etil benzene, dan C8NA H2 Xylene (utama) Fuel gas dan LPG (samping) Zeolit sebagai acid sde dan platinum sebagai metal side

BAB V UTILITAS DAN PENGOLAHAN LIMBAH

V-1


V.1

Utilitas Unit Utilitas di PT. Pertamina Refinery Unit IV Cilacap berfungsi menunjang

operasi pengolahan kilang seperti tenaga listrik, tenaga uap, air pendingin, air bersih, bahan bakar cair/gas, udara instrumen, dan lain-lain sehingga kilang dapat memproduksi BBM dan Non BBM. Di Pertamina RU IV Cilacap, kompleks utilitas saat ini terdiri dari: a. Utilitas I (area 50), dibangun pada tahun 1973 dan mulai beroperasi tahun 1976 untuk menunjang pengoperasian FOC I, LOC I dan ITP / off site area 30, 40, 60 dan 70 dengan kapasitas pengolahan 100.000 barrel/hari. b. Utilitas II (area 05), dibangun tahun 1980 dan mulai beroperasi pada tahun 1983 untuk menunjang pengoperasian FOC II, LOC II, ITP/ off site area 30, 40, 60, dan 70 dengan kapasitas 200.000 barrel/hari. c. Utilitas KPC / Paraxylene sebagian besar unitnya terletak di Utilitas I / (area 50), mulai beroperasi tahun 1990 khusus untuk menunjang area kilang Paraxylene dengan kapasitas produksi Petrokimia sebanyak 270.000 barrel/hari. d. Utilitas IIA (area 500), beroperasi pada tahun 1998 dengan sarana terbatas, khusus dirancang untuk menunjang pengoperasian Debottlenecking kilang Cilacap, sehingga total kapasitas pengolahan Kilang Cilacap dapat dinaikkan dari 300.000 barrel/hari menjadi 348.000 barrel/hari. Untuk memenuhi kebutuhan kilang Cilacap maka Pertamina RU IV secara operasional memiliki unit – unit utilitas, yaitu :  Unit 51/ 051/ 510

: unit pembangkit tenaga listrik



Unit 52/ 052/ 520

: unit pembangkit tenaga uap



Unit 53/ 053/ 530

: unit distribusi air pendingin



Unit 54/ 054

: unit pengadaan air bersih



Unit 56/ 056/ 560

: unit pengadaan udara bertekanan



Unit 57/ 057

: unit distribusi bahan bakar cair dan gas



Unit 63/ 063

: unit pengadaan air baku

V.1.1

Unit 51/ 051/ 510 (Unit Pembangkit Tenaga Listrik) Unit ini memiliki 8 buah turbin generator pembangkit tenaga listrik yang digerakkan

oleh tenaga uap. Sistem ini beroperasi dengan extractive condensing turbine dengan high


V-2

pressure steam (HP steam) yang bertekanan 60 kg/cm2 dengan temperatur 4600C. Dan menghasilkan medium pressure steam (MP steam) bertekanan 18 kg/cm2 dengan temperatur 330 0C serta menghasilkan pula kondensat recovery sebagai air penambah pada tangki desuperheater dan tangki Boiler Feed Water (BFW). Sistem pembangkit, terdiri dari : 

Utilitas I area 50 : 51 G 1/ 2/ 3

(3 unit) kapasitas @ 8 MW



Utilitas II area 05 : 051 G 101/ 102/ 103

(3 unit) kapasitas @ 20 MW



Utilitas KPC

: 51 G 201

(1 unit) kapasitas 20 MW



Utilitas IIA

: 510 G 301

(1 unit) kapasitas 8 MW

Dengan kapasitas total terpasang saat ini 112 MW, dan kapasitas terpakai pada saat beban puncak mencapai 67 MW.

V.1.2

Unit 52/ 052/ 520 (Unit Pembangkit Tenaga Uap) Unit ini bertugas untuk menyediakan steam yang digunakan untuk berbagai proses

operasi. Unit ini dikategorikan menjadi 3, yaitu : a.

Sistem pembangkit Tenaga uap tekanan 60 kg/cm2 dan temperatur 460C atau High Pressure Steam

dihasilkan dari : 

Boiler UTL I

: 52 B 1/2/3

(3 Unit) kapasitas @60 ton/jam.



Boiler UTL II

: 052 B101/102/103/104

(4 Unit) kapasitas @110 ton/jam.



Boiler UTL KPC : 52 B 201

(1 Unit) kapasitas 110 ton/jam.



Boiler UTL IIA

(1 Unit) kapasitas 60 ton/jam.

: 520 B 301

Sebagian besar uap tekanan tinggi tersebut digunakan sebagai tenaga penggerak turbin generator dan sebagian kecil untuk penggerak turbin pompa boiler feed water (BFW) dan cooling water. b.

Sistem distribusi tenaga uap terbagi atas : 1.

High

pressure

steam

dengan

tekanan

60

kg/cm2,

temperatur

460oC,

s u p e r h e a t e d . Penghasil HP steam adalah semua boiler di utilities dan WHB di unit 14/FOC I. 2.

Medium pressure steam dengan tekanan 18 kg/cm2, temperatur 330oC, superheated. MP steam ini dihasilkan dari; ekstraksi turbin generator, WHB unit 014, 019 FOC II, let down station HP/MP. MP steam ini digunakan sebagai penggerak turbin


V-3

pompa, kompressor, pemanas pada heat exchanger, penarik sistem vakum pada ejector di semua area proses. 3.

Low pressure steam dengan tekanan 3,5 kg/cm2 temperatur 220oC, superheated. LP dihasilkan dari sistem back pressure turbine dan let down station MP/LP.

c.

Sistem kondensat Di dalam sistem selalu terjadi kondensasi dan kondensat yang terjadi dimanfaatkan

kembali sebagai boiler feed water guna mengurangi water losses. Tiga jenis kondensat : 

High pressure condensat yang berasal dari HP dan MP steam line. Kondensat ini ditampung dalam suatu flash drum untuk dipisahkan menjadi LP condensat dan LP steam.



Low pressure condensat yang berasal dari LP steam line.



Clean condensat yang berasal dari surface condenser turbine generator dan brine heater SWD (sea water desalination).

V.1.3

Unit 53/ 053/ 530 (Unit Distribusi Air Pendingin) Ada dua sistem yang digunakan untuk distribusi air pendingin yaitu sistem

bertekanan dan sistem gravitasi. Sirkulasi air pendingin menggunakan sistem terbuka (once through). Sistem bertekanan digunakan untuk semua unit proses yang didistribusikan dengan pompa : 

UTL I

: 53 P1 A/B/C

(3 pompa) kapasitas @2000 m3



UTL II

: 053 P 101 A/B/C




UTL KPC : 053 P 201 A/B/C




UTL IIA : 530 P 301 A/B


Untuk mencegah timbulnya mikroorganisme pada sistem air pendingin, diinjeksikan sodium hypochloride hasil dari sodium hypochloride generator.

V.1.4

Unit 54/054 (Unit Pengadaan Air Bersih) Air bersih diperoleh dengan mengolah air laut menjadi air tawar dengan spesifikasi

tertentu dengan cara distilasi pada tekanan rendah (vakum). Sistem ini dilaksanakan pada unit Sea Water Desalination (SWD).Di unit pengolahan IV Cilacap ada dua sistem SWD yaitu; multi stage flash once through dan multi stage flash brine recirculations. Utilitas Pertamina Refinery Unit IV Cilacap memiliki 8 buah unit SWD yaitu : 1.

UTL I

: 54 WS 1/2/3 (3 unit) kapasitas @ 45 ton/jam (Type MSF once

through), dan 54 WS 201 (1 unit) kapasitas 45 ton/jam (Type MSF brine recirculation).

BAB V UTILITAS DAN PENGOLAHAN LIMBAH 2.

UTL II

V-4

: 054 WS 101/102/103/105 (4 unit) kapasitas @ 90 ton/jam (Type MSF

once through). Produk unit SWD ini digunakan untuk : 1.

Sebagian besar sebagai air umpan boiler.

2.

Sebagai jacket water untuk pendingin sistem minyak pelumas pada rotating equipment.

3.

Sebagai media pencampur bahan kimia untuk keperluan proses.

4.

Sebagai air minum di area kilang.

V.1.5

Unit 55/055/550 (Unit Pengadaan Air Pemadam Kebakaran) Digunakan untuk menunjang operasi pemadam kebakaran. Sistem ini terdiri dari 2

pompa air bakar yang berkapasitas 600 m3/jam pada tekanan 12,5 kg/cm2, dan fasilitas pengaman cairan busa udara.

V.1.6

Unit 56/056/560 (Unit Pembangkit Udara Bertekanan) Fungsi udara bertekanan :

a.

Sebagai udara instrumen, dihasilkan dari : 

UTL I

: 56K1/2/3 kapasitas @ 23 Nm3/menit



UTL II

: 56K102

kapasitas @ 23 Nm3/menit



UTL KPC

: 56K201

kapasitas @ 23 Nm3/menit



UTL IIA

: 560K301 kapasitas @ 23 Nm3/menit

Udara instrumen ini harus kering dan tidak boleh mengandung minyak. Peralatan di sistem ini terdiri dari inter dan after cooler, receiver, air dryer, air filter dan pipa distribusi. b.

Sebagai plant air untuk tube cleaning pada surface condensorturbine generator dan evaporator condensor SWD.

V.1.7 a.

Unit 57/057 (Unit Distribusi Bahan Bakar Cair dan Gas)

Sistem bahan bakar cair Terdiri dari sistem HFO dan HGO. Sistem HFO digunakan sebagai bahan bakar pada

boiler dan furnace saat normal operasi, sedangkan HGO digunakan pada saat start up dan shut down unit serta untuk flushing oil dan sealing system. Untuk mengatur viskositas dipakai sarana heat exchanger dengan media pemanas MP steam. HFO didistribusikan dengan dua


V-5

2

sistem yaitu dengan tekanan tinggi 35 kg/cm untuk keperluan sistem High Vacuum Unit dan tekanan rendah 18 kg/cm2 untuk keperluan burner. HFO terdiri dari slack wax, slop wax, heavy aromate dan IFO yang diperoleh dari proses area. b.

Sistem bahan bakar gas Dipakai dan dimaksimalkan untuk pembakaran di boiler dan furnace. Bahan baku

diperoleh dari unit proses dan ditampung di mix drum 57V2 dan 057V102 selanjutnya didistribusikan melalui pipa induk ke semua proses area dengan tekanan diatur 3,5 kg/cm2. Apabila tekanan lebih dari 4 kg/cm2 akan dibuang ke flare dan apabila kurang dari 2,5 kg/cm2 akan disuplai dari LPG vaporizer sistem dengan media pemanas LP steam. LPG vaporizer ini berfungsi untuk menampung dan memproses propane dan butane yang off spec. Pada sistem bahan bakar gas ini terdapat juga waste gas kompresor yang berfungsi untuk memperkecil gas yang hilang ke flare.

V.1.8

Unit 63/063 (Unit Pengadaan Air Baku) Air baku diperoleh dari kali Donan dengan menggunakan pompa jenis submersible

yang terdiri dari : 

UTL I

: pompa 63 P1 A/B/C

kapasitas @ 3800 m3/jam.



UTL II

: pompa 063 P101 A/B/C

kapasitas @ 7900 m3/jam.



UTL KPC

: pompa 063 P 201

kapasitas

7900 m3/jam.



UTL IIA

: pompa 063 P 301

kapasitas

7900 m3/jam.

Dari kali Donan air sungai dipompakan ke Jetty Donan (area 60). Ruangan pengambilan air baku dilengkapi dengan fixed bar screen, retractable strainer dan floating gate yang berfungsi untuk menyaring kotoran misalnya sampah, serta suction screen. Dari unit 63 dan 063 air baku tersebut kemudian dialirkan melalui pipa kedalam 3 buah tangki. Untuk mencegah terjadinya lumut dan menghindari hidupnya kerang dan mikroorganisme lainnya, pada saluran hisap semua pompa air baku diinjeksikan sodium hipokloride hasil dari sodium hipokloride generator. Air baku ditampung dalam tangki selanjutnya digunakan sebagai media :

V.2



Sistem air pendingin bertekanan (pressurized cooling water).



Sistem gravitasi untuk surface condensor turbo generator.



Air umpan sea water desalination.

Pengolahan Limbah

BAB V UTILITAS DAN PENGOLAHAN LIMBAH V.2.1

V-6

Pengolahan Limbah Buangan Cair Pertamina RU IV Cilacap dalam mengolah limbah cairnya tidak dilakukan pada

tiap–tiap unit, namun limbah dari beberapa unit digabung menjadi satu baru kemudian diolah. Limbah cair pengolahannya dilakukan secara bertahap meliputi : Sour Water Stripper (SWS), Corrugated Plate Inceptor (CPI), Holding Basin, dan Instalasi Pengolahan Air Limbah (IPAL). a. Sour Water Stripper (SWS) Unit 17&017 Unit ini dirancang untuk mengolah sour water dari Visbreaking Unit, Naphta Hydrotreating Unit, High Vacum Unit, Crude Distillation Unit, AH Unibon, Destillate Hydrotreating Unit yang mengandung H2S, NH3, fenol, CO2, mercaptan, cyanida dan pada hydrocracking sour water terdapat fluorida. Unit ini dirancang untuk dapat membersihkan 97% dari H2S yang kemudian dibakar di flare, sedang air bersih yang tersisa dapat digunakan kembali. Dalam sour water H2S dan NH3 terdapat dalam bentuk NH4HS yang merupakan garam dari basa lemah dan asam lemah. Di dalam larutan ini, garam terhidrolisa menjadi H2S dan NH3. Reaksi : NH4HS H2S dan NH3

NH3 + H2S bebas sangat mudah menguap dalam fase cair. Gas H2S dan

NH3 dapat dipisahkan dengan menggunakan steam sebagai stripping medium atau steam yang terjadi dari pemanasan sour water itu sendiri (dalam reboiler). Hidrolisa akan naik dengan naiknya suhu. Kelarutan H2S cepat dipisahkan. Sour water yang telah mengalami stripper akan menaikkan konsentrasi NH3/H. Pada unit 052 terdapat empat boiler dengan kapasitas masing-masing 110 ton/jam HP steam. Jenis boiler yang dipakai adalah water tube boiler yang mampu menghasilkan HP steam pada tekanan 60 kg/cm2 dan temperatur 4600C. Penghasil HP steam lainnya adalah Waste Heat Boiler (WHB) yang terdapat di unit 014 dan 019 menghasilkan MP steam dengan kapasitas masing-masing 30 ton/jam. MP steam digunakan untuk pengabut bahan bakar minyak, vacuum ejector, soot blowing dan lain- lain. LP steam yang dihasilakn mempunyai tekanan 3,5 kg/cm2 dan temperatur 3300C. LP steam digunakan untuk pemanas pipa-pipa, stripping steam pada distilasi. b. Corrugated Plate Interceptor (CPI) Corrugated Plate Interceptor (CPI) adalah jenis alat atau bangunan penangkap minyak yang berfungsi untuk memisahkan air dan minyak dengan menggunakan plate sejajar, dibuat dari fiber glass yang bergelombang yang dipasang dengan kemiringan tertentu, bekerja


V-7

secara gravitasi. CPI memiliki kemampuan memisahkan lebih besar dibanding dengan alat pemisah lain, mampu memisahkan partikel minyak sampai dibawah 150 mikron dengan menggunakan permukaan pemisah tambahan berupa plat sejajar maka didapatkan proses pemisahan dalam kondisi laminer dan stabil. Kecepatan aliran dari plat yang bergelombang dan perbedaan spesifik grafity antara minyak dan air menyebabkan minyak akan naik ke atas, sedangkan air akan turun ke bawah yang kemudian masuk parit dan akhirnya ke Holding Basin untuk diolah lebih lanjut sebelum dibuang ke badan air penerima (Sungai Donan). c. Holding Basin Holding Basin adalah kolom untuk menahan genangan minyak bekas buangan pabrik supaya tidak lolos ke badan air penerima, dengan perantaraan skimmer (penghisap genangan minyak dipermukaan), floating skimmer (menghisap minyak di bagian tengah), dan baffle (untuk menahan agar minyaknya tidak terbawa ke badan air penerima). Selanjutnya, genangan minyak ditampung pada sump pit kemudian dipompakan ke tangki slops untuk direcovery. Holding Basin dibuat dengan tujuan untuk mencegah pencemaran lingkungan, khususnya bila oil water sampai lolos ke badan air. Genangan minyak berasal dari bocoranbocoran peralatan pabrik atau lainnya. Holding Basin yang terdapat di Pertamina RU IV Cilacap ada dua yaitu Exciting Holding Basin Unit 49 dan New Holding Basin Unit 66. Exciting Holding Basin Unit 49 Unit ini menerima effluent dirty water dari exciting water ditch area 50, dari aliran cooling water area 10 dan 20 dan dari exciting overflow waste CPI separator area 10, 20, 30, 40. Exciting effluent water masuk ke dalam Holding Basin lewat bagian depan di mana sheetpiles sebelah barat makin ke selatan semakin melebar. Pada bagian Holding Basin dibelah oleh sheetpiles sebelah sepanjang kira-kira 1/3 bagian, memanjang dari depan yang berfungsi agar effluent water dijaga tetap laminer sehingga diperoleh lapisan minyak yang sempurna. Lapisan minyak yang terjadi akan tertahan oleh baffle, sehingga terkumpul di daerah skimmer. Konstruksi baffle dibuat sedemikian rupa sehingga pada pojok timur dan barat Holding Basin membentuk sudut kurang dari 90 o, yang bertujuan untuk mengumpulkan lapisan minyak agar mudah ke skimmer. Melalui skimmer yang dapat dinaikturunkan dengan handsparating wich sesuai dengan ketebalan lapisan minyak maka skimmed oil secara gravitasi flow akan masuk ke skimmer dan selanjutnya ke bak sump pit. Dengan perantaraan portable pump, skimmed oil dari bak sump pit dipompakan existing wet slops tank 43T – 2 atau 43T – 3 untuk persiapan recovery. Clean water mengalir di bawah baffle, kemudian melewati weir sheetpiles terus ke perairan bebas. Jika lapisan minyak tidak mau berkumpul maka digunakan floating skimmer 66A – 103.


V-8

New Holding Basin Unit 66 Unit ini menerima effluent dirty water dari new dirty water area 05, once through cooling water area 01, 02, dan area 30 serta 40. New effluent water masuk ke dalam Holding Basin lewat bagian depan dimana sheetpiles sebelah barat makin ke selatan semakin melebar. Setelah melalui sluice gates, effluent water selanjutnya masuk ke aerated channel. Dengan perantaraan difused aeration system, maka di sini dipecahkan partikel-partikel minyak agar terjadi lapisan minyak yang sempurna. Lapisan minyak akan terkumpul di daerah skimmer. Skimmed oil yang masuk skimmer secara gravity flow akan masuk ke bak sump pit. Lapisan minyak yang lolos, akan masuk ke daerah vortex oil drinker yang sebelumnya melewati baffle. Lapisan minyak yang masuk ke daerah vortex oil drinker dengan adanya aliran, waste water akan terkumpul ke pojok tiap-tiap skimmer. Untuk mengumpulkan lapisan minyak yang tidak mau terkumpul menggunakan vortex oil drinker pada daerah genagan minyak dengan mengatur tiga utas alat penambat yang masing-masing vortex oil drinker tersebut. Selanjutnya clean water akan masuk ke muara setelah melewati baffle seterusnya ke perairan bebas. Minyak yang terkumpul pada bak sump pit selanjutnya dipompakan ke tangki pengumpul di unit 43 yang baru yaitu di tangki 43T–101 atau 43T–102 sesuai keadaan operasi untuk di-recovery. Sedangkan pompa yang dipakai adalah 66P – 101 A/B/C. steam heater dijalankan jika diperlukan. d. Instalasi Pengolahan Air Limbah (IPAL) Unit 047 Proyek terbaru berupa Effluent Waterwaste Treatment Plant dirancang untuk memproses limbah cair dari semua area sesuai dengan peraturan lingkungan (UU No. 32 tahun 2009 Tentang Perlindungan dan Pengelolaan Lingkungan Hidup). Ruang lingkup kerja dari proyek ini di rancang dan di bangun sebuah Kilang EWT baru dengan kapasitas 4000 m3/day. Unit akan memproses 4000 m3/day dari effluent water untuk memenuhi peraturan lingkungan. Feed dirancang berasal dari : 

Excess stripped water dari Unit Sour Water Stripper FOC I dan FOC II



Brine Water ex Unit Desalter FOC I dan FOC II Tabel V.1 Spesifikasi Inlet dan Outlet IPAL Parameter

Inlet WWTP

Outlet WWTP (Waste water regulation)

COD

1000 ppm

Max 80 ppm

BOD

600 ppm

Max 40 ppm

Sulfide

30 ppm

Max 0,25 ppm

Phenol

2 ppm

Max 0,4 ppm

BAB V UTILITAS DAN PENGOLAHAN LIMBAH Ammonia

100 ppm

Max 4 ppm

Oil Content

300 ppm

Max 10 ppm

V-9

Secara filosofi Effluent Wastewater Treatment Plant meliputi: 1.

