Teknik Kimia Universitas Diponegoro, Semarang
BAB II DESKRIPSI PROSES II.1. Konsep Proses
Fuel Oil Oil Complex II II (FOC II) didesain oleh UOP (Universal Oil Product) dan dan mempunyai fungsi utama menyediakan menyediakan kebutuhan kebutuhan bahan bahan bakar minyak (BBM) (BBM) yang sebagian besar digunakan untuk kepentingan dalam negeri dan beberapa produk untuk kepentingan ekspor seperti LPG dan Naphta. Sejak didirikan tahun 1980 dan mulai beroperasi tahun 1981 hingga tahun 1998 FOC II mempunyai kapasitas pengolahan 200.000 barrel/hari. Pada tahun 1998, kapasitas ini ditingkatkan melalui proyek Debottlenecking menjadi 230.000 barrel/hari. Pada mulanya umpan untuk kilang ini diperoleh dari domestik crude yaitu dari sumur Arjuna, Ataka, Arun Kondensat dan Minas. Namun karena terjadi kelangkaan domestik crude tersebut, maka kilang FOC II ini sekarang juga mengolah crude blending dari luar negeri dengan komposisi yang mirip dengan komposisi crude desain. Proses pengolahan dalam kilang ini terdiri dari pengolahan tingkat pertama dan pengolahan tingkat kedua, dimana pada tingkat pertama crude oil dipisahkan fraksifraksinya secara fisik dengan bantuan tenaga panas, dan kemudian diolah pada pengolahan tingkat kedua yang dilakukan untuk perbaikan kualitas dari produk tingkat pertama yang umumnya dilakukan secara kimiawi. Tabel II.1. Fuel Oil Complex Complex IIA IIA (Selatan) (Selatan)
No. Unit
Nama Unit
011
Crude Distillating Unit II
015
LPG Recovery Process
016
Naphta Merox Treater
017
Sour Water Treating Unit
019
Visbreaker/Thermal Cracking Unit
Laporan Kerja Praktek PT. Pertamina RU IV Cilacap
Arthur P.Tonggiro / L2C008017
34
Teknik Kimia Universitas Diponegoro, Semarang Tabel II.2. II.2. Fuel Oil Comple Complex x IIB (Utara)
No. Unit
Nama unit
012
Naphta Hydrotreater Unit
013
Aromatic Hyd Hydroge ogenation Unibon Unit
014
Platformer Unit
018
Termal Distill tillaate Hyd Hydrotrea reater Unit
II.2. Deskripsi Proses Unit-Unit FOC II (Fuel Oil Complex II) II.2.1. Crude Crude Distilla Distillating ting Unit Unit II (CDU II) dirancang dirancang oleh Universal Oil Product (UOP)
dengan dengan menara menara distilasi distilasinya nya berukuran berukuran tinggi tinggi 80 meter, meter, diameter diameter 10 10 meter meter dan memiliki memiliki jumlah tray 53 buah. gas/liquid id reconta recontacti cting ng faciliti facilities es , seperti Unit ini dirancang tanpa menggunakan gas/liqu
pada unit yang lama unit ini dilengkapi dengan desalter (two stage desalter ) untuk mengurangi kadar garam di dalam crude oil hingga 97-99%. Bottom coloumn dari crude distilasi dirancang untuk dapat menampung reduced
crude sebanyak 80.000 BPSD. Sedangkan gas bertekanan rendah yang berasal dari overhead accumulator dipadatkan dengan kompresor gas sehingga diperoleh cairan yang LPG Recovery Recovery Unit . dimanfaatkan sebagai feedstock untuk LPG
Tujuan Tujuan dari unit unit ini adalah adalah untuk untuk memisahk memisahkan an minyak minyak mentah mentah menjadi menjadi fraksi fraksi – frak fraksi siny nya. a. Miny Minyak ak ment mentah ah akan akan
dipi dipisa sah h – pisahkan menjadi beberapa fraksi sebagai
berikut, o
a. Refinery Gas dengan boiling range <30 C yang dominan mengandung C 1 dan C2 untuk dipak dipakai ai sebagai sebagai bahan bahan bakar bakar dapur dapur pabrik-pa pabrik-pabrik brik yang yang ada di kilang kilang PERTAMINA UP IV Cilacap, dengan jumlah 0,02% crude feed. o
b. Liquid Petroleum Gas dengan boiling range <30 C yang fraksinya sebagian besar terdiri dari C3 dan C4 untuk langsung dikirim ke tangki penampungan dengan jumlah sekitar 2,53% dari crude feed.