Preliminiary Teratment : untuk memisahkan coarse material dari wastewater terdiri dari unit API Separator, CPI Separator dan Pengental Pasir.

2.

Primary Treatment : Untuk memisahkan suspended/small material dan floating sums dari waste water terdiri dari unit Equalization Tank dan Dissolved Air Flotation (DAF).

3.

Secondary Treatment : Untuk merubah “unsettle-able” material tersisa ke “settle-able form” dan memisahkannya dari wastewater, melalui biological treatment, melalui proses oksidasi, flokulasi, secondary sedimentation yaitu unit Aeration Tank.

4.

Tertiary Treatment : Untuk memisahkan polutan yang belum terpisahkan pada proses sebelumnya (nitrates, phosphates, sulphates, other organic compounds) dengan menggunakan proses fisika dan kimia terdiri unit Sedimentation Tank dan Sludge Thickener.

5.

Solid Handling : untuk mengolah sludge dari beberapa tahapan treatment yaitu Belt Press Primary dan Belt Press Secondary.

Peralatan Proses : 1.

API Separator berfungsi untuk memisahkan air limbah dengan minyak melalui skimmer dan lumpur/pasir secara gravitasi.

2.

CPI Separator berfungsi memisahkan air limbah dengan film/lapisan minyak melalui lamella separator dan skimmer.

3.

Pengental Pasir berfungsi untuk memisahkan lumpur/pasir dengan air limbah secara gravitasi oleh clarifier.

4.

Belt Press Primary berfungsi untuk mengurangi kandungan air dalam lumpur/pasir sehingga terbentuk cake.

5.

Oil Storage berfungsi untuk menampung minyak hasil pemisahan API/CPI Separator yang selanjutnya dialirkan ke Slop Tank.

6.

Equalization Tank berfungsi untuk mengkondisikan air limbah dengan surface aerator yang sudah terpisah dari lumpur/pasir dan masih mengandung partikel minyak sebelum di proses oleh DAF.

7.

DAF berfungsi untuk memflotasi limbah dengan menambah chemical/additive serta injeksi udara agar emulsi minyak yang masih ada dapat dipisahkan melalui scrapper.

8.

Aeration Tank berfungsi untuk memproses air limbah yang berasal dari DAF

BAB V UTILITAS DAN PENGOLAHAN LIMBAH menggunakan

mikroorganisme/bakteri/actived

V-10 sludge

yang

dapat

mendegradasi

kandungan ammonia, phenol, merkuri dan zat organik lainnya sehingga hasilnya sesuai dengan baku mutu air limbah. 9.

Sedimentation Tank berfungsi untuk memisahkan lumpur aktif dengan air dimana produk air bersih akan dialirkan ke Clean Water Tank dan lumpur aktif akan dialirkan kembali ke Aeration Tank dan Sludge Thickener.

10. Clean Water Tank berfungsi menampung produk air limbah yang sesuai baku mutu yang kemudian dialirkan ke cooling water tank. 11. Sludge Thickener berfungsi untuk memisahkan sludge dengan air secara gravitasi oleh clarifier. 12. Belt Press Secondary berfungsi untuk mengurangi kandungan air dalam lumpur/sludge sehingga terbentuk cake.

V.2.2

Pengolahan Buangan Gas Untuk menghindari pencemaran udara dari bahan-bahan buangan gas maka

dilakukan penanganan terhadap bahan buangan tersebut dengan cara : a.

Dibuat stack/cerobong asap dengan ketinggian tertentu sebagai alat untuk pembuangan asap.

b.

Gas–gas hasil proses yang tidak dapat dimanfaatkan dibakar dengan menggunakan flare.

V.2.3

Pengolahan Buangan Sludge Sludge merupakan salah satu limbah yang dihasilkan dalam industri minyak yang

tidak dapat dibuang begitu saja ke alam bebas karena mencemari lingkungan. Pada sludge selain mengandung lumpur / pasir dan air juga masih mengandung hidrokarbon (HC) fraksi berat yang tidak dapat di-recovery ke dalam proses maupun bila dibuang ke lingkungan tidak akan terurai secara alamiah dalam waktu singkat. Perlu dilakukan pemusnahan hidrokarbon tersebut untuk menghindari pencemaran lingkungan. Dalam usaha tersebut di Pertamina RU IV Cilacap, sludge dibakar dalam suatu ruang pembakar (incinerator) pada temperatur tertentu sehingga lumpur/pasir yang tidak terbakar dapat digunakan untuk landfill atau dibuang di suatu area tanpa mencemari lingkungan.

BAB VI ANALISA LABORATORIUM

VI-1 BAB VI

ANALISA LABORATORIUM

Bagian laboratorium memegang peranan penting di area kilang, karena pada sub bidang ini data-data tentang raw material dan produk akan diperoleh. Dengan data-data yang diberikan maka proses produksi akan selalu dapat dikontrol dan dijaga standar mutunya sesuai dengan spesifikasi yang diharapkan. Bagian laboratorium berada di bawah sub bidang teknologi dan bidang engineering yang mempunyai tugas pokok :  Sebagai pengontrol kualitas bahan baku, dan  Sebagai pengontrol kualitas produk. Bahan-bahan yang diperiksa di laboratorium ini adalah :  Crude oil,  Stream product FOC I/ II/ III, LOC I/ II/ III, dan paraxylene,  Utilities : water, steam, fuel oil, fuel gas, chemical agent, dan katalis,  Intermediate product dan finishing product. Dalam pelaksanaan tugasnya, bagian laboratorium dibagi menjadi Laboratorium Pengamatan,

Laboratorium

Analitik

dan

Gas,

Laboratorium

Litbang,

dan

Ren.ADM/Gudang/Statistik.

VI.1 Program Kerja Laboratorium VI.1.1 Laboratorium Pengamatan Bagian ini mengadakan pemeriksaan terhadap sifat-sifat fisis bahan baku, intermediate product, dan finishing product. Sifat-sifat yang diamati antara lain distilasi ASTM, Spesific gravity, Reid vapour pressure, Flash point dan smoke point, Convadson carbon residu, warna, Cooper strip dan silver strip, viskositas kinematik, kandungan air.

VI.1.2 Laboratorium Analitik dan Gas Bagian ini mengadakan pemeriksaan terhadap row material mengenai sifat-sifat kimianya, termasuk didalamnya tentang kerak dan finishing product. Alat-alat yang digunakan untuk analisa antara lain :  N2 analizer, untuk menganalisa sulfur, Cl2, H2S.  Atomic Absorbtion Spectrofotometer (AAS), untuk menganalisa logam dan hidrokarbon.  Polychromator, untuk menganalisa semua metal yang ada dalam sampel air maupun zat organik.


VI-2

 Nuclear Magnitute Resonance (NMR), untuk menganalisa kandungan H2 dalam sampel avtur.  Portable Oxygen Tester (POT), untuk menganalisa kandungan oksigen dalam gas pada cerobong asap.  Infra Red Spectrofotometer (IRS), untuk menganalisa kandungan kandungan oil dalam sampel air, juga menganalisa aromat dan minyak berat.  Spectro Fluorophotometer, untuk menganalisa kandungan oil dalam water slop. Menganalisa bahan baku, stream product, dan finishing product untuk pabrik paraxylene.

VI.1.3 Labotarorium Penelitian dan Pengembangan Bagian ini bertujuan untuk mengadakan penelitian, seperti Blending fuel oil, lindungan lingkungan (pembersihan air buangan), evaluasi crude. Di samping mengadakan penelitian rutin, laboratorium ini juga mengadakan penelitian yang sifatnya non-rutin, misalnya penelitian terhadap produk kilang di unit tertentu yang tidak biasanya dilakukan penelitian, guna mendapatkan alternatif lain tentang penggunaan bahan baku.

VI.1.4 Ren. ADM / Gudang / Statistik Bagian ini bertugas untuk mengatur administrasi laboratorium, pergudangan, dan statistik.

VI.1.5 Laboratorium Paraxylene Laboratorium ini khusus menangani unit paraxylene, yang mempunyai kerja dan tugas menganalisa terhadap bahan baku, produk yang dihasilkan dan bahan penunjang lainya.

V1.2 Peralatan Utama V1.2.1 Laboratorium Pengamatan  Autoflash : Alat yang digunakan untuk mengecek titik nyala api (flashpoint) dimana ada 2 (dua) jenis pengukur titik nyala, yaitu termometer flash point Abel untuk fraksi ringan (bensin, kerosene) dan flash point Bens Shin Marfin untuk fraksi berat.  Smoke Point Tester : Alat yang digunakan untuk mengukur smoke point (titik asap) dari suatu minyak yang mempunyai fraksi ringan.  Cooper Strip Tester : Alat untuk megetahui pengaruh minyak terhadap tembaga. Dimana tes ini dapat digunakan untuk mengetahui kualitas minyak.


VI-3

 Hydrometer : Alat untuk mengukur spesific gravity (50/500 F) dari minyak yang berfraksi ringan dan fraksi berat.  Viskometer Bath : Alat untuk mengukur viskositas minyak fraksi ringan dan fraksi berat. 

Water Content Tester : Alat yang digunakan untuk menganalisa kadar air dalam minyak, metode operasinya adalah destilasi, dimana rumus yang digunakan adalah : % air = Volume air dalam penampung x 100% Volume sampel

 Pure Point Tester : Alat yang digunakan untuk mengukur purepoint (titik tuang) dari minyak, dimana yang diamati adalah temperatur minyak tertinggi pada saat minyak masih dapat dituang.

V1.2.2 Laboratorium Analitika dan Gas  NMR (Nuclear Magnetik Resolution) : Digunakan untuk menganalisa adanya CHCl3 dalam bahan baku atau produk yang dihasilkan.  MCST (Micro Calorimetric Titrating System) : Digunakan untuk menganalisa kandungan H2S, Cl, S dalam minyak dengan metode titrasi, sebagai carrier digunakan helium dan oksigen.  AAS (Automatic Absorbtion Spectofotometric) : Digunakan untuk menganalisa semua metal baik dalam air maupun dalam minyak, juga untuk menganalisa TEL (Tetra Etil Lead) content dalam premium. Tipe dari AAS adalah single element, sebagai pembakarnya adalah acetylene dan N2O.  ICPS (Inductive Coupled Plasma Spectrophotometric) : Digunakan untuk analisa metal yang ada dalam air maupun minyak, dengan pembakarnya gas plasma (argon) dan memiliki tipe monomultifire.  (UV – VIS – NR Record Spectrophotometric) : Digunakan untuk menganalisa Si, NH3, furfural, metil etil keton, dan metal-metal lainnya. Lampu UV digunakan untuk menganalisa avtur dan naftalene.  Infra Red Spectrophotometer : Digunakan untuk menganalisa gugus senyawa fungsional secara kualitatif dan menganalisa oil content dalam air buangan secara kualitatif.  Spectrophotometer Fluorophotometer (RF–520) : Digunakan untuk menganalisa zat – zat yang bisa berfluorisasi.  NMR Low Resolution : Digunakan untuk menganalisa kandungan hidrogen dalam minyak aftur, JP – 4 dan JP – 5.


VI-4

 Aparaat Carbon Determinator (WR–12) : Digunakan untuk menganalisa kandungan karbon dalam minyak dan katalis.  Sulphur Lamp Apparatur : Digunakan untuk analisa sulfur dalam bahan bakar minyak (premium, kerosene, solar, avtur).  Calorimetric Adiabatic : Digunakan untuk mengetahui nilai bakar dalam minyak.  POC (Portable Oil Content) : Digunakan untuk menganalisa oil content dalam air buangan.  Karl Fiscer – Automatic Titrator : Digunakan untuk menganalisa kandungan air dalam minyak dengan solvent etanol.  Salt in Crude Analizer : Digunakan untuk menganalisa salt content dalam minyak.

VI.2.3 Laboratorium Penelitian, Pengembangan dan Lindungan Lingkungan Pada dasarnya laboratorium ini tidak memiliki alat – alat

yang spesifik dalam

melaksanakan tugasnya. Laboratorium ini dapat menggunakan fasilitas laboratorium lain. Laboratorium ini melakukan pengamatan dan penelitian, yang meliputi : 1. menganalisa sampel – sampel non rutin untuk penelitian. 2. menganalisa peralatan untuk maintenace terhadap alat – alat yang ada. 3. mengevaluasi dan mengadakan orientasi terhadap crude. 4. menganalisa oil content yang tercecer di dermaga. 5. Menyalurkan air buangan / lindungan lingkungan.

VI.2.4 Laboratorium Administrasi, Material, Gudang dan Statistik Laboratorium ini tidak mempunyai peralatan untuk mengadakan suatu analisa, mengingat kerja dari laboratorium tersebut.

VI.2.5 Laboratorium Paraxylene Alat yang digunakan pada laboratorium ini adalah : 

Moisturemeter : Digunakan untuk menganalisa kandungan air dan bromine indeks dari olefin.



Desult Oksigen : Digunakan untuk mengecek feed naphtha terhadap kandungan O2.



UV Visible Spectrofotometer : Digunakan untuk menganalisa konduktivitas feed maupun produk.



Conductivitymeter : Digunakan untuk menganalisa konduktivitas feed maupun produk.

Di samping itu laboratorium ini juga menggunakan peralatan yang ada pada laboratorium lain.

BAB VI ANALISA LABORATORIUM V1.3

VI-5

Prosedur Analisa Prosedur analisa yang digunakan pada laboratorium adalah : titrasi, volumetri,

viskosimeter, flashpointtester, spectrofotometri, destilasi, iodometri, microcolorimetri, IP Standard, gravimetri, chromatografi, ASTM standard, refraksimetri, potensiometri, dan UOP standard.

VI.4

Analisa Laboratorium di CCR Platforming Unit Setiap unit proses dikilang mempunyai sample test yang terjadwal pada tiap

peralatan untuk menjamin kelancaran dan tercapainya target operasi. Beberapa analisa diperlukan untuk menegetahui kandungan dalam suatu parameter tertentu. Berikut adalah berbagai analisa laboratorium yang digunakan pada unit CCR Platforming : a. Metode UOP 777 - Tujuan : Menganalisa kandungan jenis hidrokarbon paraffin, olefin dan aromatic berdasarkan jumlah carbon number-nya. - Analisa : Sampel dianalisa berdasarkan sistem fraksi dari minyak bumi dengan menggunakan gas chromatography. Sampel dianalisa dengan Fluorescent Indicator Adsorption (FIA) untuk mendapatkan perkiraan kandungan olefin total. Pemecahan kejenuhan untuk memperkirakan presentase paraffin dan naphthene dari carbon number dengan memproses sampel pada silica gel untuk memperoleh saturate fraction dan menganalisanya pada gas chromatography. b. Metode ASTM D 4045 (Hydrogenolysis Rateometric Colorimetry) - Tujuan : Untuk mengetahui kandungan sulfur mencapai 50 ppb pada feedstock dan petroleum product. - Analisa : Sampel diinjeksikan dengan laju kecepatan konstan ke dalam aliran hidrogen di hydrogenolisis apparatus. Sampel dan hidrogen akan terpirolisis pada temperetaur 1300C atau diatasnya, untuk mengubah senyawa sulfur menjadi H2S. Hasil pengamatannya diditeksi dengan rateometric detection dengan sistem reaksi secara kolorimetric antara H2S dengan lead asetat. c. Metode ASTM D 4629 - Tujuan : Untuk mengetahui kandungan nitrogen mencapai kandungan 0.1 ppm pada feedstock cairan hidrokarbon dengan boiling range 50C sampai 400C. - Analisa : Sampel cairan hidrokarbon diinjeksikan pada aliran gas (helium atau argon). Sampel akan menguap dan terbawa ke daerah temperatur tinggi dimana O2 akan


VI-6

dimasukkan sehingga nitrogen akan membentuk nitric oxide (NO). NO kemudian akan dikontakkan dengan ozone dan membentuk nitrogen oxida (NO2), sinar akan dipancarkan untuk mendeteksi kandungan NO2 yaitu dengan photomultipliertube dan menghasilkan sinyal yang dapat mengukur N dalam sampel. d. Metode UOP 395 - Tujuan : Mengetahui kandungan chloride sampai 1 ppm dengan kandungan umpan mempunyai kadar sulfur yang rendah. - Analisa : Sampel akan didistilasi dengan reduksi sodiumbiphenyl menggunakan sistem colorimetric. e. Metode UOP 709 - Tujuan : Menetapkan kandungan C6 hidrokarbon dengan jangkauan pendeteksian mencapai 0.1 mol %. - Analisa : Sampel nantinya akan diditeksi dengan detector konduktivitas thermal yang mempunyai 2 kolom yang dihubungkan secara seri. f. Metode ASTM D-86 (Distillation of Petroleum Product) - Tujuan : Untuk mendistilasi produk petroleum sehingga dapat diketahui nilai boiling point nya. - Analisa : Sejumlah 100 ml sampel, didistilasi dengan menggunakan rangkaian alat ASTM D-86 pada kondisi yang telah ditentukan. Pengamatan dilakukan oleh pembacaan di termometer dan jumlah kondensat yang dihasilkan. g. Metode ASTM D-156 (Saybolt Chromometer Method) - Tujuan : Untuk mengetahui warna dari minyak sulingan seperti gasoline, bahan bakar, naphtha dan kerosene. - Analisa : Sejumlah sampel ditambahkan pada tubular column sampai sumber cahaya dapat terlihat lalu warnanya dibandingkan dengan spesifikasi pada glass standart. h. Metode ASTM D-283 (Hydrometer Method) - Tujuan : Untuk menentukan API Gravity pada minyak mentah dan petroleum product. - Analisa : Sampel dimasukkan pada glass hydrometer API Gravity dengan tekanan uap dibawah 26 lbs. Gravity kemudian dibaca dengan melihat standar table pada temperature 60C. i. Metode ASTM D-323 (Reid Method) - Tujuan : Menentukan tekanan uap absolut pada petroleum seperti crude oil dan petroleum product selain LPG.


VI-7

- Analisa : Gasoline chamber untuk menguji appartus yang mengisi bersamaan dengan chilled sampel dihubungkan dengan seksi udara chamber yang bersuhu 100F, kemudian dengan penjagaan temperature yang konstan. Saat terjadi equilibrium kemudian sebuah manometer akan membaca skala saat akhir. j. Metode ASTM D-2699 (Reseacrh Octane Number Method) - Tujuan : Menentukan karakteristik sifat knocking pada gasoline motor. RONC dengan angka 100 akan menunjukkan %volume isooktan dalam blending dengan n-heptane. Untuk RONC diatas, akan menunjukkan perbandingan antara iso oktan dan milliliter tetra ethyl lead. - Analisa : RONC pada gasoline dapat ditentukan dengan membandingkan kecenderungan knocking dengan bahan bakar referensi yang telah diketahui octan numbernya. Intensitas knocking diukur dengan electronic detonation meter yang terdiri dari sebuah unit single cylinder enginebiphenyl menggunakan sistem colorimetric.