Laporan Kerja Praktek PT. Pertamina RU IV Cilacap
Arthur P.Tonggiro / L2C008017
35
Teknik Kimia Universitas Diponegoro, Semarang Tabel II.2. II.2. Fuel Oil Comple Complex x IIB (Utara)
No. Unit
Nama unit
012
Naphta Hydrotreater Unit
013
Aromatic Hyd Hydroge ogenation Unibon Unit
014
Platformer Unit
018
Termal Distill tillaate Hyd Hydrotrea reater Unit
II.2. Deskripsi Proses Unit-Unit FOC II (Fuel Oil Complex II) II.2.1. Crude Crude Distilla Distillating ting Unit Unit II (CDU II) dirancang dirancang oleh Universal Oil Product (UOP)
dengan dengan menara menara distilasi distilasinya nya berukuran berukuran tinggi tinggi 80 meter, meter, diameter diameter 10 10 meter meter dan memiliki memiliki jumlah tray 53 buah. gas/liquid id reconta recontacti cting ng faciliti facilities es , seperti Unit ini dirancang tanpa menggunakan gas/liqu
pada unit yang lama unit ini dilengkapi dengan desalter (two stage desalter ) untuk mengurangi kadar garam di dalam crude oil hingga 97-99%. Bottom coloumn dari crude distilasi dirancang untuk dapat menampung reduced
crude sebanyak 80.000 BPSD. Sedangkan gas bertekanan rendah yang berasal dari overhead accumulator dipadatkan dengan kompresor gas sehingga diperoleh cairan yang LPG Recovery Recovery Unit . dimanfaatkan sebagai feedstock untuk LPG
Tujuan Tujuan dari unit unit ini adalah adalah untuk untuk memisahk memisahkan an minyak minyak mentah mentah menjadi menjadi fraksi fraksi – frak fraksi siny nya. a. Miny Minyak ak ment mentah ah akan akan
dipi dipisa sah h – pisahkan menjadi beberapa fraksi sebagai
berikut, o
a. Refinery Gas dengan boiling range <30 C yang dominan mengandung C 1 dan C2 untuk dipak dipakai ai sebagai sebagai bahan bahan bakar bakar dapur dapur pabrik-pa pabrik-pabrik brik yang yang ada di kilang kilang PERTAMINA UP IV Cilacap, dengan jumlah 0,02% crude feed. o
b. Liquid Petroleum Gas dengan boiling range <30 C yang fraksinya sebagian besar terdiri dari C3 dan C4 untuk langsung dikirim ke tangki penampungan dengan jumlah sekitar 2,53% dari crude feed.
Laporan Kerja Praktek PT. Pertamina RU IV Cilacap
Arthur P.Tonggiro / L2C008017
35
Teknik Kimia Universitas Diponegoro, Semarang o
c. Light Naphtha dengan boiling range 44-80 C. Produk Produk ini sete setelah lah kelua keluarr dari dari pengolahan tingkat I (CDU II ) tidak lagi membutuhkan pengolahan tingkat II karena sudah memenuhi persyaratan sebagai komponen mogas dan komponen naphtha ekspor. ekspor. Jumlahny Jumlahnyaa sekitar sekitar 6,73% 6,73% crude feed. o
d. Heavy Naphtha dengan boiling range 99-152 C. Berbe Berbeda da denga dengan n light naphtha maka heavy naphtha sebagai komponen migas, untuk menaikkan menaikkan angka oktannya harus
melalui proses ke-dua. Proses pertama pada Naphtha Hydrotreating Hydrotreating Unit untuk dibuang dibuang komponen komponen sulfurnya sulfurnya,, kemudia kemudian n baru baru masuk masuk Unit Unit Platforming untuk dinaikkan angka angka oktannya dari dari 60 sampai 94. Jumlah yang dihasilkan dihasilkan dari produk ini adalah mencapai sekitar 16,39% dari crude oil. o
e. Kerosene dengan boiling range 171- 241 C. Kerosene sebagai komponen blending dapat langsung dikirim ke tangki penyimpanan dan sebagian lagi diolah di AH Unibon untuk diperbaiki smoke point -nya -nya dari dari sekiar sekiar 15 mm menjad menjadii 24 mm. Jumlahny Jumlahnyaa sekitar 21% dari crude oil. f. Light Diesel Oil (LDO) dan Heavy Diesel Oil (HDO) dengan boiling range masingo
o
masing 252-273 C dan 233-339 C. Kedua produk produk ini juga juga dipakai sebagai komponen komponen Automotif Diesel Oil (ADO) dan tidak perlu lagi dimasukkan pada proses ke-dua.
Jumlah produk yang dihasilkan masing-masing mencapai sekitar 11,62% dan 11,21% dari crude oil. o
g. Reduced Crude dengan boiling range > 350 C. Produk berat dari minyak mentah ini mempunyai tiga fungsi utama yaitu sebagai Refinery Fuel Oil (RFO), bahan baku Industrial Fuel Oil (IFO) dan Low Sulfur Waxy Residue (LSWR (LSWR). ). Agar Agar menjad menjadii
komponen IFO maka produk ini diproses pada unit Visbreaker dimana pour point -nya -nya diperbaiki.
Laporan Kerja Praktek PT. Pertamina RU IV Cilacap
Arthur P.Tonggiro / L2C008017
36
Teknik Kimia Universitas Diponegoro, Semarang
Deskripsi Proses Crude oil sebelum masuk ke dapur mendapat pemanasan pendahuluan dari heat
exchanger dimana media pemanasnya adalah stream dari main fractionator . Selain itu, crude oil juga mengalami proses desalting yang bertujuan untuk menurunkan kadar
garamnya. Setelah mengalami proses desalting maka crude oil mendapatkan pemanasan pendahuluan lagi di heat exchanger , kemudian masuk ke dalam dapur untuk mencapai kondisi operasinya. Dari dapur kemudian crude oil masuk ke dalam main fractionator . Di dalam main fractionator , crude oil dipisahkan menjadi lima fraksi yaitu fraksi overhead, kerosene, light diesel oil/LDO, heavy diesel oil/HDO dan long residue/LSWR.
Fraksi overhead mengandung fraksi heavy naphtha, light naphtha, LPG recovery feed, dan light ends/fuel gas . Produksi kerosene setelah mengalami stripping dengan reboiler system , kemudian didinginkan lalu masuk ke tangki/proses selanjutnya. Produksi
LDO setelah mengalami stripping dengan reboiler system, kemudian didinginkan terus masuk ke dalam tangki/proses selanjutnya. Produksi HDO setelah mengalami stripping dengan stripping steam kemudian didinginkan terus masuk ke tangki. Long Residue /LSWR setelah melepaskan panas pada heat pick up section masuk ke visbreaker
unit dan sebagian kecil masuk ke dalam tangki setelah mendapat pendinginan. Overhead main column mengalami kondensasi sebagian di fin-fan condenser .
Kondensat itu sebagian sebagai reflux dan sebagian masuk recontactor drum bersamasama gas yang telah mengalami kompresi terlebih dahulu. Dari recontactor drum kemudian masuk ke stabilizer dimana di sini dipisahkan antara gas sebagai fuel gas, top product sebagai LPG recovery feed , dan bottom product masuk splitter , dimana di sini dipisahkan antara light naphtha dan heavy naphtha. Light naphtha nantinya sebagai mogas komponen dan heavy naphtha sebagian
sebagai feed NHT ( naphtha hydrotreater ) dan sebagian lagi sebagai mogas komponen. Crude Preheated Train Crude preheated train terbagi menjadi dua train parallel yaitu train A dan train B,
kemudian diinjeksi dengan caustic soda pada setiap train yang berfungsi untuk menetralisir asam yang terkandung dalam crude. Crude pada train A dipanaskan dengan HDO product dalam heat exchanger 011E-101A sedangkan crude pada train B
dipanaskan dengan kerosene product dalam heat exchanger 011E-101B. Aliran train A
Laporan Kerja Praktek PT. Pertamina RU IV Cilacap
Arthur P.Tonggiro / L2C008017
37
Teknik Kimia Universitas Diponegoro, Semarang dan B setelah melewati 011E-101 adalah identik sehingga lebih lanjut hanya akan dijelaskan aliran train B. Setelah dipanaskan dalam 011E-101B, train B dipanaskan dengan naphtha pump around (011E-102B), kerosene pump around (011E-103B), LSWR (011E-131B) dan selanjutnya crude masuk ke desalter.