BAB VII KESEHATAN DAN KESELAMATAN KERJA

VII-1


VII.1 Health Safety Environment (HSE) Di PT Pertamina RU IV Cilacap terdapat bagian yang menangani Health Safety Environment (HSE). Bagian ini mempunyai tugas antara lain : 1.

Sebagai advisor body dalam usaha pencegahan kecelakaan kerja, kebakaran/peledakan dan pencemaran lingkungan.

2.

Melaksanakan

penanggulangan

kecelakaan

kerja,

kebakaran/peledakan

dan

pencemaran lingkungan. 3.

Melakukan pembinaan aspek HSE kepada pekerja maupun mitra kerja (pihak III) untuk meningkatkan safety awareness, melalui pelatihan, safety talk, operation talk, dsb.

4.

Kesiapsiagaan sarana dan prasarana serta personil untuk menunjang pelaksanaan, pencegahan,

dan

penanggulangan

kecelakaan

kerja,

kebakaran/peledakan

dan

pencemaran lingkungan. Dalam melaksanakan tugasnya, HSE dibagi menjadi 4 bagian dengan fungsi masingmasing termasuk juga dalam usaha penanganan limbah.

VII.2 Fire and Insurance Bagian ini mempunyai tugas antara lain: 1. Meningkatkan kesiapsiagaan petugas dan peralatan pemadam kebakaran dalam menghadapi setiap potensi terjadinya kebakaran. 2. Meningkatkan kehandalan sarana untuk penanggulangan kebakaran. 3. Mencegah dan menanggulangi kebakaran/ledakan, serta bekerja sama dengan bagian yang bersangkutan. 4. Mengadakan penyelidikan (fire investigation) terhadap setiap kasus terjadinya kebakaran. 5. Pelaksanaan risk survey dan kegiatan pemantauan terhadap rekomendasi asuransi. 6. Melakukan fire inspection secara rutin dan berkala terhadap sumber bahaya yang berpotensi terhadap resiko kebakaran. 7. Penyelenggaraan usaha pembinaan/pelatihan, administrasi untuk meningkatkan sistem dan prosedur keselamatan kerja. VII.3 Environmental Bagian ini mempunyai tugas antara lain : 1. Mencegah dan menanggulangi pencemaran di dalam dan di sekitar daerah operasi PT


VII-2

Pertamina RU IV Cilacap. 2. Pengelolaan dan pemantauan kualitas lingkungan sesuai dengan standar dan ketentuan perundangan yang berlaku. 3. Pengelolaan bahan berbahaya dan beracun, mencakup: pengangkutan, penyimpanan, pengoperasian, dan pemusnahan. 4. Pengelolaan housekeeping dan penghijauan di dalam dan sekitar area kilang.

VII.4 Safety Fungsi Safety atau Keselamatan Kerja (KK) adalah merencanakan, mengatur, menganalisa dan mengkoordinasikan pelaksanaan kegiatan pencegahan kecelakaan dan penyakit akibat kerja guna tercapai kondisi kerja yang aman, sesuai norma-norma kesehatan untuk menghindarkan kerugian perusahaan. Tanggung jawab bidang tugasnya adalah : 1.

Penyelenggaraan kegiatan pencegahan kecelakaan kerja dan penyakit akibat kerja guna mencapai kondisi operasi yang aman sesuai norma-norma keselamatan.

2.

Penyelenggaraan kegiatan penanggulangan kecelakaan dan yang mengakibatkan kerusakan peralatan guna meminimalkan kerugian Perusahaan.

VII.5 Occupational Health Fungsi dari Occupational Health adalah menangani hal-hal yang berkaitan dengan kesehatan kerja dan penyakit akibat kerja. Adapun kegiatan-kegiatan yang dilakukan oleh unit ini meliputi: 1.

Mengukur, memantau, merekomendasi pengendalian bahaya lingkungan kerja industri mulai dari faktor kimia (gas, debu), fisika (bising, getaran, radiasi, iluminasi), biologi (serangga, tikus, binatang buas), dan ergonomi.

2.

Melakukan penyuluhan dan bimbingan tentang health talk.

3.

Pengelolaan kotak P3K.

4.

Inspeksi dan rekomendasi sanitasi lingkungan kerja bermasalah.

5.

Pemantauan, perawatan alat K3 serta maintenance alat ukur hazard.

6.

Penyediaan Sarana Rumah Sakit dan Poli Kilang yang menangani kesehatan kerja dan penyakit akibat kerja di area kilang.

BAB VIII PENUTUP

VIII-1 BAB VIII PENUTUP

VIII.1 Kesimpulan Penarikan kesimpulan oleh praktikan didasarkan pada orientasi umum dan khusus yang dilaksanakan oleh praktikan selama menjalani Kerja Praktik di PT. Pertamina RU IV Cilacap adalah sebagai berikut: 1. Kilang Minyak Pertamina RU IV Cilacap  PT Pertamina (Persero) memiliki enam buah kilang yang masih aktif beroperasi di seluruh Indonesia, salah satunya adalah kilang RU IV yang berada di daerah Cilacap, Jawa Tengah.  Pertamina RU IV Cilacap merupakan kilang minyak terbesar di Indonesia dengan kapasitas produksi sebanyak 348.000 barrel/hari.  Pertamina RU IV Cilacap merupakan satu-satunya kilang minyak di Indonesia yang memproduksi bahan baku untuk minyak pelumas dengan menggunakan bahan baku minyak mentah dari timur tengah.  Kilang minyak Pertamina RU IV Cilacap merupakan pelopor dalam Integrated plant di Indonesia. 2. Process Engineering  Bersama dengan project dan facility engineering, PE memiliki tanggung jawab dalam proses produksi di semua area kilang dan perlindungan lingkungan.  Performance alat, spesifikasi bahan dan penggunaan teknologi yang tepat merupakan parameter yang dimonitor oleh process engineering dalam rangka profit perusahaan. 3. Fuel Oil Complex  Pertamina RU IV Cilacap tidak hanya mengolah crude oil dalam negeri dan middle east tetapi saat ini crude oil yang diolah juga berasal dari campuran beberapa crude oil domestic, yang dikenal dengan “Cocktail Crude Oil”  Dalam pengoperasian dan pengendaliannya, FOC II dibagi menjadi 2 bagian yaitu FOC IIA (bagian selatan) dan FOC IIB (bagian utara).  FOC IIB adalah bagian dari unit FOC II yang khusus menangani treating process yang mengolah produk-produk dari FOC IIA. Unit ini terdiri dari NHT, Platformer, AH Unibon, TDHT, dan flare system and nash compressor. 4. Lube Oil Complex

BAB VIII PENUTUP

VIII-2

 Bahan dasar pelumas (lube base oil) di Indonesia hanya diproduksi oleh Pertamina RU IV Cilacap melalui LOC I, II, III. 5. Kilang Paraxylene  Bahan baku kilang paraxylene adalah side stream dari CDU II FOC II.  Kilang Praxylene Cilacap (KPC) merupakan kilang Petrokimia yang bertujuan untuk mengolah heavy naphta menjadi Paraxylene yang berguna sebagai bahan baku Purified Teraptalic Acid (PTA).  Proses dibagi menjadi 4 proses utama yaitu unit persiapan proses (NHT Unit), Unit Sintesa (CCR dan Platforming Unit), Unit Pemurnian (Sulfolane, Xylene Fractination, Parex Process Unit) dan Unit Peningkatan Produk (Tatoray Unit, Isomar Process Unit). 6. Kilang Residual Fluidized Catalytic Cracking  Bahan baku kilang RFCC adalah LSWR yang berasal dari kilang FOC II menggantikan unit Visbreaker.  Unit yang terdapat di kilang RFCC adalah RFCC Unit, Gasoline Hydrotreating Unit, Gasoline Sweetening Unit, LPG Sweetening Unit, Propylene Recovery Unit, Amine Treating Unit, dan Sour Water Treating Unit 7. Pertamina RU IV Cilacap juga mendukung komitmen terhadap lingkungan sehingga dibangunlah Kilang Sulphur Recovery Unit (SRU) dan Kilang Wastewater Treatment.

VIII.2 Saran 1. Kerja keras, disiplin, dedikasi dan loyalitas dari karyawan dan pimpinan perlu dipertahankan dan ditingkatkan demi mempertahankan keteladanan PT Pertamina RU IV Cilacap. 2. Meningkatkan kerjasama antara PT Pertamina (Persero) RU IV Cilacap dengan masyarakat sekitar PT Pertamina (Persero) RU IV Cilacap, sebagai contoh dengan membuat program– program yang bermanfaat untuk masyarakat sekitar dalam kegiatan CSR (Company Social Responsibility). 3. PT Pertamina (Persero) RU IV Cilacap diharapkan selalu meningkatkan peranannya untuk menjembatani dunia pendidikan (Perguruan Tinggi) dengan dunia kerja sesungguhnya, sehingga dapat bermanfaat dan menguntungkan.

TUGAS KHUSUS

DAFTAR ISI

i

DAFTAR ISI Daftar Isi

...................................................................................................................... i

Daftar Tabel

..................................................................................................................... ii

Daftar Gambar .................................................................................................................... iii

BAB I PENDAHULUAN I.1 Latar Belakang ............................................................................................................... I-1 I.2 Rumusan Masalah .......................................................................................................... I-1 I.3 Tujuan Umum dan Khusus............................................................................................. I-2 I.4 Manfaat……………... ................................................................................................... I-2

BAB II TINJAUAN PUSTAKA II.1 Teori Isomar ................................................................................................................ II-1 II.2 Katalis Isomar ............................................................................................................. II-2 II.3 Proses Variabel ........................................................................................................... II-5 II.4 Spesifikasi Feed Quality ........................................................................................... II-10 II.5 Isomar Kinetic Model ............................................................................................... II-11

BAB III METODOLOGI III.1 Pengumpulan Data .................................................................................................... III-1 III.2 Pengolahan Data ....................................................................................................... III-1

BAB IV HASIL PERHITUNGAN DAN PEMBAHASAN IV.1 Independent Variable ............................................................................................... IV-1 IV.2 Aktivitas Katalis ....................................................................................................... IV-4 IV.3 Selektivitas Katalis ................................................................................................... IV-7

BAB V PENUTUP V.1 Kesimpulan ................................................................................................................. V-1 V.2 Rekomendasi .............................................................................................................. V-1

LAMPIRAN

DAFTAR GAMBAR

iii

DAFTAR GAMBAR Gambar II.1

Reaksi Isomerasi Xylene .......................................................................... II-1

Gambar II.2

Reaksi Konversi EB ................................................................................ II-2

Gambar IV.1

Profil RIT dan ROT Periode Juni-Juli 2016 ........................................... IV-1

Gambar IV.2

Profil PPH2 dan PPH2 Target Periode Juni-Juli 2016............................. IV-2

Gambar IV.3

Profil PPH2 dan H2/HC Periode Juni-Juli 2016 ...................................... IV-3

Gambar IV.4

Profil LHSV Periode Juni-Juli 2016....................................................... IV-3

Gambar IV.5

Profil KI Periode Juni-Juli 2016 ............................................................. IV-5

Gambar IV.6

Profil KE Periode Juni-Juli 2016............................................................. IV-5

Gambar IV.7

Profil KI, KE, dan ROT Periode Juni-Juli 2016 ...................................... IV-6

Gambar IV.8

Profil D Periode Juni-Juli 2016 .............................................................. IV-6

Gambar IV.9

Profil EB Conversion dan EB Ate Periode Juni-Juli 2016 ..................... IV-7

Gambar IV.10 Hubungan EB Conversion terhadap PPH2 ............................................. IV-8 Gambar IV.11 Hubungan EB Conversion terhadap RIT ................................................ IV-9 Gambar IV.12 Profil PX/X Periode Juni-Juli 2016 ........................................................ IV-9 Gambar IV.13 Hubungan PX/X terhadap ROT............................................................ IV-10 Gambar IV.14 Profil C8A Ring Loss Periode Juni-Juli 2016 ....................................... IV-11 Gambar IV.15 Hubungan C8A Ring Loss terhadap D .................................................. IV-12

DAFTAR TABEL

ii

DAFTAR TABEL Tabel IV.1

Data Independent Variable Katalis Isomar Periode Juni-Juli 2016 ....... IV-4

Tabel IV.2

Data Aktivitas Katalis Isomar Periode Juni-Juli 2016............................ IV-2

Tabel IV.3

Data Aktivitas Katalis Isomar Periode Juni-Juli 2016............................ IV-7

Tabel IV.4

Data Selektivitas Katalis Isomar Periode Juni-Juli 2016 ..................... IV-12

ABSTRAK

Katalis isomar berperan mengoptimalkan produksi paraxylene pada proses isomerasi mixed xylene (orthoxylene dan metaxylene) dan konversi ethyl benzene. Laporan mengenai Evaluasi Performa Katalis Isomar UOP I400 Periode Juni-Juli 2016 di Kilang Paraxylene Cilacap ini bertujuan mengevaluasi kinerja katalis didasarkan kriteria teknis dan kondisi operasi katalis isomer, serta memberi saran solusi yang harus diambil apabila katalis tersebut belum memenuhi kriteria. Performa katalis yang dievaluasi meliputi aktivitas dan selektivitas. Aktivitas katalis dapat diketahui melalui dari K I, KE dan D convergence. Sedangkan selektivitas dapat diketahui dengan menghitung EB conversion, EB ate, PX/X, dan C8A Ring Loss. Evaluasi terhadap katalis isomar ini menggunakan metode kuantitatif dan studi literatur. Data kondisi operasi diperoleh dari DCS (Distribution Control System), sedangkan data %Ethyl Benzene %Paraxylene, %Metaxylene, %Orthoxylene, %Total Xylene, %Total Xylene Aromatis yang masuk reaktor, %Ethyl Benzene %Paraxylene, %Metaxylene, %Orthoxylene, %Total Xylene, %Total Xylene Aromatis yang keluar reaktor, Partial Pressure H2 , Suhu Feed yang masuk reaktor, Suhu Feed keluar reaktor, Suhu MakeUp H2 , pressure,flow feed masuk reaktor, flow feed masuk reaktor, Produk Flow, dan Make-up H2 Flow diperoleh dari data laboratorium. Selanjutnya, dari data tersebut dihitung menggunakan Microsoft Excel. Berdasarkan hasil perhitungan diketahui bahwa, RIT berada di bawah batas maksimal dari nilai desain (364,32 ᵒC vs max 400ᵒC), rasio H2 /HC kurang dari nilai desain (2,9 vs 3-3,5), PPH2 yang melebihi nilai target, LHSV yang berada di bawah batas minimum (2,06 hr-1 vs min 2,35 hr-1 ), D convergence kurang dari batas maksimal (2,39 vs max 2,5), EB conversion lebih dari target minimal (23,81% vs min 20%), EB ate lebih dari target minimal (57,79% vs min 45%), PX/X lebih dari target minimal (22,72% vs min 22,2%), dan C8A ring loss kurang dari batas maksimal (2,45% vs max 3%). Dengan demikian, dapat disimpulkan bahwa katalis isomer UOP I400 memiliki aktivitas dan selektivitas yang baik, namun beberapa independent belum memenuhi kriteria teknis dan kondisi operasi katalis isomar. Oleh sebab itu rekomendasi yang diberikan adalah meningkatkan recycle H2 purity untuk meningkatkan nilai H2/HC dan menjaga RIT/ROT dan LHSV pada kondisi tetap, jika aktivitas dan selektivitas katalis isomar sudah baik.

PENDAHULUAN

I-1

BAB I PENDAHULUAN 1.1 Latar Belakang Paraxylene (P-x) telah digunakan secara luas sebagai bahan baku beberapa material sintesis di industry kimia. P-x ini merupakan senyawa C 8 aromatis yang telah mengalami proses isomerasi sehingga mendekati kesetimbangan campuran (equilibrium mixture). Proses isomerasi melibatkan katalis yang bekerja optimal pada rentang suhu dan temperatur tertentu untuk memproduksi P-x dari orthoxylene (O-x), metaxylene (M-x) dan ethylbenzene (EB). Toluene (0,0123) Ethylbenzene (0,0776) Paraxylene (0,0091) Metaxylene Orthoxylene Non aromatis

(0,5052) (0,2208) (0,1750)

Toluene (0.01) Ethylbenzene (0,06) Paraxylene (0,18)

ISOMAR

Metaxylene Orthoxylene Non aromatis

(0,41) (0,18) (0,17)

Proses di unit isomar ini melibatkan katalis bi-functional spherical catalyst yang mengandung acid side berupa zeolit dan metal side berupa platina. Acid side berperan pada pendistribuasian kembali komponen mixed xylene (O-x, M-x, dan P-x) sehingga menjadi paraxylene, sedangkan metal side berperan pada proses konversi Ethyl Benzene

menjadi

mixed xylene melalui cracking senyawa hidrokarbon jenuh yang terbawa aliran feed. Isomerasi mixed xylene. Namun demikian, beberapa racun katalis harus ditreatment pada awal proses antara lain: oksigen, air, CO, CO2 , nitrogen, sulfur, dan logam- logam. Selain itu, katalis yang digunakan sebaiknya memenuhi kriteria teknis dan konsisi operasi katalis isomer sehingga produk yang diperoleh mencapai optimal. Berdasarkan permasalahan tersebut, maka kami menyusun laporan mengenai Evaluasi Performa Katalis Isomar UOP I400 Periode Juni-Juli 2016 di Kilang Paraxylene Cilacap. Performa katalis yang dievaluasi meliputi aktivitas katalis, selektivitas katalis, dan stabilitas katalis.

1.2 Rumusan Masalah Rumusan masalah yang ingin diselesaikan pada laporan ini yaitu: Bagaimana performa katalis Isomar UOP I400 dalam proses isomerasi Mixed Xylene dan konversi Ethyl Benzene menjadi paraxylene selama Juni hungga Juli 2016?

PENDAHULUAN

I-2

1.3 Tujuan Tujuan penyelesaian laporan ini antara lain: 1. Mengevaluasi performa katalis Isomar UOP I400 dalam proses isomerasi Mixed Xylene dan konversi Ethyl Benzene menjadi paraxylene selama Juni hungga Juli 2016 didasarkan pada aktivitas, selektivitas, dan stabilitas katalis tersebut. 2. Memberi saran langkah yang harus diambil apabila katalis tersebut belum bekerja sesuai dengan kriteria.

1.4 Manfaat Manfaat dari mengevaluasi performa katalis Isomar: (1) memahami penerapan dari kinetika reaksi, (2) mengetahui langkah- langkah yang perlu diambil untuk mengoptimalkan kinerja katalis, (2) meminimalkan kebutuhan utilitas dan cost product.

TINJAUAN PUSTAKA

II-1

BAB II TINJAUAN PUSTAKA II.1 Teori Isomar Isomar didefinisikan sebagai proses penataan ulang C8 aromatic sehingga mendekati kesetimbangan campuran, yaitu paraxylene. Pada proses isomar ini, istilah mixed xylene digunakan untuk menjelaskan suatu campuran yang terdiri dari orthoxylene, metaxylene, dan paraxylene. Reaksi isomerasi bukan hanya bertujuan mengubah campuran mixed xylene mencapai campuran yang mendekati kesetimbangan (isomerasi xylene), tetapi juga mengonversi ethyl benzene menjeadi mixed xylene, dan cracking senyawa hidrokarbon jenuh yang terkandung dalam feed Isomar. Ketiga reaksi tersebut akan dijelaskan pada subbab berikut: II.1.1 Proses Isomerasi Xylene Pada proses isomerasi xylene ini, peran acid site dari katalis isomar sangat penting. Karena kekuatan asamnya yang lebih baik dari katalis platforming membantu penataan ulang senyawa xylene dari orthoxylene menjadi metaxylene dan akhirnya diperoleh paraxylene. Kesetimbangan xylene merupakan fungsi temperatur. Pada temperatur sekitar 400ᵒC, diperoleh kesetimbangan xylene mencapai kurang lebih 24% untuk setiap paraxylene dan orthoxylene.