Preheated wash water
ditambahkan ke crude up stream pada mixing valve pada masing-masing desalter untuk menghilangkan garam yang terlarut dalam air pada crude. Setelah meninggalkan desalter, crude dipompa dengan 011P-102 ke exchanger kerosene pump around 011E-104B, kerosene product 011E-105B, LDO product 011E-106B, HDO product 011E-107B, LDO pump around 011E-108B, dan LSWR 011E-109B. Selanjutnya crude dari train A dan B
menuju furnace 011F-101A/B. Desalter Section Beberapa jenis crude oil mengandung sejumlah garam dan beberapa impuritis lain yang harus dihilangkan/dikurangi untuk mencegah/meminimize korosif dan juga untuk melindungi katalis untuk proses selanjutnya. Crude oil juga mengandung garam, air dan sedimen. Kadar garam ( salt content )
biasanya dilaporkan dalam satuan pounds garam per thousand barrel crude oil (P.T.B), sedangkan garam diukur sebagai garam NaCl. Kadar garam dalam crude oil bervariasi antara 0 PTB sampai 1000 PTB, tetapi dalam keadaan normal operasi kadarnya antara 10 PTB sampai 200 PTB. Kadar garam yang tinggi ini disebabkan selain dari sumur sendiri juga disebabkan oleh air ballast pada waktu pembongkaran dari kapal ke crude storage. Terakhir inilah penyebab utama tingginya kadar garam dalam crude oil. Salah satu pengurangan kadar garam dari crude oil yang paling mudah adalah dengan settling . Kemudian cara yang agak memberikan hasil yang cukup baik adalah dengan injeksi air tawar bersama-sama crude oil, injeksi air tawar berfungsi mengabsorbsi garam dalam crude sehingga terlarut dalam air dan membentuk emulsi pada crude, baru setelah itu dilakukan settling . Apalagi bila sebelumnya dilakukan pemanasan terlebih dahulu pada crude oil tersebut, maka dengan cara ini didapatkan hasil yang lebih baik. Tetapi semua itu membutuhkan settling time yang cukup lama. Adapun penambahan zat kimia/ demulsifier akan memberikan hasil yang lebih effisien. Demulsifier bertujuan memecah emulsi air dengan crude. Cara paling efektif adalah dengan “ electric desalting ”.
Laporan Kerja Praktek PT. Pertamina RU IV Cilacap
Arthur P.Tonggiro / L2C008017
38
Teknik Kimia Universitas Diponegoro, Semarang Prinsip dari desalter adalah sebagai berikut : a. Crude oil diinjeksikan air tawar dan dilewatkan dalam mixing valve, sehingga garam yang terbawa oleh crude oil akan mudah terlarut dalam air. b. Efek samping dari adanya mixing tersebut adalah timbulnya emulsi antara crude oil dan air tersebut. c. Untuk itu emulsi tersebut harus kita pecah menjadi partikel air dan minyak oleh demulsifier maupun adanya medan listrik bertegangan tinggi.