Gambar II.1 Reaksi Isomerasi Xylene II.1.2 Konversi Ethyl Benzene Dengan menggunakan acid side dari katalis isomar, Ethyl Benzene akan bereaksi pada severity tinggi dan menghasilkan produk yang sebagian besar berupa benzena dan heavy aromatic. Hal ini dikarenakan, konversi EB harus melalui naphthene bridge sedangkan setelah terbentuk naphtha, cenderung terjadi dealkilasi dan transalkilasi daripada isomerasi. Kedua reaksi ini tidak diinginkan karena tujuan dari konversi EB ialah memperoleh paraxylene. Berdasarkan alasan inilah, digunakan metal site dari katalis isomer. Jadi, metal site berperan selama pembentukan mixed

TINJAUAN PUSTAKA

II-2

xylene dari EB, sedangkan acid site berperan untuk isomerasi mixed xylene hingga terbentuk paraxyle.

Gambar II.2 Reaksi Konversi EB Pada dasarnya, konversi EB diawali dengan lepasnya rantai ganda pada aromatic EB sehingga membentuk senyawa naphthene. Senyawa naphthene ini akhirnya berekspansi lagi sehingga terbentuk kembali aromatic dengan gugus metil pada lokasi yang berbeda-beda di rantai aromatic. II.1.3 Proses Cracking Proses isomerasi juga memiliki kemampuan untuk melakukan reaksi hydrocraking senyawa C8 dan C9 parafinic serta reaksi hidrogenasi C9+ naphthenic menjadi senyawa aromatis fraksi berat yang mudah dipisahkan di Xylene Fractional Column. Berikut ini merupakan 2 alasan pentingnya dilakukan reaksi cracking: 1. Cracking dapat memisahkan senyawa jenuh fraksi berat yang titik didihnya berada di rentang suhu Paraxylene Extraction sehingga dapat mencegah kontaminasi desorbent 2. Cracking dapat memecah senyawa jenuh yang dapat mengontaminasi produk orthoxylene.

II.2 Katalis Isomar Proses isomar juga memerlukan katalis yang disebut sebagai katalis isomar agar proses isomerasi berlangsung efektif. Katalis Isomar I-400 merupakan bi-functional spherical catalyst yang mengandung acid site (zeolite) dan metal site (platinum). Telah dijelaskan sebelumnya, bahwa acid site berperan pada proses isomerasi xylene sedangkan metal site berperan pada proses konversi ethyl benzene. Jenis katalis ini memiliki perbandingan panjang terhadap diameternya sebesar 2 sampai 3. Ketika tingkat aktivitas katalis mengalami penurunan yang abnormal atau sulit untuk dicapai, kemungkinan terdapat racun katalis yang menurunkan fungsi asam dari katalis. Beberapa racun yang yang sudah teridentifikasi dan sering ditemukan adalah basic nitrogen dan beberapa metal seperti natrium (sodium) dan timbal (lead). Racun yang mempengaruhi tingkat aktivitas reaksi hidrogenasi-dehidrogenasi adalah CO, H2 S, Arsenic, Timbal, dan logam berat lainnya. CO diklasifikasi sebagai racun sementara dan dibatasi pada konsentrasi maksimal 20 ppm di feed. H2 S juga termasuk racun sementara yang lebih lemah jika dibandingkan CO atau CO 2 . Sedangkan yang termasuk dalam racun tetap dan

TINJAUAN PUSTAKA

II-3

terakumulasi di dalam katalis adalah arsen, timbal dan logam berat lainnya. Di bawah ini adalah sumber racun (kontaminasi) katalis a. Sulfur Konsentrasi maksimal 1 ppm-wt di feed. Operasi pada konsentrasi sulfur di feed pada 0.10.2 ppm-wt adalah mungkin dilakukan dan memperoleh tingkat kestabilan dan selektivitas yang maksimum. Sumber racun yang mungkin :  Reaksi Hydrotreating yang menurun pada unit NHT.  Terjadi reaksi rekombinasi sulfur. Kombinasi antara hidrotreating yang tinggi pada tekanan rendah akan memicu rekombinasi H2 S dengan olefin. Hal ini dapat dicegah dengan mengatur RIT NHT tetap di bawah temperature rekombinasi sulfur.  Upset di NHT Stripper, sehingga menyebabkan stripping H2 S yang tidak sempurna.  Kontaminasi intermediate tank. Gejala akibat racun dari sulfur :  Menyebabkan kehilangan EB Conversion. Kandungan sulfur harus kurang dari 1 wtppm di feed.  Reaksi hydrocracking (dipengaruhi fungsi asam) akan meningkat relatf terhadap reaksi hidrogenasi-dehidrogenasi (dipengaruhi oleh metal).  Peningkatan konsumsi hydrogen  Penurunan hydrogen purity di recycle gas  Peningkatan reaksi hydrocracking  Ring loss yang tinggi  Penurunan tingkat aktivitas katalis (pada kasus yang parah)  Peningkatan laju pembentukan coke (penurunan stabilitas katalis) Kerusakan katalis dapat diminimalkan dengan mengatur RIT serendah mungkin (tidak perlu hingga >3700 C). Sulfur pada katalis akan terdesorpsi dari katalis secara bertahap. Saat kandungan H 2 S di recycle gas turun hingga 1-2 ppm, maka reaktor dapat beroperasi secara normal kembali. b. Nitrogen Konsentrasi nitrogen organik yang diperbolehkan di feed Isomar makismial 1.0 ppm- wt. Konsentrasi nitrogen dalam feed harus diminimalkan untuk mencegah pembentukan deposit garam ammonium klorida (NH4 Cl) di recycle gas compressor dan deheptanizer overhead jika terdapat juga senyawa klorida di feed Isomar. Sumber racun yang mungkin:  Proses Naphtha hydrotreating yang menurun  Feed Isomar menggunakan cracked naphtha yang biasanya banyak mengandung nitrogen.

TINJAUAN PUSTAKA

II-4

 Pemakaian inhibitor yang tidak pada tempatnya . Pemakaian neutralizing agent & filming agent sebagai corrosion inhibitor terkadang menjadi sumber kontaminasi nitrogen. Setelah diketahui jika terdapat nitrogen di feed Isomar, maka harus dipastikan jika tidak ada kontaminasi klorida di feed Isomar atau di make up gas. Sumber nitrogen harus diminimalkan, selama reaktor terkontaminasi nitrogen maka RIT tidak boleh dinaikkan dalam rangka menjaga produksi PX. Hal ini dikarenakan dapat meningkatkan pembentukan coke ketika severity reaktor dinaikkan pada saat fungsi metal dan fungsi asam tidak seimbang. c. Logam Berat Karena efek logam berat yang dapat menyebabkan keracunan permanent, maka konsentrasi metal harus diminimalkan hingga batas yang dapat diukur. Sumber racun yang mungkin adalah sebagai berikut :  Beberapa jenis feed Isomar mengandung  Timbal bila bersumber dari reprocessing feed dari produk yang off- spec yang disimpan pada tangki yang terkontaminasi timbale.  Produk korosi yang ada dalam feed Isomar. Besi merupakan produk korosi yang dominat, selain itu juga mungkin terdapat krom, tembaga.  Sebagian cracked naphtha mungkin mengandung silicon yang bersumber dari injeksi antifoam di upstream unit. Sebagian besar logam berat dapat menjadi racun fungsi asam dan fungsi logam dari katalis. Dampak dari keracunan yang dapat dilihat adalah penurunan tingkat aktivitas dan selektivitas yang rendah. Pemeriksaan kandungan logam berat secara berkala. Pengukuran kandungan logam berat di feed reaktor NHT juga sebaiknya dicatat pada periode tertentu untuk digunakan dalam menghitung total logam berat yang telah masuk reaktir NHT. Jika dari hasil perhitungan menunjukkan kandungan logam berat di reaktor NHT telah mencapai 2-3%-wt dari berat katalis, maka sebaiknya katalis NHT harus segera ganti. d. Klorida Kandungan klorida dalam feed Isomar maksimal 2 ppm- wt dan pada make up gas maksimal 2 ppm-wt. Efek yang ditimbulkan oleh klorida pada katalis adalh bersifat sementara. Klorida organik akna bereaksi dalam reaktor Isomar untuk membentuk HCl. Jika nitrogen organik juga terdapat pada feed Isomar, HCl kemudian bereaksi dengan ammonia yang terbentuk dari nitrogen organic untuk membentuk garam ammonium klorida. Keberadaan HCl di recycle gas juga dapat mempengaruhi kesetimbangan fungsi asam/fungsi metal dari katalis Isomar. Klorida organik di feed

TINJAUAN PUSTAKA

II-5

Isomar dapat muncul hanya jika feed Isomar/Parex loop terkontaminasi oleh klorida. Make up gas dari Platformer biasanya sudah bebas dari klorida. Gejala yang ditimbul adalah meningkatnya reaksi cracking akibat lebih dominannya fungsi asam dari katalis dibandingkan dengan fungsi metal. Pemeriksaan secara periodik terhadap feed Isomar, make up gas, dan recycle gas. Jika klorida terdeteksi di feed Isomar, maka sumber kontaminasi harus dilokalisir dan diminimalkan. Klorida kemudian akan ter-desorpsi dari katalis dan keluar dari unit melalui separator off-gas dan separator liquid. e. Air Kandungan air maksimum 200 ppm-wt dan di hydrogen mak up maksimal 20 ppm- wt. Sumber kontaminasi yang mungkin adalah operasi Raffinate column di Parex Unit mengalami masalah sehingga air akan terbawa dalam raffinate side-cut (feed Isomar). Jika reaktor Isomar terkontaminasi air berlebihan hingga melewati batas jenuhnya dan membentuk free-water. Freewater akan membentuk kantung air (pocket) dalam sistem reaktor dan ak hirnya akan masuk ke dalam reaktor. Jika dalam reaktor terjadi penguapan air, maka sistem yang terbentuk dapat menyebabkan de-aluminasi katalis dan menurunkan unjuk kerja katalis. Gejala proses yang timbul adalah “hammering” di peralatan akibat air mengala mi flashing. Selain itu terjadi peningkatan akumulasi air di Deheptanizer column overhead. f. C9 + Aromatics Kandungan dari C 9 + Aromatics di feed harus kurang dari 500 wt-ppm. g. CO/CO2 Jika jumlah CO/CO 2 cukup besar dalam recycle gas dapat menghasilkan penurunan aktivitas katalis. CO/CO 2 dapat mengikat sisi platinum yang aktif pada katalis dan kemudian mempengaruhi fungsi metal.

II.3 Proses Variabel II.3.1 Temperature dan Tekanan Ketika membahas mengenai variabel proses isomar sangat berkaitan erat dengan temperatur dan tekanan operasi pada reaktor. Temperatur reaktor merupakan variabel utama untuk mengontrol reaksi Isomerisasi. Pada laju alir feed yang tetap, kenaikan temperatur reaktor akan menaikkan severity reaktor, sehingga titik kesetimbangan Xylene menjadi lebih dekat namunn C8 aromatic ring loss akan meningkat. Temperatur reaktor juga berpengaruh pada tingkat aktivasi reaksi konversi ethylbenzene (EB). Konversi ethylbenzene (EB) juga bergantung pada konsentrasi C8 Naphtane dalam sisitem. Untuk mencapai konversi ethylbenzene (EB) yang diinginkan pada kondisi operasi normal, maka kandungan C 8 naphtane di feed Isomar harus dijaga pada rentang 6-10%. Untuk

TINJAUAN PUSTAKA

II-6

mencapai ini dibutuhkan kenaikan tekanan parsial hidrogen (biasanya dengan menaikkan tekanan reaktor) bersamaan dengan kenaikan temperatur reaktor. Kenaikan temperatur reaktor yang tidak diimbangi dengan kenaikkan tekanan reaktor akan menyebabkan penurunan konsentrasi C8 Naphtane dan pada akhirnya menyebabkan penurunan konversi konversi ethylbenzene (EB) menjadi Xylene melalui “Naphthene Bridge”. Berdasarkan hal di atas, operasi pada tekanan yang yang lebih tinggi akan memberikan keuntungan karena bisa menghasilkan lebih banyak C8N yang akan memperbesar konversi konversi ethylbenzene (EB). Hal ini memang terjadi, tetapi terdapat suatu kond isi di mana kenaikan tekanan reaktor (kenaikan tekanan parsial hidrogen) menyebabkan kandungan C 8 N meningkat lebih cepat dibandingkan dengan konsumsi ethylbenzene (EB). Kerugian megoperasikan raktor pada tekanan tinggi antara lain: a) Lebi banyak C 8 N ring loss di deheptanizer b) Peningkatan kebutuhan utilitas (compressor, pompa, fraksinator) c) Peningkatan ring loss akibat cracking C8 N Secara ekonomi sebaiknya dipertimbangkan untuk menentukan mode operasi yang lebih menguntungkan. II.3.2 Tekanan Parsial Hidrogen Tekanan parsial hidrogen merupakan variabel yang paling berpengaruh terhadap mekanisme reaksi konversi ethylbenzene (EB), bukan tekanan system (reaktor). Tekanan parsial hidrogen dapat dihitung sebagai berikut :

Dimana : H2 /HC

: Rasio molar antara hidrogen dengan feed Isomer (liquid)

PT

: Tekanan outlet reactor (absolut)

H2 purity

: H2 purity di recycle gas (mol fraksi)

Berdasarkan persamaan diatas, maka peningkatan hydrogen purity di recycle gas dan rasio hidrogen hidrokarbon dapat meningkatkan tekanan parsial hidrogen. Maka dari itu saat EOR (End of Run), konversi ethylbenzene (EB) akan menurun sebagai akibat dari menurunnya tingkat aktivitas katalis. Penurunan aktivitas konversi ethylbenzene (EB) ini dapat dikompensasi dengan menaikkan konsentrasi C 8 N. Konsentrasi C 8 N dapat ditingkatkan dengan menaikkan tekanan parsial hidrogen pada temperatur reaktor yang tetap. Ketika pada

TINJAUAN PUSTAKA

II-7

reaktor kekurangan PPH2 (Partial Pressure H2 ) maka akan terjadi cracking yang tinggi dan konversi ethylbenzene (EB) menjadi Xylene berkurang. II.3.3 Space Velocity (LHSV) Space velocity tidak seperti variabel normal pada umumnya, karena konfigurasi internal reaktor sudah ditentukan, maka jumlah katalis yang akan diloading tidak akan mengalami perubahan. Space velocity ditentukan oleh kebutuhan produksi dan jumlah katalis yang di loading.

Saat temperatur reaktor yang tetap, pengurangan LHSV akan menaikkan severity reaktor, mendekati titik keseimbangan Xylene dan akibatnya C 8 A ring loss juga meningkat. Pada LHSV yang rendah, waktu kontak antara feed dan katalis di dalam reactor akan meningkat, sehingga untuk menjaga keadaan keseimbangan Xylene yang konstan, maka temperatur reactor harus diturunkan. Untuk penurunan feed rate yang sedang, tidak terjadi kehilangan efisiensi unit yang signifikan. Peningkatan feed rate tidak berpengaruh pada kerugian yang signifikan di operasi pada space velocity di atas 120% dari desain. Jika operasi diteruskan di luar 120% dari design maka rumit, loading katalis yang lebih besar sebaiknya dipertimbangkan, jika mungkin, dalam vessel reaktor yang beroperasi. Pada saat suhu reactor tertentu, pengurangan space velocity berakibat pada lebih tingginya severity reaktor, lebih dekat xylene mencapai titik kesetimbangan dan C8 Aromatic ring loss meningkat. Pengurangan space velocity mengakibatkan waktu kontak dalam reaktor antara feed dan katalis meningkat, maka dari itu untuk menjaga kestabilan xylene mendekati kesetimbangan dibutuhkan temperature reaktor yang lebih rendah. LHSV yang rendah membuat reaksi lebih dekat dengan titik konvergensi xylene. LHSV bukan variabel operasi yang independent melainkan variabel yang dependent terhadap kebutuhan produksi paraxylene dan orthoxylene. Maka dari itu, jika LHSV meningkat, suhu reaktor harus dinaikkan untuk menjaga severity reaksi agar konstan atau mencapai titik kesetimbangan. Hubungan antara LHSV dan EB Conversion pada xylene sama halnya dengan menggambarkan LHSV dengan isomerisasi xylene. Pada saat suhu reaktor konstan, penurunan LHSV mengakibatkan meningkatnya EB Conversion. Sehingga dapat dikatakn jika LHSV meningkat maka kontak berlangsung cepat dan EB Conversion menurun, sebaliknya jika LHSV menurun maka kontak berlangsung lama dan EB Conversion meningkat. II.3.4 Rasio Hidrogen/Hidrokarbon (H2/HC) Rasio Hidrogen/Hdrokarbon adalah rasio antara hydrogen dengan C6+ hidrokarbon. Rasio molar H2/HC, bersama dengan tekanan reactor dan H2 purity, sangat menentukan tekanan parsial

TINJAUAN PUSTAKA

II-8

hydrogen. Pada rasio H2/HC di bawah 4.0, terjadi perubahan yang merugikan terhadap selektivitas katalis. Pada kondisi kesetimbangan xylene yang konstan (pada severity reactor yang tetap), penurunan rasio H2/HC akan menyebabkan kenaikan C8A ring loss. Selain itu, pada rasio H2/HC dibawah 4.0, life time katalis akan menurun.

Gambar 2.4. Perubahan Ethyl Benzene menjadi Xylene yang memerlukan H2 Pada gambar diatas dijelaskan bahwa konversi Ethyl Benzene menjadi Xylene memerlukan H2, jika H2 kurang maka konversi Ethyl Benzene tidak dapat menjadi xylene, namun hanya terkonversi menjadi C8N, oleh karena itu C8A ring los meningkat. II.3.5 Operasi Deheptanizer Column Fungsi utama dari Deheptanizer column adalah untuk membuang hidrokarbon ringan di overhead dan memisahkannya dengan C8A & C8N yang keluar dari bottom. Ketika C8N terbawa pada overhead product, maka kehilangan C8N ini akan dikompesasi dengan pembentukan C8N dari C8A di reactor, sehingga kehilangan C8N di overhead Deheptanizer pada akhirnya akan mengakibatkan penurunan produksi PX. Volatilitas beberapa senyawa C8 alkylcyclopentane (naftenik) sangat dekat dengan volatilities toluene. Bahkan 1,1,3-trimethyl-cyclopentane (salah satu C8N) yang jumlanya cukup signifikan di outlet reactor, memiliki volatilitas yang lebih tinggi dibandingkan dengan toluene pada kondisi operasi Deheptanizer column. Kehilangan senyawa C8N yang memiliki volatilitas lebih tinggi dari toluene ke Deheptanizer overhead, dapat dikurangi dengan menekan keluarnya toluene dari overhead. Pada umumnya, operasi Deheptanizer column adalah meminimalkan kehilangan toluene dari overhead dan sekaligus juga meminimalkan kehilangan Benzene dari Column bottom. II.3.6 C8A Ring Loss Reaksi kimia utama memberikan kontribusi terhadap C8A ring loss adalah C8A yang mengalami trans-alkilasi menjadi C9A, toluene dan benzene. Sedangkan reaksi lainnya yang berkontribusi terhadap C8A ring loss adalah dealkilasi, c racking, dan pembentukan senyawa naftenik. C8A ring los melalui reaksi yang terakhir (pembentukan senyawa naftenik) dapat terjadi ketika Deheptanizer column tidak beroperasi dengan baik sehingga C8N terbawa ke overhead dan harus di sintesis kembali melalui C8A. Sumber lain C8A ring loss adalah Clay treater di aliran bottom Deheptanizer column, Clay berfungsi untuk menghilangkan olefin dengan reaksi alkilasi dengan senyawa aromatic. Reaksi sekunder yang juga terjadi adalah trans-alkilasi C8A menjadi senyawa C15A-C17A yang kemudian akan dipisahkan bersama dengan senyawa heavy arimatik lainnya di Xylene Fractionation Unit.

TINJAUAN PUSTAKA

II-9

Sehingga 3 penyebab C8A Ring Loss yang irreversible adalah : 

Ring Loss di rekator Isomar



C8N loss di overhead Deheptanizer coloumn



Trans-alkilasi di clay treater

Sehingga cara yang sesuai untuk meminimalkan C8A ring loss di atas akan dibahas berikut ini : a. Reactor Loss Semakin dekat dengan keadaan kesetimbangan Xylene, konsentrasi PX dan OX di outlet reactor akan meningkat dan mengurangi aliran recycle Xylene (recycle feed) ke Xylene Fractionation column. Walaupun penurunan recycle Xylene ini menyebabkan penurunan kebutuhan utilitas, tapi tidak sebanding dengan akibat loss produksi PX karena meningkatnya C8 ring loss dan kerugian akibat meningkatnya konsumsi fresh feed per satuan produk. Sebaliknya, jika unit beroperasi jauh dari titik kesetimbangan Xylene, maka konsumsi fresh feed per satuan produk menjadi lebih rendah (karena menurunnya C8 ring loss). Konsentrasi PX dan OX di outlet rekator juga akan turun dan aliran recycle Xylene akan meningkat. Aliran recycle Xylene ke Xylene Fractionation Unit sering dikaitkan dengan aliran fresh feed ke unit yang sama yaitu pada parameter „Combined Feed Ratio (CFR)‟. CFR adalah rasio kandungan C8A di feed Isomer dibagi dengan kandungan C8A di fresh feed. Pada laju alir fresh feed yang tetap, nilai CFR yang lebih tinggi akan mengkonsumsi utilitas yang lebih tinggi di seksi Fraksinasi. Selain itu, terdapat beberapa peralatan proses yang dapat membatasi besarnya laju alir recycle Xylene. b. C8 Naphthene Loss Ketika C8N hilang melalui Deheptanizer column overhead product, maka C8N akan terbentuk kembali di reactor Isomar dengan reaksi hidrogenasi C8A, sehingga menaikkan C8A loss yang lebih merugikan disbanding C8N loss. C8A loss ini dapat diminimalkan tapi tidak dapat dihilangkan sama sekali, dengan mengoperasikan Deheptanizer column sehingga sebagian besar Toluene terbawa di bottom product dan meningkatkan efisiensi ekstraksi unit Parex untuk dapat membuang sebagian besar Toluene yang terbentuk di Finishing column overhead product. Sehingga, hal ini akan menurunkan sirkulasi Toluene ke Unit Isomar. Toluene dipilih sebagai komponen kunci (key component) karena komponen ini lebih mudah dianalisa dibandingkan dengan C8N. c. Higher Alkylbenzene Senyawa alkyl- Benzene dengan Berat Molekul yang tinggi dapat terbentuk di Clay Treater. Fungsi dari Clay Treater adalah untuk menghilangkan secara selektif senyawa olefin yang dapat mengalami polimerisasi di Parex molecular sieve (adsorbent bed). Hal ini dapat menyebabkan fouling dan menurunkan adsorbent life.

TINJAUAN PUSTAKA

II-10

Clay bekerja dengan melakukan reaksi oligomerisasi olefin. Sayangnya, terjadi juga sedikit reaksi alkilasi antara senyawa C8A dengan olefin untuk membentuk senyawa alkyl-Benzene dengan Berat molekul yang tinggi. Untuk meminimalkan loss C8A ini, Clay treater di Unit Isomar beroperasi pada kondisi yang moderat, yaitu pada 4 LHSV (hr-1) dan CIT (Clay Inlet Temperature) 177 0 C-2000 C serta jenis clay yang digunakan tipe moderat (high selectivity). Selain itu CIT juga harus dijaga serendah mungkin selama Bromine Index di outlet Clay treater masih < 20. Sejalan dengan waktu, clay akan ter-deaktivasi, sehingga CIT harus dinaikkan untuk menjaga Bromine Index di outlet reactor. II.3.7 Ethyl Benzene Ate Ethyl Benzene ate merupakan variabel yang menunjukkan sejumlah ethyl benzene yang terkonsumsi selama reaksi di dalam reactor Isomar dalam persen berat. Ethyl Benzene ate hanya memperhatikan aspek pengurangan jumlah ethyl benzene dalam feed dan tidak memperhatikan selektivitas. II.3.8 Ethyl Benzene Conversion Ethyl Benzene conversion merupakan salah satu variabel yang memiliki pengaruh paling besar terhadap jumlah produksi paraxylene. Konversi ethyl benzene artinya jumlah ethyl benzene yang berubah menjadi paraxylene setelah reaksi berlangsung. II.3.9 PX/X PX/X merupakan variabel yang menunjukan fraksi paraxylene yang terdapat di dalam mixed xylene yang dihasilkan oleh reaksi. Variabel ini amat bergantung pada kesetimbangan yang terdapat antaraparaxylene, metaxylene, dan orthoxylene. II.3.10 Perhitungan “D” Approach to Convergence Parameter “D” dikenalkan oleh UOP dan digunakan untuk menunjukan tingkat severity reactor yang ditunjukkan dengan kedekatan terhadap titik konvergen mixed- xylene. Titik konvergen mixed-xylene terletak pada koordinat PX/X=25% dan OX/X=23%. Semakin dekat dengan titik konvergen (semakin kecil nilai “D”), maka semakin tinggi severity reactor. II.4. Spesikasi Feed Quality Spesifikasi utama dari feed Isomar dan make up gas adalah sebagai berikut : a. Feed Isomar Color (Pt,-Co)

10 max

ASTM D 1209

Arsenic, wt.ppb

1 max

UOP 296

Lead, wt.ppb

10 max

UOP 350

Copper, wt.ppb

5 max

UOP 144

Combined Nitrogen, wt.ppb

1 max

ASTM D 4629

TINJAUAN PUSTAKA

II-11

Sulfur, wt.ppb

1 max

ASTM D 4045

Total Chloride, wt.ppb

2 max

UOP 395

H2O, wt.ppb

50 max

UOP 481

C9 + Aromatics

500 max

UOP 394

H2S, ppm-mol

1 max

UOP 212 or Draeger

CO, ppm-mol

5 max

UOP 603

CO 2 , ppm-mol

5 max

UOP 603

H2 O, ppm-mol

20 max

UOP 344

NH3 , ppm-mol

1 max

Draeger

HCl, ppm-mol

2 max

Draeger

b. Make up Gas

II.5. Isomar Kinetik Model Model kinetik isomer digunakan dalam operasi pada proses isomer. Model ini memiliki 2 reaksi dasar yaitu isomerisasi xylene dan ethylbenzene conversion ke xylene. Berfungsi untuk melihat kemampuan katalis untuk mengisomerkan xylene dan ethylbenzene conversion pada temperature tetap. Memperkirakan pengaturan tekanan untuk menjaga C8N tetap ketika RIT dinaikkan. II.5.1 Severity reaksi VS Ring Loss dan Selektivitas Semakin dekat isomer xylene dengan kesetimbangan, maka ring loss semakin besar. Sebagai proses reaksi terhadap equilibrium dan melalui reaksi berturut-turut , C8 Aromatik ring loss meningkat. D = ((PX/X-25)2 + (OX/X-23)2 )0.5 Dimana :

D

= jarak dari titik konvergensi xylene

PX/X = rasio paraxylene dengan total xylene ( in the reactor effluent ), %. OX/X = rasio orthoxylene dengan total xylene ( in the reactor effluent ), %. Jika D menurun, jarak dari konvergensi xylene di kurangi dan C8 Aromatic ring loss meningkat dan selektivitas katalis menurun. Nilai D berkisar diantara 3.5-4 dengan C8 aromatic ring loss 1.5-2 wt% per pass. C8A R.L.I = ( C8 AF - C8 AP ) / C8 AF * 100 Dimana :

C8A R.L.I

= Isomar C8 aromatic ring loss, wt-%

C8 AF

=

Isomar charge C8 aromatic mass flowrate

C8 AP

=

Deheptanizer net bottom C8 aromatic mass flowrate

TINJAUAN PUSTAKA

II-12

Complex POX Ring Loss di dalamnya meliputi hasil kehilangan dari poor fractionation, alkilasi/transalkilasi di clay treaters, C8 naphthene loss dan ring loss dalam reaktor isomer. Pada umumnya, Complex POX Ring Loss lebih beasar dibandingkan dengan isomer ring loss. Kehilngan isomer pada clay treater diperkirakan 0.25-0.35% wt per pass. POX R.L.c = 100 – ( POX/FFC8 A) / CFR Dimana :

POX R.L.c

= Complex paraxylene dan orthoxylene ring loss, wt%

POX/FFC8 A = Paraxylene plus orthoxylene yield CFR

= Combined feed ratio C8A R.L.c = 100 – (C8 A/FF C8 A) * Yield / CFR

Dimana :

C8A R.L.C

= Complex C 8 Aromatics ring loss

C8 A/FF C8 A = C8 Aromatics yield II.5.2 Aktivitas Isomerisasi Aktivitas isomerisasi katalis dari I-400 tergantung dnegan variabel proses di bawah ini :  Space Velocity (LHSV)  Reaktor Temperature  Feedstock Composition  Konsentrasi C8 naphtane di reaktor effluent Terdapat variabel Kl untuk menggambarkan kinerja katalis. Jika nilai D konstan maka LHSV berubah dan jika nilai D berubah maka LHSV tetap. Penurunan secara tiba-tiba untuk Kl dapat mengidentifikasikan jika membutuhakn regenerasi katalis atau terdapat racun katalis yang masuk. Kl dapat digunakan untu memonitoring aktivitas katalis. Kl merupakan konstanta aktivitas isomerisasi katalis denagn reference suhu 380 0 C (7160 F). Kl menurun sebagai tanda jika katalis mengalami deaktivasi dan membutuhkan menaikkan suhu reaktor untuk menjaga agar nilai “D” tetap konstan. Pada dasarnya, Nilai awal dari Kl adalah 15-20. Kl = (LHSV)2 / (Xn0.75 * D) * exp (delta E/R *(1/T-1/T0 )) Dimana :

Kl

= konstanta aktivitas isomerisasi katalis saat suhu 380 0 C (7160 F).

LHSV = Liquid Hourly Space Velocity Xn

= Mole rasio C8 Naphtane/C8 Aromatics dalam reaktoe effluent (nilainya berkisar antara 0.06-1)

D

= jarak dari titik konvergen xylene

Delta E = energy aktivasi 42500 cal/gm.mole R

= Konstanta gas ideal, 1.9872 cal/gm.mole0 K

T

= Temperatur Outlet Reaktor, 0 K

T0

= Temperatur Reference, 6530 K (3800 C)

TINJAUAN PUSTAKA

II-13

II.5.3. Aktivitas Konversi Ethylbenzene Aktivitas Konversi Ethylbenzene dipengaruhi oleh C8 aromatics ring loss, D dan Xn. Pada dasarnya peningkatan niali Xn akn berpengaruh pada Konversi Ethylbenzene yang meningkat juga. Akan tetapi, jika kenaikan Xn lebih dari 10% maka Konversi Ethylbenzene hanya akan sedikit hilang dan C8 naphtane menumpuk kemudian terakumulasi di dalam sistem sehingga mengakibatkan utilitas plant meningkat. Pada dasarnya, Nilai awal dari Ke adalah 100-150. Nilai Ke yang menurun menunjukan jika terjadi coke. Penurunan Ke pada umumnya lebih cepat dibandingkan dengan penurunan Kl, maka dari itu indicator yang lebih baik digunakan untuk mengetahui saatnya regenerasi katalis dapat dilihat dari nilia Ke. Ke = (EB CONV) * D 0.2 / Xn0.4 Dimana :

Ke

= konstantaaktivitas dari katalis Konversi Ethylbenzene

EB CONV = Konversi Ethylbenzene, wt% EB CONV = (Xf*F – Xp*P) / (Xf*F) * 100% Dimana :

Xf

= wt% EB di Isomar feed

Xp

= wt% EB di Deheptanizer Bottom

F

= Isomar charge rate, MT/hr

P

= Rate dari Deheptanizer Net Bottom, MT/hr

D

= jarak dari titik konvergen xylene

Xn


II.5.4. Rasio C8 Naphtane / C8 Aromatics Rasio dari C8 Naphtane / C8 Aromatics berkisar pada 6-10%. Pada kisaran tersebut Konversi Ethylbenzene dapat terjadi secara optimal. Jika nilai dari ratio C8 Naphtane / C8 Aromatics lebih dari 10 % maka C8 Naphtane akan terakumulasi sehingga memerlukan utilitas tambahan. Xn = Kno * (PH2 )3 * exp (delta E/R *(1/T-1/T0 )) Dimana :

Kno

= konstanta referensi pseudo-equilibrium, 2.48 x 10-4 kg/cm2

PH2

= absolut tekanan partial hidrogen reaktor outlet, kg/cm2 absolute

Xn


Delta E = energy aktivasi 42500 cal/gm.mole R

= Konstanta gas ideal, 1.9872 cal/gm.mole0 K

T

= Temperatur Outlet Reaktor, 0 K

T0

= Temperatur Reference, 6530 K (3800 C)

TINJAUAN PUSTAKA

II-14

METODOLOGI

III-1

BAB III METODOLOGI II1.1. Pengumpulan Data Langkah-langkah pengambilan data Kerja Praktek di Pertamina RU IV adalah sebagai berikut: a. Pengumpulan Data DCS (Distribution Control System) Pengumpulan data-data yang diperlukan dalam perhitungan diperoleh dari data DCS (Distribution Control System). Data-data tersebut di antaranya yaitu laju alir, temperature dan tekanan untuk aliran masuk, aliran keluar, dan kolom. Selain itu, ada j uga data analisa laboratorium yang menjabarkan komposisi fluida yang dihasilkan. b. Pengumpulan Data Laboratorium Selain data yang bersumber dari DCS (Distribution Control System), ada juga data analisa laboratorium yang menjabarkan komposisi fluida yang dihasilkan. Mengambil data laboratorium pada periode yaitu Juni dan Juli 2016 yang meliputi data komposisi, densitas, dan densitas gas (spesific gravity).

III.2. Pengolahan Data Mengolah data DCS dan data laboratorium untuk mrnghitung %EB-ate, PX Equilibrium, %PX ate, molar rasio H2/HC, PPH2 (H2 Partial Pressure), “D” Approach to Convergence, C8 Aromatic Ringloss, LHSV (Liquid Hourly Space Velocity), PX/X (PX Conversion), EB Conversion, Xn, KI, KE. Contoh perhitungan terdapat di lampiran. Pengolahan data berdasarkan rumus-rumus dibawah ini:  EB-ate EB-ate (%) =    EB-Conversion

METODOLOGI

III-2

 PX-Conversion x100%

      

 H2/HC Molar Ratio 

 PPH2 

ppH2 (bar) =

 “D” Approach to Convergence D= Keterangan : I = % PX di produk K= % OX di produk L= % Total xylene di produk (PX+OX+MX)

METODOLOGI

III-3

 C8A Ring Loss 

C8A Ring Loss (% - wt) =  LHSV (Liquid Hourly Space Velocity)

LHSV (/hr) =

0

 KI (Catalyst Isomerization activity at 380 C) 2

KI = ( LHSV

/ ( Xn

0.75

x D)) x exp (delta E / R x (1/T – 1/T0))

 KE (Catalyst Ethylbenzene Conversion activity) 0.2

KE = (EB Conv) x D

0.4

/ Xn

 Xn (C8 Naphthenes / C8 Aromatics mole ratio at reactor outlet) 3

Xn = K NO x (PH2) x e (delta E / R x (1/T-1/TO)) Ketrangan : 2

K NO = Reference pseudo-equilibrium constant (2.48 x 10-4 kg/cm ) 2

PH2 = H2 Partial Pressure (kg/cm ) Delta E = Activation Energy (43000 cal/gm.mole) 0

R = 19872 cal/gm mole K T = ROT 0

T0 = Reference Temperature (653 C)

HASIL PERHITUNGAN DAN PEMBAHASAN

IV-1

BAB IV HASIL PERHITUNGAN DAN PEMBAHASAN

Berdasarkan hasil perhitungan, dapat dievaluasi performa katalis isomer UOP I400 dengan menggunakan Independent Variabel untuk meninjau aktivitas dan selektivitas katalis isomer UOP I400.

IV.1 Independent Variables Independent Variabel dapat digunakan untuk mengontrol parameter performa katalis UOP I400, dari segi aktivitas dan selektivitas. Independent Variabel meliputi, ROT (Reactor Outlet Temperature), H2/HC, PPH2 (Hydrogen Parsial Pressure) dan LHSV. Dari hasil perhitungan dapat dibandingkan antara data di lapangan (aktual) dan desain yang seharusnya agar operasi berlangsung optimal. 1. RIT (Reactor Inlet Temperature) dan ROT (Reactor Outlet Temperature) 370.0

RIT dan ROT

RIT (°C) / ROT (°C)

368.0 366.0 364.0 362.0 360.0 358.0 356.0

RIT

ROT

354.0 7/28/2016

7/25/2016

7/22/2016

7/19/2016

7/16/2016

7/13/2016

7/10/2016

7/7/2016

7/4/2016

7/1/2016

6/28/2016

6/25/2016

6/22/2016

6/19/2016

6/16/2016

6/13/2016

6/10/2016

6/7/2016

6/4/2016

6/1/2016

5/29/2016

352.0

Date Gambar IV.1. Profil RIT dan ROT Periode Juni-Juli 2016

Grafik di atas berdasarkan data yang didapatkan dari DCS (Distributor Control System) yaitu RIT (Reactor Intlet Temperature) dan ROT (Reactor Outlet Temperatur) pada bulan JuniJuli 2016. Dari grafik diatas diketahui bahwa nilai rata-rata dari ROT (Reactor Outlet Temperatur) yaitu 364.32oC v.s. desain maksimal 400oC. Hal ini berarti nilai dari ROT (Reactor Outlet Temperature) masih berada di bawah batas maksimum nilai desain. Temperatur merupakan


IV-2

variabel yang sangat penting, karena akan berpengaruh pada selektivitas dan aktivitas katalis. Jika nilai ROT sudah tinggi (melebihi batas maksimal nilai desain) dan selektivitas, aktivitas katalis belum mencapai target maka dapat dikatakan katalis tersebut sudah mengalami deaktivasi, sehingga harus dilakukan opsi yaitu: 1) Regenerasi katalis 2) Penggantian katalis (change out katalis)

2. Rasio mol H2/HC dan PPH2 (Hydrogen Parsial Pressure)

7 6 5 4 3 2

PPH2

1

PPH2 Target

7/28/2016

7/25/2016

7/22/2016

7/19/2016

7/16/2016

7/13/2016

7/10/2016

7/7/2016

7/4/2016

7/1/2016

6/28/2016

6/25/2016

6/22/2016

6/19/2016

6/16/2016

6/13/2016

6/10/2016

6/7/2016

6/4/2016

6/1/2016

0 5/29/2016

PPH2 (bar) & PPH2 Target (bar)

PPH2 dan PPH2 Target

Date Gambar IV.2. Profil PPH2 dan PPH2 Target Periode Juni-Juli 2016 Dari gambar di atas menunjukkan bahwa nilai rata-rata dari PPH2 periode Juni-Juli 2016 adalah sebesar 5.25 bar v.s. PPH2 target 4.12 bar. Dari nilai tersebut menunjukkan bahwa PPH2 aktual lebih tinggi dari PPH2 target. Seharusnya nilai PPH2 diturunkan mendekati PPH2 target dengan cara menurunkan rate H2 sehingga PPH2 akan turun mendekati PPH2 target, dengan PPH2 yang terlampau tinggi, maka produksi naphtene akan meningkat sehingga berpotensi menyebabkan C8 A ring loss. Sebaliknya jika PPH2 terlalu rendah, maka Hidrogen juga rendah, hal ini dapat menyebabkan pembentukan naphtane berkurang sehingga Ethylbenzene Conversion juga rendah. Dari Gambar IV.3 didapatkan nilai rata-rata rasio mol H2/HC yaitu 2.9 v.s. range desain 33.5. Dapat dikatakan jika nilai H2/HC pada periode Juni-Juli 2016 kurang dari range desain. Hal ini akan menyebabkan menyebabkan coke sehingga katalis mengalami deaktivasi dan umur katalis

Date

Gambar IV.4. Profil LHSV Periode Juni-Juli 2016

7/28/2016

7/25/2016

7/22/2016

2.1

7/19/2016

7/16/2016

7/13/2016

7/10/2016

7/7/2016

7/4/2016

7/1/2016

6/28/2016

6/25/2016

6/22/2016

6/19/2016

6/16/2016

6/13/2016

6/10/2016

6/7/2016

6/4/2016

6/1/2016

5/29/2016

LHSV (/jam)

Date

Gambar IV.3. Profil PPH2 dan H2/HC Periode Juni-Juli 2016

3. Liquid Hourly Space Velocity (LHSV)

LHSV

2.25

2.2

2.15

LHSV

2.05

2

1.95

2 PPH2

1 H2/HC

7/28/2016

7/25/2016

7/22/2016

7/19/2016

7/16/2016

7/13/2016

7/10/2016

7/7/2016

7/4/2016

7/1/2016

6/28/2016

6/25/2016

6/22/2016

6/19/2016

6/16/2016

6/13/2016

6/10/2016

6/7/2016

6/4/2016

6/1/2016

5/29/2016

PPH2 (bar) & H2/HC (mol ratio)

HASIL PERHITUNGAN DAN PEMBAHASAN IV-3

pendek . Sebaliknya, jika H2/HC tinggi maka membutuhkan lebih banyak cost untuk mensirkulasi

HC sehingga menyebabkan utilitas cost meningkat. PPH2 dan H2/HC

7

6

5

4

3

0


IV-4

Pada periode Juni-Juli 2016 nilai average

yaitu 2.06

v.s. minimum target 2.35.

Menunjukkan bahwa LHSV di bawah nilai target, hal ini menandakan feed yang masuk reaktor berkontak terlalu lama dengan katalis, dikarenakan sedikitnya stream yang masuk. Hal ini terjadi dikarenakan pada periode Juni-Juli kapasitas isomar hanya sekitar 89.11% akibat dari rendahnya kapasitas unit upstream (Parex) . Maka dari data-data untuk Independent Variable katalis menunjukkan bahwa katalis tergolong kurang baik, hal ini dapat dilihat dari nilai H2/HC yang kurang dari nilai desain, nilai PPH2 yang melebihi dari nilai target, dan nilai LHSV yang berada di bawah batas minimum. Dapat disimpulkan pada table berikut : Tabel IV.1 Data Independent Variable Katalis Isomer Periode Juni-Juli 2016 Parameter ROT, (0C) H2/HC, (Mole Ratio) LHSV, (hr-1) PPH2

Desain

Aktual

Max 400 *

364,32

3-3,5

2,9

Min 2,35

2,06

5,5

4,12

Keterangan : * : ROT (Reactor Outlet Temperature) pada saat EOR (End of Run) Berdasarkan kondisi independent variable di atas, maka direkomendasikan untuk menaikkan recycle gas H2 purity agar H2/HC dapat mencapai target desain 3-3,5. Hal ini diperlukan untuk mencegah potensi terjadinya deaktivasi katalis.

IV.2 Aktivitas Katalis Aktivitas katalis UOP I400 bergantung pada KI (konstanta katalis isomerasi), KE (konstanta katalis Ethylbenzene Conversion) dan “D” (Jarak dari titik kesetimbangan). Dari hasil perhitungan dapat dibandingkan antara data di lapangan (aktual) dan desain yang seharusnya agar operasi berlangsung optimal.

1. KI (konstanta katalis isomerasi) dan KE (konstanta katalis Ethylbenzene Conversion) ᵒ

KI sebagai konstanta katalis isomerasi pada temperatur 380 C yang besarnya nilai awal ketika start of run antara 15-20. Sedangkan KE digunakan sebagai konstanta Ethylbenzene Conversion yang besarnya nilai awal ketika start of run antara 100-150 dan untuk menilai aktivitas katalis secara secara real selama satu siklus katalis, Berdasarkan Gambar IV.5 dan Gambar IV.6 dapat dilihat bahwa KI relatif stabil di titik 29,01 dan KE di 78,92.


IV-5

Kl 60 50

Kl

40 30 20 10

Kl

7/28/2016

7/25/2016

7/22/2016

7/19/2016

7/16/2016

7/13/2016

7/10/2016

7/7/2016

7/4/2016

7/1/2016

6/28/2016

6/25/2016

6/22/2016

6/19/2016

6/16/2016

6/13/2016

6/10/2016

6/7/2016

6/4/2016

6/1/2016

5/29/2016

0

Date

KE

100 90 80 70 60 50 40 30 20 10 0

7/28/2016

7/25/2016

7/22/2016

7/19/2016

7/16/2016

7/13/2016

7/10/2016

7/7/2016

7/4/2016

7/1/2016

6/28/2016

6/25/2016

6/22/2016

6/19/2016

6/16/2016

6/13/2016

6/10/2016

6/7/2016

6/4/2016

6/1/2016

Ke

5/29/2016

KE

Gambar IV.5. Profil KI Periode Juni-Juli 2016

Date Gambar IV.6. Profil KE Periode Juni-Juli 2016 Sedangkan, dari Gambar IV.7 dapat dilihat jika pada suhu yang sama perubahan RIT dan ROT setiap harinya tidak mengalami perubahan yang signifikan, bahkan cenderung stabil. Hal tersebut menggambarkan bahwa katalis belum memerlukan regenerasi katalis dan mengindikasikan tidak terjadi keracunan pada katalis. Sebaliknya apabila katalis telah ter-deaktivasi maka penurunan KE akan terjadi lebih cepat dibandingkan KI, selain itu KE relative lebih sulit melakukan isomerisasi dibandingkan KI sehingga KE digunakan sebagai acuan kapan sebaiknya katalis diregenerasi atau perlu diganti. Namun demikian, apabila terjadi perubahan KI dan KE secara tiba-tiba maka hal tersebut mengindikasikan telah terjadi keracunan katalis.


IV-6

KI, KE, dan ROT 100

370.0 369.0 368.0 367.0 366.0 365.0 364.0 363.0 362.0 361.0 360.0 359.0

KI, KE, dan ROT (°C)

90 80 70 60 50 40 30 20 KI

10

KE

ROT

7/28/2016

7/25/2016

7/22/2016

7/19/2016

7/16/2016

7/13/2016

7/10/2016

Date

7/7/2016

7/4/2016

7/1/2016

6/28/2016

6/25/2016

6/22/2016

6/19/2016

6/16/2016

6/13/2016

6/10/2016

6/7/2016

6/4/2016

6/1/2016

5/29/2016

0

Gambar IV.7. Profil KI,KE dan ROT Periode Juni-Juli 2016

2. D (Approach to Equilibrium)

D

5 4.5

D

4 3.5

D

3 2.5 2 1.5 1 0.5 5/29/2016 6/1/2016 6/4/2016 6/7/2016 6/10/2016 6/13/2016 6/16/2016 6/19/2016 6/22/2016 6/25/2016 6/28/2016 7/1/2016 7/4/2016 7/7/2016 7/10/2016 7/13/2016 7/16/2016 7/19/2016 7/22/2016 7/25/2016 7/28/2016

0

Date Gambar IV.8. Profil D (Approach to Equilibrium) Periode Juni-Juli 2016 Nilai D selama periode Juni-Juli 2016 rata-rata sebesar 2.39 v.s. maksimum desain 2.5. Semakin dekat D dengan titik konvergen yaitu 1 maka severity reactor meningkat dan C 8 aromatik ring loss semakin banyak. Maka dari data-data untuk aktivitas katalis menunjukkan bahwa aktivitas katalis tergolong baik yang dapat ditunjukkan dari nilai KI, dan KE relatif stabil dan nilai D convergence yang tidak terlalu jauh dari titik optimum. Dapat disimpulkan pada table berikut :


IV-7

Tabel IV.3 Data Aktivitas Katalis Isomer Periode Juni-Juli 2016 Parameter

Desain

Aktual

KI

15 – 20 #

29.01

KE

100 – 150 #

78.92

Max 2.5

2.39

D (Approach to Equilibrium) Keterangan : #

: Initial value when start of run

IV.3 Selektivitas Katalis Selektivitas katalis UOP I400 bergantung pada Ethyl Benzene (EB) Conversion, Ethyl Benzene Ate, Paraxylene Conversion (PX/X), dan C8 Aromatic Ring Loss. Dari hasil perhitungan dapat dibandingkan antara data di lapangan (aktual) dan desain yang seharusnya agar operasi berlangsung optimal.

1. EB Conversion dan EB Ate 70 60 50 40 30 20 EB Ate

10

EB Conversion

7/28/2016

7/25/2016

7/22/2016

7/19/2016

7/16/2016

7/13/2016

7/10/2016

7/7/2016

7/4/2016

7/1/2016

6/28/2016

6/25/2016

6/22/2016

6/19/2016

6/16/2016

6/13/2016

6/10/2016

6/7/2016

6/4/2016

6/1/2016

0 5/29/2016

EB Ate (% massa) dan EB Conversion (%massa)

EB Ate dan EB Conversion

Date Gambar IV.9. Profil EB Conversion dan EB Ate Periode Juni-Juli 2016 Selama periode Juni-Juli 2016 tersebut, konversi etil benzena rata-rata sebesar 23,81%. Hasil ini dapat dikatakan baik, karena etil benzena yang terkonversi menjadi paraxylene lebih banyak dari ketetapan minimumnya, yaitu paling sedikit 20%.

Proses konversi etil benzena

menjadi paraxylene memerlukan H2 sebagai reaktan. H2 ini dinyatakan sebagai rasio H2/HC. Sesuai dengan persamaan dalam perhitungan, bahwa:


IV-8

⁄

Berdasarkan persamaan tersebut, pada temperatur optimal, dengan feed etil benzena konstan, peningkatan H2 berakibat pada tingginya rasio H2/HC sehingga nilai PPH2 juga meningkat. Sesuai dengan reaksi Etil benzene + H2  C8 Naphtene di mana ketika PPH2 meningkat, perolehan C8N dan paraxylene juga meningkat karena konversi etil benzena harus melalui naphthene bridge. Pada Gambar IV.10 terlihat bahwa EB conversion meningkat ketika PPH2 ± max 5,3, melebihi nilai ini peningkatan PPH2 justru menyebabkan EB conversion menurun. EB Conversion dan PPH2

EB Conversion (%massa)

30 25 y = -3.0284x + 39.711 20 15 10 5 0 4

4.5

5

5.5

6

6.5

7

PPH2 (bar) Gambar IV.10. Hubungan EB Conversion terhadap PPH2 Begitu juga apabila temperatur semakin ditinggikan, konversi EB juga lambat laun menurun (Gambar IV.11). Hal ini dikarenakan pada temperatur tinggi, peningkatan PPH2 mengakibatkan penumpukan naphtha sehingga konversi etil benzena ke paraxylene menjadi rendah. Oleh sebab itu, untuk mendapatkan tingkat EB conversion yang relatif konstan, maka perlu dilakukan penyesuaian RIT dan PPH2.


IV-9

EB Conversion dan RIT

EB Conversion (%massa)

30 25 20 15 y = -1.2155x + 454.92 10 5 0 352.5

353.0

353.5

354.0

354.5

355.0

355.5

356.0

356.5

357.0

357.5

358.0

RIT (°C) Gambar IV.11. Hubungan EB Conversion terhadap RIT

Selain itu, berdasarkan Gambar IV.9. terlihat bahwa EB conversion konsisten terhadap EB Ate. Hal ini dikarenakan EB ate menunjukkan banyaknya EB yang terkonsumsi untuk mencapai kesetimbangan C8A, sementara EB conversion merupakan banyaknya konsumsi EB yang telah menjadi paraxylene. Akibatnya, apabila EB konversi dapat ditingkatkan melalui pengaturan RIT dan PPH2, maka sebagai akibatnya EB ate juga meningkat. EB ate aktual yang diperoleh yaitu 57,79% vs minimal 45%.

2. PX/X PX/X 24.00

23.00 22.50 22.00 21.50 21.00

PX/X

Date

Gambar IV.12. Profil PX/X Periode Juni-Juli 2016

7/28/2016

7/25/2016

7/22/2016

7/19/2016

7/16/2016

7/13/2016

7/10/2016

7/7/2016

7/4/2016

7/1/2016

6/28/2016

6/25/2016

6/22/2016

6/19/2016

6/16/2016

6/13/2016

6/10/2016

6/7/2016

6/4/2016

6/1/2016

20.50

5/29/2016

PX/X (% massa)

23.50


IV-10

Paraxylene diproduksi melalui proses isomerasi mixed xylene dan konversi etil benzena. Rasio paraxylene terhadap semua jumlah xylene yang ada dinyatakan dengan PX/X. Berdasarkan Gambar V.12 terlihat bahwa selama periode Juni-Juli 2016 PX/X sebesar 22,72%. Hasil ini telah berada di atas batas minimum PX/X yaitu 22,5%, sehingga proses produksi paraxylene dapat dikatakan efektif. PX/X dan ROT 24.0 23.5

PX/X (%massa)

y = 0.0593x + 1.1124 23.0 22.5 22.0 21.5 21.0 20.5 357.0

360.0

363.0

366.0

369.0

372.0

ROT (°C) Gambar IV.13 Hubungan PX/X terhadap ROT

Namun, apabila ternyata PX/X belum mencapai batas minimum, maka direkomendasikan untuk melakukan pengaturan ROT. Hal ini didasarkan pada Gambar IV.13, di mana grafik hubungan ROT terhadap PX/X memiliki gradien positif, yang berarti bahwa kenaikan ROT akan menyebabkan kenaikan pada PX/X. Dengan demikian, untuk jumlah katalis konstan, apabila jumlah feed hendak ditambah maka agar PX/X tidak menurun, sebaiknya ROT dinaikkan. Hal ini dikarenakan ketika feed ditambah tetapi temperatur operasinya tetap, akan mengakibatkan waktu kontak katalis dengan feed terjadi lebih cepat sehingga PX/X tidak memenuhi target minimum.

3. C8 Aromatic Ring Loss C8 Aromatic Ring Loss adalah hilangnya komponen C8 aromatic akibat adanya trans-alkilasi C8 menjadi C9 aromatic, toluena, dan benzena; dealkilasi, cracking, dan naphthene loss. Selama periode Juni-Juli 2016 C8 Aromatic Ring Loss sebesar 2,45% v.s. maksimum desain 3%. Hasil ini cukup baik karena C8A Ring Loss tidak melebihi batas maksimalnya. Namun apabila ternyata C8A Ring Loss aktual melebihi desain maksimal, maka naphthene loss harus diminimalkan. C8 Naphthene bersifat volatile yang titik didihnya hampir sama dengan C7 aromatic. Oleh sebab itu,


IV-11

meminimalkan naphthene loss dapat dilakukan dengan mengambil sebagian toluena (C8 aromatic) melalui deheptanizer bottom. Bersamaan dengan itu, sejumlah benzene yang keluar melalui deheptanizer bottom harus diminimalkan juga. C8A Ring Loss

C8A Ring Loss (%massa)

4

3

2

1 C8A Ring Loss

7/28/2016

7/25/2016

7/22/2016

7/19/2016

7/16/2016

7/13/2016

7/10/2016

7/7/2016

7/4/2016

7/1/2016

6/28/2016

6/25/2016

6/22/2016

6/19/2016

6/16/2016

6/13/2016

6/10/2016

6/7/2016

6/4/2016

6/1/2016

5/29/2016

0

Date Gambar IV.14. Profil C8A Ring Loss Periode Juni-Juli 2016

Selain itu, menurunkan C8 Aromatic Ring Loss dapat dilakukan dengan memperkecil suplay H2 (pada konsentrasi HC tetap, berdampak pada menurunnya PPH2). Sebab pada PPH2 yang terlalu tinggi (pada suhu tinggi), mengakibatkan pembentukan C8N dari ethyl benzene berlangsung cepat sehingga C8N yang diproduksi berlebihan dan menyebabkan ring loss. C8 Aromatic Ring Loss juga berhubungan dengan D equilibrium dan LHSV. Telah dijelaskan sebelumnya bahwa D merupakan fungsi komposisi feed, temperatur reaktor, XN dan space velocity yang menunjukan tingkat severity reaktor. Hal ini dapat dijelaskan sebagai berikut: Pada temperatur dan jumlah katalis tetap, apabila jumlah feed ditambah maka waktu kontak katalis dan feed tersebut menjadi singkat. Akibatnya, LHSV meningkat dan severity reaktor juga meningkat. Karena reaktor semakin saver, maka titik konvergensi semakin mudah tercapai namun juga kehilangan C8A akan semakin banyak juga. Gambar IV.15 menunjukkan C8A ring loss mencapai maksimal ketika D bernilai kurang dari sama dengan 2,3 dan mencapai minimum ketika D lebih besar sama dengan 2.5. Hal ini sesuai dengan penjelasan sebelumnya bahwa ketika D bernilai semakin kecil (dekat dengan kesetimbangan) maka C8A ring loss yang terjadi akan semakin besar.


IV-12

C8A Ring Loss dan D 4.5

C8A Ring Loss (%massa)

4 3.5 3 2.5 2 1.5 1

y = -0.5258x + 3.7058

0.5 0 1.95

2.45

2.95

3.45

3.95

4.45

4.95

D Gambar IV.15 Hubungan C8A Ring Loss terhadap D

Berdasarkan uraian di atas, dapat disimpulakan bahwa selektivitas katalis isomer UOP I400 cukup baik, karena dari parameter EB conversion, EB ate, PX conversion dan C8A ring loss telah sesuai dengan kriteria teknis. Tabel IV.4 Data Selektivitas Katalis Isomer Periode Juni-Juli 2016 Parameter

Desain

Aktual

EB Conversion (%-wt)

Min 20

23,81

EB-ate (%-wt)

Min 45

57,79

PX/X (%-wt)

Min 22,2

22,72

Max 3

2,45

C8A Ring Loss (%-wt)

Apabila belum memenuhi, langkah yang direkomendasikan ialah mengatur variabel-variabel independent seperti ROT/RIT dan PPH2. Namun, pengaturan terhadap dua variabel independent ini harus disesuaikan. Hal ini dikarenakan ketika feed ditambah tetapi temperatur operasinya tetap, akan mengakibatkan waktu kontak katalis dengan feed terjadi lebih cepat sehingga konversi tidak memenuhi target minimum. Selain itu, peningkatan ROT yang tidak disertai penyesuaian PPH 2 akan mengakibatkan penumpukan naphtha sehingga konversi etil benzena ke paraxylene menjadi rendah.

KESIMPULAN DAN SARAN

V-1 BAB V PENUTUP

V.1 Kesimpulan Berdasarkan hasil dan pembahasan, maka dapat disimpulkan bahwa, 1. Selektivitas katalis isomar UOP I400 baik didasarkan pada: a. Konversi etil benzene pada periode Juni-Juli 2016 baik dengan rata-rata sebesar 23,81% v.s. minimum 20%. b. EB ate pada periode Juni-Juli 2016 mencapai 57,79% v.s. minimum 45%. c. PX/X pada periode Juni-Juli 2016 mencapai 22,72% v.s. minimum 22,5%, sehingga proses produksi paraxylene dapat dikatakan efektif. d. C8 Aromatic Ring Loss pada periode Juni-Juli 2016 sebesar 2,45% v.s. maksimum 3%. 2. Aktivitas katalis isomar UOP I400 baik, didasarkan pada: a. Nilai dari KI dan K E pada periode Juni-Juli 2016 tidak mengalami perubahan yang signifikan (relatif stabil). b. D (approact to equilibrium) sebesar 2,39 vs maksimal desain 2,5. 3. Berdasarkan independent variable terdapat beberapa hal yang kurang baik, antara lain: a. Rasio mol H2 /HC sebesar 2,9 vs rentang desain 3-3,5, sehingga berpotensi menyebabkan coke. b. PPH2 aktual lebih dari PPH2 target. c. LSHV kurang dari batas minimum yaitu 2,06/jam vs minimal 2,35/jam.

V.2 Rekomendasi Berdasarkan kesimpulan di atas, maka direkomendasikan untuk: 1. Mengatur RIT/ROT dengan menyesuaikan perubahan LHSV agar selektivitas dan aktivitas katalis dapat memenuhi target. 2. Meningkatkan Recycle H2 purity agar H2/HC meningkat sehingga H2/HC berada di range 3-3,5.

Lampiran Hasil Perhitungan Juni 2016 AiH wt

AiH wt

AiH wt

% Ethyl

% P-

% M-

Benzene

Xylene

Xylene

AiH wt % ONO

Code

Keterangan

Tanggal

Xylene

1

8803

Raffinate

6/1/2016

10.76

0.81

53.09

24.76

2

8905

Dehept. Coloum bottom

6/2/2016

10.77

1.06

53.57

24.54

3

8403

Make Up H2

6/4/2016

9.52

1.24

52.89

23.53

4

8907

Dehept. Off Gas

6/5/2016

8.84

1.27

52.19

22.74

5

8903

Recycle Gas

6/6/2016

8.89

1.21

52.62

23.07

6

8906

Dehept. Net Overhead

6/7/2016

8.79

1.27

52.60

23.16

7

89TI208A

FEED

6/8/2016

8.50

1.31

52.55

23.11

8

89TI211

Separator Offgas

6/9/2016

8.48

1.32

52.66

23.18

9

89TI203

RIT

6/10/2016

8.48

1.29

52.69

23.52

10

Reactor Outlet

6/11/2016

8.46

1.22

52.61

23.44

11

Correction

6/12/2016

8.37

1.06

52.54

23.45

12

6/13/2016

8.34

1.00

52.06

23.80

13

6/14/2016

8.53

1.18

51.97

23.05

14

6/15/2016

8.59

1.20

52.17

23.09

15

6/16/2016

8.58

1.12

52.04

22.52

16

6/17/2016

8.63

1.18

51.59

21.45

17

6/18/2016

8.54

1.08

52.29

22.49

18

6/19/2016

8.53

1.09

52.16

23.03

19

6/20/2016

8.57

1.25

52.48

23.09

20

6/21/2016

8.60

1.57

51.86

22.88

21

6/22/2016

8.53

1.81

51.49

22.86

22

6/23/2016

8.53

1.65

51.37

22.66

23

6/28/2016

8.46

0.92

52.16

23.99

24

6/29/2016

8.55

0.85

51.85

22.65

25

6/30/2016

8.39

0.77

51.71

22.60

% Total

AiH wt

AiH

AiH

AiH

% Total

%

wt %

wt %

wt %

Xylene di

Ethyl

P-

M-

O-

Dehep Bott

Benzene

Xylene

Xylene

Xylene

(PX+MX+OX)

% Total C8A di Xylene di Raff

% Total C8A di

Raff S/C S/C

Dehep Bott

(EB+PX+MX+OX) (PX+MX+OX)

(EB+PX+MX+OX)

78.66

89.42

8.87

16.62

43.36

19.66

79.64

88.51

79.17

89.94

8.93

17.13

43.89

19.84

80.86

89.79

77.66

87.18

7.44

17.85

42.20

18.56

78.61

86.05

76.20

85.04

7.63

17.72

42.18

18.57

78.47

86.10

76.90

85.79

7.53

17.75

42.04

18.63

78.42

85.95

77.03

85.82

7.35

17.71

41.96

18.48

78.15

85.50

76.97

85.47

7.12

17.56

41.71

18.52

77.79

84.91

77.16

85.64

7.19

17.72

41.99

19.49

79.20

86.39

77.50

85.98

6.69

17.92

42.07

18.45

78.44

85.13

77.27

85.73

6.67

17.83

41.92

18.38

78.13

84.80

77.05

85.42

6.76

18.02

41.33

18.64

77.99

84.75

76.86

85.20

6.61

17.51

41.97

18.34

77.82

84.43

76.20

84.73

6.88

18.01

41.30

18.62

77.93

84.81

76.46

85.05

6.68

17.59

41.60

18.26

77.45

84.13

75.68

84.26

6.71

17.48

41.21

18.00

76.69

83.40

74.22

82.85

6.78

17.34

40.82

17.88

76.04

82.82

75.86

84.40

6.78

17.44

41.05

17.90

76.39

83.17

76.28

84.81

6.75

17.56

41.46

18.18

77.20

83.95

76.82

85.39

6.74

17.56

41.46

18.22

77.24

83.98

76.31

84.91

6.73

17.60

41.52

18.19

77.31

84.04

76.16

84.69

6.69

17.60

41.46

18.17

77.23

83.92

75.68

84.21

6.61

17.48

41.15

18.02

76.65

83.26

77.07

85.53

6.75

17.51

41.42

18.15

77.08

83.83

75.35

83.90

6.55

18.06

40.26

17.58

75.90

82.45

75.08

83.47

6.47

17.03

40.62

17.83

75.48

81.95

Calc. SG Make-

Calc. SG

H2 Purity

SG Raff

Recycle Gas

Recycle Gas

(S/C)

(8903) LAB

(8903)

(8803)

Calc. SG Dehep Up H2 (8403) Offgas (8907) LAB

SG Dehep Net

SG Dehep

Ovd (8906)

Bottom (8905)

0.1571

1.25

0.54

67.27

0.86

0.72

0.86

0.1571

1.25

0.48

71.24

0.86

0.72

0.86

0.16

1.25

0.27

85.87

0.86

0.72

0.86

0.16

1.25

0.19

91.70

0.86

0.72

0.86

0.16

1.25

0.19

91.65

0.86

0.72

0.86

0.16

1.10

0.24

87.80

0.86

0.72

0.86

0.16

1.10

0.18

92.07

0.86

0.72

0.86

0.16

0.45

0.43

74.24

0.86

0.72

0.86

0.16

0.45

0.43

74.24

0.86

0.72

0.86

0.16

0.45

0.35

81.16

0.86

0.72

0.86

0.16

0.45

0.35

81.16

0.86

0.72

0.86

0.16

0.45

0.35

81.16

0.86

0.72

0.86

0.16

0.45

0.35

81.16

0.85

0.72

0.85

0.16

0.45

0.37

79.14

0.85

0.72

0.85

0.16

0.45

0.37

79.28

0.85

0.72

0.85

0.16

0.45

0.40

77.12

0.85

0.72

0.85

0.29

0.45

0.45

73.11

0.86

0.72

0.85

0.29

1.48

0.42

75.75

0.86

0.72

0.85

0.29

1.48

0.41

76.26

0.86

0.72

0.85

0.26

1.48

0.39

77.40

0.85

0.72

0.85

0.26

1.48

0.39

77.40

0.85

0.72

0.85

0.26

1.48

0.37

78.72

0.85

0.72

0.85

0.32

1.48

0.51

69.00

0.86

0.72

0.85

0.32

1.51

0.45

73.55

0.86

0.72

0.85

0.32

1.51

0.45

73.57

0.86

0.72

0.85

Dehep Net

Dehep Bott

Feed Temp.0 C Ovd Temp. 0 C

Temp.

0

C

(89TI231)

89PI210-

89TI203-

Recycle Gas

Recycle Gas

RIT

Flow,

Pressure,

Knm3 /hr

Kg/cm2 -G

H2 Temp 0 C.

(89TI208A/B) (89TI238)

89FI202AMake-Up

(84TI251)

103

38

175

38

356.16

206.03

8.90

103

38

175

38

356.26

205.32

8.90

103

38

175

38

357.22

174.28

8.75

103

38

175

38

357.25

135.46

8.65

103

38

175

38

357.09

145.85

8.61

103

38

175

38

357.30

169.96

8.78

103

38

175

38

357.21

149.43

8.74

103

38

175

38

357.37

139.76

8.65

103

38

175

38

356.29

137.32

8.63

103

38

175

38

356.24

137.42

8.61

103

38

175

38

356.05

140.67

8.62

103

38

175

38

356.11

139.05

8.61

103

38

175

38

356.12

138.37

8.60

103

38

175

38

356.06

137.40

8.60

103

38

175

38

355.95

139.16

8.62

103

38

175

38

356.36

144.46

8.66

103

38

175

38

356.12

157.81

8.76

103

38

175

38

355.91

160.20

8.78

103

38

175

38

356.31

151.40

8.72

103

38

175

38

356.04

154.19

8.72

103

38

175

38

355.23

153.30

8.72

103

38

175

38

354.99

152.88

8.71

103

38

175

38

355.08

165.81

8.78

103

38

175

38

354.78

160.91

8.74

103

38

175

38

353.54

162.81

8.74

89FC201A

89FC201B

ISOMAR

ISOMAR

89TI216-RG Compressor FEED TO CF EX -A

89FC220-

89FC215-

Reactor Outlet

Dehep Net

Dehep

Pressure

Ovd Flow

Bottom Flow

89FIC204-Prod.

FEED TO

Disch. Press. 0

89PI205-

Sep. Offgas Flow, Normalm3 /hr

CF EX -B

C

2

Kg/cm -G

(T/D)

(T/D)

(T/D)

(T/D)

74.10

1718.39

1718.21

7.77

20.02

3350.21

176.66

74.91

1723.58

1723.73

7.77

18.89

3363.29

200.76

70.66

1714.70

1715.07

7.71

28.21

3334.98

402.13

66.74

1703.76

1703.73

7.74

33.25

3303.91

290.88

68.53

1706.94

1706.93

7.67

35.00

3311.34

343.01

70.42

1704.76

1704.73

7.77

32.67

3308.60

337.93

68.02

1689.11

1689.03

7.80

37.43

3267.75

168.92

64.88

1665.52

1665.32

7.74

37.42

3223.68

149.05

63.29

1648.44

1648.64

7.72

33.32

3194.89

146.96

64.05

1635.50

1635.61

7.72

25.30

3171.48

145.79

65.48

1634.66

1634.93

7.73

25.23

3171.11

144.96

65.03

1630.02

1630.02

7.73

22.59

3163.30

145.09

65.23

1627.11

1626.97

7.72

23.89

3155.18

144.84

63.66

1624.29

1624.53

7.72

22.54

3154.23

145.81

64.66

1627.06

1626.94

7.73

25.06

3154.70

145.46

65.04

1617.99

1618.10

7.75

32.86

3127.93

145.14

66.58

1622.17

1622.30

7.82

35.52

3134.75

148.40

65.62

1627.03

1627.07

7.83

34.67

3145.97

156.92

64.18

1624.22

1624.25

7.79

29.42

3144.32

155.02

65.42

1606.24

1605.99

7.80

24.62

3109.82

154.40

65.39

1596.60

1596.58

7.80

23.83

3087.56

154.63

65.66

1603.92

1604.03

7.80

27.58

3100.88

155.13

61.53

1538.90

1539.04

7.83

24.75

2967.99

161.88

62.68

1545.85

1545.52

7.81

27.05

2973.66

160.34

64.69

1547.47

1547.49

7.82

26.68

2977.72

160.09

89FI208-

89PIC212-Prod.

84PIC250-

89FI218-

89PI252-Dehep

Reaktor Outlet

Make-up H2

Sep. Offgas Flow,

Make-up

Dehep Offgas

Offgas Press.

Temperature

Flow, Nm3 /hr

Kg/cm2 -G

H2 Press.

Flow, Nm3 /hr

Kg/cm2 -G

1173.95

6.70

34.00

528.27

3.02

360.06

36.98

1706.89

6.70

34.00

574.81

3.03

362.40

37.72

2713.16

6.77

34.00

665.40

3.04

366.65

52.87

3073.79

7.00

34.00

746.70

3.09

368.68

40.61

2739.69

6.87

34.00

676.00

3.08

366.97

42.74

2669.69

6.85

34.00

674.43

3.06

366.54

45.45

2836.16

7.00

34.00

780.93

3.17

367.80

46.89

2706.51

7.00

34.00

689.87

3.13

367.92

48.16

2680.53

7.00

34.00

672.64

3.11

366.90

61.35

2566.56

7.00

34.00

711.32

3.14

366.18

61.18

2525.17

7.00

34.00

707.74

3.14

365.47

56.79

2529.26

7.00

34.00

729.35

3.16

365.64

61.30

2525.58

7.00

34.00

720.37

3.17

365.66

56.25

2547.80

7.00

34.00

713.10

3.18

365.60

61.54

2519.93

7.00

34.00

725.91

3.18

365.72

59.45

2532.81

7.00

34.00

690.20

3.17

366.14

58.40

2700.91

7.00

34.00

716.41

3.18

365.75

55.76

2711.03

7.00

34.00

727.80

3.18

365.34

58.12

2745.35

7.00

33.99

765.69

3.19

366.01

58.45

2800.03

7.00

33.60

774.39

3.16

365.56

59.92

2778.05

7.00

33.85

771.25

3.05

365.20

59.97

2742.26

7.00

34.00

744.45

3.07

365.02

61.43

2708.92

7.00

34.03

705.04

3.17

364.10

55.32

2680.82

7.00

34.00

740.75

3.18

364.22

61.86

2742.27

7.00

34.03

771.59

3.20

363.47

61.21

% EB ate (% wt) O

C (89TI204)

Corr H2 Flow Px equilibrium

Molar H2 feed

Molar HC feed

(kmol/hr)

(kmol/hr)

Corr HC feed (NM3 /HR)

24.44

117176.80

3431.34

3516.77

1346.26

24.44

123367.37

3442.04

3921.07

1350.45

24.42

140413.78

3424.53

5379.38

1343.58

24.42

130550.53

3402.28

5341.07

1334.86

24.42

139803.03

3408.65

5716.49

1337.35

24.42

144305.03

3401.89

5652.71

1334.70

24.42

146596.48

3370.60

6021.74

1322.43

24.42

88837.02

3323.41

2942.47

1303.91

24.42

87383.86

3289.73

2894.34

1290.70

24.42

97531.85

3261.73

3531.58

1279.71

24.43

99677.14

3260.22

3609.26

1279.12

24.43

98552.19

3250.69

3568.53

1275.38

24.43

97988.34

3241.63

3548.11

1271.83

24.43

95102.50

3236.39

3357.91

1269.77

24.43

96365.43

3241.55

3408.52

1271.79

24.43

96300.67

3223.71

3313.42

1264.79

24.43

98775.46

3232.47

3221.86

1268.23

24.43

104770.93

3242.07

3540.82

1272.00

24.43

100143.00

3236.45

3407.20

1269.80

24.43

103845.02

3199.53

3585.98

1255.31

24.43

103207.41

3180.55

3563.96

1247.86

24.43

105269.75

3195.27

3697.17

1253.64

24.43

98746.48

3067.34

3039.84

1203.45

24.43

101567.78

3080.73

3332.88

1208.70

24.43

102758.64

3084.31

3372.87

1210.10

Molar ratio

PPH2

"D" Approach to

Corr Dehep

Corr. Dehep

Corr. Sep.

Corr. H2 Make-

H2/HC

(bar)

Convergence

Net Ovhd (T/D)

Bottom (T/D)

Offgas T/D

Up T/D

2.61

4.62

4.46

20.22

3346.71

1.36

4.67

2.90

4.94

4.11

19.08

3359.77

1.46

6.79

4.00

6.06

2.37

28.49

3331.49

2.19

10.79

4.00

6.42

2.51

33.59

3300.46

1.35

12.23

4.27

6.44

2.48

35.35

3307.88

1.58

10.90

4.24

6.28

2.43

33.00

3303.99

1.76

10.65

4.55

6.64

2.56

37.81

3263.19

0.77

11.31

2.26

4.80

3.08

37.79

3219.18

1.05

10.80

2.24

4.79

2.22

33.66

3190.43

1.03

10.69

2.76

5.38

2.24

25.56

3163.95

0.92

10.24

2.82

5.42

2.10

25.49

3163.57

0.91

10.07

2.80

5.41

2.56

22.82

3155.79

0.91

10.09

2.79

5.40

2.09

24.13

3145.25

0.91

10.08

2.64

5.23

2.36

22.76

3144.31

0.94

10.16

2.68

5.26

2.26

25.31

3144.78

0.94

10.05

2.62

5.13

2.26

33.19

3118.09

0.97

10.10

2.54

4.93

2.21

35.88

3124.44

1.06

14.63

2.78

5.17

2.32

35.02

3135.64

1.08

14.69

2.68

5.14

2.34

29.71

3133.99

1.05

14.87

2.86

5.27

2.30

24.87

3100.04

1.03

14.36

2.86

5.27

2.27

24.07

3077.85

1.03

14.30

2.95

5.38

2.25

27.85

3091.12

1.01

14.15

2.53

4.71

2.35

25.00

2957.82

1.23

15.33

2.76

5.03

1.22

27.32

2963.47

1.14

15.16

2.79

5.06

2.52

26.94

2967.52

1.14

15.51

Corr. Dehep

Unit Recovery

C8A ringloss

LHSV

PX/X

PPH2 Target

Offgas T/D

(% wt)

(% wt)

(hr-1 )

(% wt)

(bar)

22.82

98.69

2.18

2.21

20.87

3.61

24.89

98.74

1.30

2.21

21.18

3.89

28.83

98.71

2.72

2.20

22.71

4.40

32.57

98.64

0.43

2.19

22.58

4.64

29.44

98.68

1.47

2.19

22.63

4.44

27.55

98.64

1.91

2.19

22.66

4.38

32.30

98.59

2.44

2.17

22.57

4.54

18.05

98.26

0.55

2.14

22.37

4.55

17.57

98.25

2.27

2.12

22.85

4.43

18.63

98.08

2.17

2.10

22.82

4.34

18.55

98.11

1.87

2.10

23.11

4.26

19.16

98.10

1.93

2.09

22.50

4.28

18.95

98.08

0.98

2.09

23.11

4.28

18.78

98.16

2.09

2.09

22.71

4.27

19.12

98.11

2.13

2.09

22.79

4.29

18.15

98.04

1.38

2.08

22.80

4.34

18.87

97.94

2.75

2.09

22.83

4.29

34.96

98.46

2.77

2.09

22.75

4.24

36.85

98.47

3.29

2.09

22.73

4.32

37.03

98.42

2.56

2.07

22.77

4.27

36.40

98.26

2.41

2.05

22.79

4.22

35.24

98.31

2.71

2.06

22.80

4.20

33.76

97.90

3.46

1.98

22.72

4.09

35.93

97.80

3.35

1.99

23.79

4.11

37.52

97.85

3.46

1.99

22.56

4.02

EB Conversion Xn

KI

KE (% wt)

0.07

22.91

19.60

76.84

0.07

20.82

19.07

71.33

0.11

21.31

23.97

68.83

0.12

17.04

16.27

46.04

0.13

17.53

17.80

48.28

0.12

19.07

18.79

51.82

0.14

15.42

18.90

50.62

0.05

25.71

17.87

73.37

0.05

35.75

23.49

88.75

0.08

27.03

23.52

76.21

0.08

28.70

21.63

67.60

0.08

23.42

23.06

75.50

0.08

28.74

21.74

68.46

0.07

27.30

24.45

81.90

0.08

28.20

24.13

79.71

0.07

29.31

24.01

82.39

0.06

33.05

23.26

82.77

0.07

28.62

23.47

78.89

0.07

28.46

23.84

82.15

0.08

26.91

24.18

79.64

0.08

27.01

24.10

78.65

0.08

26.33

25.03

79.28

0.06

31.76

23.06

84.74

0.07

53.13

26.31

78.42

0.08

25.76

25.80

87.11

Juli 2016 AiH wt

AiH wt

AiH wt

% Ethyl

% P-

% M-

Benzene

Xylene

Xylene

AiH wt % NO

Kode

Keterangan

Tanggal

O-Xylene

1

8803

Raffinate

07/01/2016

8.14

0.61

50.52

22.72

2

8905

Dehept. Coloum bottom

07/02/2016

8.21

0.58

51.06

22.66

3

8403

Make Up H2

07/03/2016

8.2

0.64

50.63

22.98

4

8907

Dehept. Off Gas

07/04/2016

8.34

0.68

50.81

22.22

5

8903

Recycle Gas

07/05/2016

8.35

0.72

50.51

22.03

6

8906

Dehept. Net Overhead

07/06/2016

8.31

0.72

50.03

22.06

7

89TI208A

FEED

07/07/2016

8.27

0.77

50.32

22.48

8

89TI211

Separator Offgas

07/08/2016

8.5

0.8

50.37

23.06

9

89TI203

RIT

07/09/2016

8.52

0.82

50.5

22.68

10

Reactor Outlet

07/10/2016

8.39

0.85

50.55

22.24

11

Correction

07/11/2016

8.18

0.71

50.96

21.15

12

07/12/2016

8.13

0.75

51.02

21.8

13

07/13/2016

8.27

0.78

50.78

21.4

14

07/14/2016

8.33

0.72

51.22

21.91

15

07/15/2016

8.27

0.69

50.87

22.29

16

07/16/2016

8.36

0.66

50.37

22.38

17

07/17/2016

8.34

0.64

50.47

22.1

18

07/18/2016

8.21

0.66

50.45

22.73

19

07/19/2016

8.33

0.64

50.31

22.12

20

07/20/2016

8.31

0.67

50.32

22.05

21

07/21/2016

8.12

0.69

50.35

21.58

22

07/22/2016

8.14

0.71

50.75

21.51

23

07/23/2016

8.23

0.7

50.67

21.97

24

07/24/2016

7.99

0.74

51.3

21.97

25

07/25/2016

7.8

1.28

50.4

21.95

% Total Xylene di Raff S/C

% Total C8A di Raff S/C

AiH wt AiH wt %

AiH wt %

P-Xylene

M-Xylene

% Ethyl

AiH wt

% Total Xylene di

% O-

Dehep Bott

Xylene

(PX+MX+OX)

(PX+MX+OX)

(EB+PX+MX+OX)

Benzene

78.66

89.42

8.87

16.62

43.36

19.66

79.64

73.85

81.99

6.48

17.06

40.36

17.78

75.20

74.3

82.51

6.41

16.92

40.38

17.77

75.07

74.25

82.45

6.40

16.82

40.23

17.69

74.74

73.71

82.05

6.43

16.88

40.40

17.68

74.96

73.26

81.61

6.49

16.86

40.31

17.81

74.98

72.81

81.12

6.41

16.81

40.40

17.65

74.86

73.57

81.84

6.45

16.92

40.16

17.66

74.74

74.23

82.73

6.46

16.98

40.02

17.49

74.49

74

82.52

6.63

17.30

39.96

17.93

75.19

73.64

82.03

6.42

17.29

39.55

17.76

74.60

72.82

81

6.35

16.96

39.94

17.38

74.28

73.57

81.7

6.36

16.79

39.86

17.41

74.06

72.96

81.23

6.42

16.89

39.96

17.44

74.29

73.85

82.18

6.37

17.66

39.66

17.36

74.68

73.85

82.12

6.43

16.91

39.99

17.46

74.36

73.41

81.77

6.44

16.85

40.04

17.40

74.29

73.21

81.55

6.43

16.80

39.93

17.61

74.34

73.84

82.05

6.52

17.07

39.44

18.53

75.04

73.07

81.4

6.57

17.22

39.66

17.96

74.84

73.04

81.35

6.37

16.94

39.90

17.53

74.37

72.62

80.74

6.25

16.90

39.74

17.22

73.86

72.97

81.11

6.24

16.88

39.71

17.31

73.90

73.34

81.57

6.38

17.33

39.53

17.71

74.57

74.01

82

6.20

16.95

39.89

17.50

74.34

73.63

81.43

6.13

16.95

39.83

17.40

74.18

% Total C8A di

Calc. SG Make-

Calc. SG

H2 Purity

Recycle Gas

Recycle Gas

(8903) LAB

(8903)

Calc. SG Dehep

SG Raff (S/C)

Dehep Bott

Up H2 (8403)

(EB+PX+MX+OX)

LAB

81.68

0.32

1.32

0.44

74.24

0.86

81.48

0.32

1.32

0.45

73.27

0.85

81.14

0.32

1.32

0.46

72.66

0.85

81.39

0.32

1.32

0.46

72.79

0.85

81.47

0.30

1.32

0.50

70.05

0.85

81.27

0.30

1.52

0.46

72.62

0.85

81.19

0.30

1.52

0.46

72.77

0.85

80.95

0.30

1.52

0.44

74.34

0.85

81.82

0.25

1.52

0.41

76.06

0.85

81.02

0.25

1.52

0.41

76.33

0.85

80.63

0.25

1.52

0.41

76.33

0.85

80.42

0.30

1.52

0.44

74.05

0.85

80.71

0.30

1.52

0.42

75.57

0.85

81.05

0.30

1.52

0.46

72.85

0.85

80.79

0.30

1.52

0.44

73.81

0.85

80.73

0.31

1.52

0.46

72.18

0.85

80.77

0.31

1.51

0.47

71.69

0.85

81.56

0.31

1.51

0.44

73.92

0.85

81.41

0.29

1.51

0.43

74.64

0.85

80.74

0.29

1.58

0.41

76.27

0.85

80.11

0.29

1.58

0.41

75.77

0.85

80.14

0.29

1.58

0.40

76.58

0.85

80.95

0.27

1.58

0.41

75.91

0.85

80.54

0.27

1.53

0.40

76.76

0.85

80.31

0.27

1.53

0.41

76.04

0.85

Offgas (8907)

(8803)

SG Dehep

Dehep Net

Dehep Bott

Make-Up H2

89TI203-

C

Temp 0 C.

RIT

(89TI238)

(89TI231)

(84TI251)

(0 C)

Feed Temp.0 C

SG Dehep Net

Ovd Temp. 0 C

Bottom Ovd (8906)

Temp.

0

(89TI208A/B) (8905)

0.72

0.85

103

38

175

38

353.14

0.72

0.85

103

38

175

38

353.07

0.72

0.85

103

38

175

38

353.25

0.72

0.85

103

38

175

38

353.23

0.72

0.85

103

38

175

38

353.15

0.72

0.85

103

38

175

38

353.20

0.72

0.85

103

38

175

38

353.37

0.72

0.85

103

38

175

38

353.23

0.72

0.85

103

38

175

38

353.27

0.72

0.85

103

38

175

38

353.24

0.72

0.85

103

38

175

38

353.35

0.72

0.85

103

38

175

38

353.14

0.72

0.85

103

38

175

38

353.10

0.72

0.85

103

38

175

38

353.07

0.72

0.85

103

38

175

38

353.21

0.72

0.85

103

38

175

38

353.17

0.72

0.85

103

38

175

38

353.06

0.72

0.85

103

38

175

38

353.18

0.72

0.85

103

38

175

38

353.19

0.72

0.85

103

38

175

38

353.41

0.72

0.85

103

38

175

38

353.17

0.72

0.85

103

38

175

38

353.05

0.72

0.85

103

38

175

38

353.15

0.72

0.85

103

38

175

38

353.23

0.72

0.85

103

38

175

38

353.27

89FI202A-

89PI210-

89TI216-RG

89FC201A

Recycle Gas

Recycle Gas

Compressor

ISOMAR FEED

Flow

Pressure,

Disch. Press.

TO CF EX -A

3

2

0

89FC201B ISOMAR

89PI205-Reactor

FEED TO CF EX -B

Outlet Pressure

(T/D)

(Kg/cm2 -G)

(KNm /hr)

(Kg/cm -G)

( C)

(T/D)

161.98

8.76

65.02

1559.40

1559.47

7.83

164.95

8.77

65.67

1560.43

1560.41

7.84

167.90

8.81

65.85

1564.34

1564.16

7.86

169.44

8.82

66.17

1563.00

1563.09

7.86

170.27

8.82

66.24

1560.05

1559.97

7.87

173.23

8.85

66.99

1563.32

1563.20

7.88

170.24

8.82

66.51

1556.01

1556.09

7.86

166.39

8.79

65.67

1559.16

1559.31

7.85

161.46

8.75

64.28

1553.56

1553.58

7.82

156.89

8.71

64.67

1559.53

1559.56

7.80

156.15

8.72

63.93

1553.99

1554.02

7.79

156.44

8.72

64.01

1558.27

1558.43

7.80

160.22

8.75

63.98

1559.89

1559.64

7.82

165.04

8.79

65.80

1565.53

1565.40

7.85

169.07

8.82

66.72

1559.69

1559.48

7.87

167.44

8.83

66.41

1571.04

1570.82

7.87

168.37

8.83

65.61

1564.14

1564.06

7.87

169.26

8.83

66.10

1568.11

1567.97

7.87

170.17

8.83

66.67

1566.50

1566.63

7.88

164.12

8.78

65.90

1561.22

1561.13

7.84

159.78

8.75

64.64

1559.49

1559.53

7.82

160.02

8.74

65.30

1558.35

1558.30

7.82

158.23

8.74

64.57

1556.59

1556.49

7.82

158.06

8.74

64.56

1559.60

1558.23

7.81

159.68

8.75

65.13

1555.50

1554.55

7.82

89FC220-

89FC215-

89FIC204-Prod.

89FI208-Make-

89PIC212-Prod.

Dehep Net Ovd

Dehep Bottom

Sep. Offgas Flow,

up H2 Flow,

Sep. Offgas Flow,

Flow (T/D)

Flow (T/D)

Normalm3 /hr

Nm3 /hr

Kg/cm2 -G

26.27

3003.18

159.30

2675.56

7

34.11

28.60

3003.74

160.14

2707.63

7

34.13

25.97

3015.21

159.64

2742.08

7

34.10

27.12

3009.18

159.19

2733.62

7

34.06

29.71

2996.33

159.14

2713.07

7

34.13

35.53

2998.41

158.63

2741.07

7

34.20

36.81

2980.61

158.49

2772.42

7

34.25

39.26

2987.36

158.67

2803.82

7

34.22

38.09

2979.41

164.00

2794.64

7

34.48

31.49

2997.14

172.21

2809.49

7

34.13

35.65

2986.51

172.23

2796.02

7

34.20

31.46

2998.39

171.24

2844.83

7

34.35

30.81

3002.36

161.92

2746.76

7

34.19

29.54

3017.85

173.38

2873.29

7

34.10

25.45

3005.74

183.67

2898.54

7

34.10

24.98

3029.49

191.82

2905.07

7

34.10

26.54

3013.51

192.27

2930.83

7

34.10

25.92

3023.24

191.33

2937.18

7

34.10

26.97

3017.65

190.58

2937.33

7

34.11

31.06

3002.83

190.57

2875.82

7

34.04

30.65

3001.02

191.28

2910.37

7

34.00

33.16

2997.91

191.49

2936.18

7

34.00

32.46

2995.61

191.92

2910.73

7

34.03

29.05

3003.82

191.03

2935.13

7

34.10

28.59

2995.47

190.61

2886.18

7

34.10

84PIC250-Makeup H2 Press.

89FI218-Dehep

89PI252-Dehep

Offgas Flow,

Offgas Press. 2

Reaktor Outlet Temperature

% EB ate

Px equilibrium

Corr H2 Flow

(% wt)

(% wt)

(NM3 /HR)

O

C

3

NM /HR

KG/CM -G

(89TI204)

782.26

3.21

362.73

58.50

24.43

103318.66

775.08

3.21

362.46

60.68

24.44

103691.78

790.41

3.21

362.38

60.10

24.44

104737.77

801.30

3.18

362.18

62.14

24.44

105728.79

830.27

3.10

362.21

61.02

24.44

102078.77

819.55

3.16

362.40

63.28

24.44

107633.48

820.66

3.16

363.23

60.34

24.43

106003.37

794.23

3.13

363.61

61.12

24.43

106230.04

749.83

3.12

363.82

58.42

24.43

106003.08

739.55

3.16

363.83

62.15

24.43

103474.14

695.83

3.18

363.69

62.19

24.43

103125.79

701.71

3.18

363.59

59.51

24.43

99154.39

730.89

3.23

362.60

60.78

24.44

104668.92

722.64

3.22

362.81

62.91

24.43

102958.41

779.25

3.22

362.75

59.48

24.43

107448.61

787.50

3.20

362.76

60.65

24.43

103798.71

788.64

3.21

362.65

61.07

24.44

103873.29

792.89

3.21

362.69

57.71

24.43

108048.32

809.47

3.22

362.74

58.25

24.43

109621.83

763.42

3.20

363.54

63.02

24.43

108280.74

756.74

3.21

363.79

63.75

24.43

104680.23

715.03

3.20

363.82

63.91

24.43

106164.92

704.72

3.23

363.81

61.84

24.43

103980.19

707.45

3.24

363.84

63.47

24.43

105258.51

724.14

3.24

363.52

63.65

24.43

105034.69

Molar Molar H2 feed

Molar HC feed

Corr HC feed

PPH2

"D" Approach to

Corr Dehep Net

(bar)

Convergence

Ovhd (T/D)

ratio (kmol/hr)

(kmol/hr) H2/HC

3108.13

3422.14

1219.45

2.81

5.10

2.40

26.54

3102.71

3389.62

1217.32

2.78

5.05

2.55

28.89

3110.33

3395.31

1220.31

2.78

5.02

2.58

26.23

3107.93

3433.57

1219.37

2.82

5.05

2.55

27.39

3100.30

3190.25

1216.38

2.62

4.83

2.62

30.01

3106.76

3487.26

1218.91

2.86

5.07

2.61

35.89

3092.44

3441.54

1213.29

2.84

5.05

2.44

37.18

3098.76

3523.31

1215.77

2.90

5.15

2.26

39.65

3088.49

3597.12

1211.74

2.97

5.26

2.16

38.47

3100.37

3523.77

1216.40

2.90

5.23

1.99

31.80

3089.36

3511.91

1212.08

2.90

5.23

2.20

36.01

3097.81

3275.80

1215.40

2.70

5.03

2.38

31.78

3100.61

3528.97

1216.50

2.90

5.20

2.31

31.12

3111.94

3346.36

1220.95

2.74

5.01

1.37

29.84

3100.26

3538.32

1216.36

2.91

5.14

2.31

25.71

3123.01

3342.64

1225.29

2.73

4.98

2.36

25.23

3109.42

3322.33

1219.96

2.72

4.95

2.50

26.81

3117.27

3563.37

1223.03

2.91

5.15

2.82

26.18

3113.94

3650.47

1221.73

2.99

5.22

2.23

27.24

3103.21

3684.56

1217.52

3.03

5.30

2.29

31.38

3099.91

3538.69

1216.22

2.91

5.22

2.14

30.96

3097.55

3627.25

1215.30

2.98

5.29

2.20

33.49

3094.01

3521.52

1213.91

2.90

5.22

1.91

32.79

3098.72

3604.73

1215.76

2.97

5.29

2.26

29.34

3091.00

3563.33

1212.73

2.94

5.24

2.20

28.88

Corr. Dehep

Corr. Sep.

Corr. H2

Corr. Dehep

Unit Recovery

C8A ringloss

Bottom (T/D)

Offgas T/D

Make-Up T/D

Offgas T/D

(% wt)

(% wt)

2992.89

1.12

15.21

35.56

97.85

1.96

2986.91

1.14

15.39

35.22

97.89

2.88

2998.32

1.15

15.58

35.90

97.94

3.14

2992.32

1.15

15.53

36.30

97.88

2.42

2979.75

1.19

15.03

37.23

97.84

1.94

2981.82

1.15

15.20

39.84

97.97

1.86

2964.12

1.15

15.38

39.87

97.89

2.86

2970.83

1.12

15.55

38.43

97.94

4.21

2962.93

1.12

14.18

36.26

97.94

2.88

2980.56

1.17

14.19

35.91

97.91

3.02

2969.99

1.17

14.13

33.90

97.99

2.34

2980.33

1.21

15.71

34.16

97.88

3.25

2984.27

1.12

15.14

35.79

97.96

2.38

2999.67

1.25

15.81

35.37

98.03

3.02

2987.64

1.30

15.95

38.13

97.96

3.22

3009.54

1.39

16.36

38.46

97.94

2.86

2993.67

1.40

16.51

38.39

97.90

2.60

3003.33

1.35

16.54

38.63

97.95

2.22

2999.90

1.33

15.81

39.45

98.02

1.71

2985.16

1.30

15.46

37.92

97.98

2.56

2983.37

1.31

15.64

37.62

98.00

2.56

2980.27

1.30

15.78

35.53

97.98

2.98

2977.99

1.31

15.08

35.12

98.01

2.54

2986.15

1.29

15.23

34.77

98.00

3.41

2977.85

1.30

14.97

35.59

97.99

3.04

LHSV

PX/X

PPH2 Target

EB Conversion Xn

KI

KE

(hr-1 )

(% wt)

(bar)

2.01

22.69

3.93

0.08

27.12

23.34

76.01

2.01

22.54

3.90

0.08

26.37

24.84

82.41

2.02

22.50

3.89

0.08

26.50

24.76

82.74

2.01

22.52

3.86

0.08

26.61

25.77

85.03

2.01

22.49

3.86

0.07

28.47

25.30

88.61

2.01

22.46

3.89

0.08

25.72

25.97

86.09

2.01

22.64

3.99

0.08

27.06

25.24

84.32

2.01

22.80

4.03

0.08

28.02

27.14

87.86

2.00

23.01

4.06

0.08

27.65

25.35

79.83

2.01

23.18

4.06

0.08

30.54

26.44

82.36

2.00

22.83

4.04

0.08

27.51

25.37

80.46

2.01

22.67

4.03

0.07

27.94

24.74

83.29

2.01

22.74

3.91

0.09

27.08

25.28

79.56

2.02

23.65

3.94

0.08

49.84

26.29

78.32

2.01

22.74

3.93

0.08

27.85

25.07

80.32

2.02

22.68

3.93

0.08

29.70

25.77

86.07

2.02

22.60

3.92

0.07

28.16

25.77

87.46

2.02

22.75

3.92

0.08

23.00

23.49

78.02

2.02

23.01

3.93

0.09

28.16

24.02

74.97

2.01

22.78

4.03

0.09

25.91

26.26

82.31

2.01

22.88

4.06

0.08

28.57

25.92

82.07

2.01

22.84

4.06

0.09

26.95

26.24

82.24

2.01

23.24

4.06

0.08

31.88

25.39

78.62

2.01

22.80

4.06

0.09

26.21

25.22

79.56

2.00

22.85

4.02

0.08

27.52

24.29

76.44

(% wt)

Pertamina RU IV - Cilacap 2

Recommend Documents