d. Karena mengandung garam maka partikel air tersebut akan terkutub (satu sisi bermuatan negatif dan sisi yang lain bermuatan positif). Partikel-partikel air tersebut melewati medan listrik di antaranya elektroda-nya (listrik bolak-balik dengan tegangan tinggi). Akibat adanya muatan yang berlawanan dan akibat adanya medan listrik tersebut maka terjadi tarik-menarik untuk kutub yang berlawanan dan tolak-menolak untuk kutub yang sejenis, akibatnya akan saling bertumbukan antar partikel dan terbentuklah drop air yang lebih besar. Sehingga drop air tersebut akan turun ke bawah/ settling sambil membawa garam, dan keluar dari system. Crude oil train A dari 011E-131A-1 masuk ke mixing valve untuk di mix dengan nd
air dari 2
st
stage desalter dan selanjutnya masuk ke 1 stage desalter (011V-103A). Air
dari (011V-103A) masuk ke tube side (011E-127A(1/2/3)) untuk memanaskan fresh water yang akan masuk ke (011V-103B) (2
nd
stage desalter ). Dari (011E-127A-3) air masuk ke
fin-fan air cooler (011E-128) untuk didinginkan sebelum masuk ke CPI separator. st
Crude oil dari 1 stage desalter masuk ke 2
nd
stage desalter (011V-103B) setelah
diinjeksi dengan fresh water dari (011V-102). Desalted crude dari (011V-103B) dipompa dengan (011P-102A/C) ke tube side (011E-104A-2). Demulsifier diinjeksikan ke crude oil nd
feed pada up stream dari (011E-101A) dan juga ke crude oil pada inlet 2 stage desalter up stream dari mixing valve. Crude oil train B dari exchanger (011E-131B), masuk ke mixing valve untuk di mix dengan air dari 2
nd
st
stage desalter dan selanjutnya masuk ke 1 stage desalter (011V-
103C). Air dari (011V-103C) masuk ke tube side (011E-127B(1/2/3)) untuk memanaskan fresh water yang masuk ke 011V-103D (2
nd
stage desalter ). Dari (011E127B-3), air
masuk ke air cooler (011E-128) untuk didinginkan sebelum masuk ke CPI separator.
Laporan Kerja Praktek PT. Pertamina RU IV Cilacap
Arthur P.Tonggiro / L2C008017
39
Teknik Kimia Universitas Diponegoro, Semarang st
Crude oil dari 1 stage desalter masuk ke 2
nd
stage desalter (011V-103D) setelah
diinjeksi dengan fresh water dari (011V-102). Desalted crud e dari (011V-103D) dipompa dengan (011P-102B/C) ke tube side (011E-104B-2). Demulsifier diinjeksikan ke crude oil feed pada upstream dari (011E-101B) dan juga pada crude oil pada inlet 2
nd
stage desalter
upstream dari mixing valve.
Fractionation Section Crude dari (011F-101A/B) masuk ke kolom fraksinasi (011C-101). Kolom
fraksinasi (011C-101) terdiri dari 53 tray yang dapat memisahkan crude oil menjadi lima fraksi (overhead , kerosene , LDO, HDO, LSWR) dengan bantuan medium pressure (MP) steam yang berfungsi untuk mengangkat fraksi ringannya, yaitu dengan menurunkan
tekanan parsial sehingga titik didih normal turun dan menjadi lebih mudah dipisahkan. Setelah dipanasi crude oil masuk ke flash zone dari main column tersebut. Fase uap dalam kolom fraksinasi akan naik ke atas dan fase cairnya akan turun ke bawah. Uap yang naik ke atas countercurrent dengan refluks yang mengalir ke bawah. Refluks bertujuan menaikkan derajat fraksinasi yaitu mempertajam pemisahan dengan mengontakkan kembali fraksi ringan dengan fraksi berat. Fraksi overhead yang mengandung gas, LPG, Light naphtha dan heavy naphtha keluar dari kolom sebagai uap overhead dan dikondensasikan secara parsial dengan air cooled dengan kondensor (011E-110). Hasilnya yang berupa tiga fasa campuran
dipisahkan dalam reflux drum (011V-104). Wet vapor dari (011V-104) akan diproses lebih lanjut dalam stabilizer section . Sebagian fase cairnya di reflux menuju top column dengan pompa (011P-114A/B). Temperatur top column 011T1-123 dipakai untuk mengatur end point dari fraksi-fraksi yang sangat ringan dan temperatur ini diatur dari top refluks. Naphtha draw off diambil dari akumulator di bawah tray no.3. sebagian naphtha direflux dengan menggunakan pompa (011P-113A/B/C) ke tray no.4, sedangkan yang lain
didinginkan dengan crude dalam exchanger (011E-102) dan digabung dengan reflux dari vessel (011V-104) dan dikembalikan ke kolom fraksinasi sebagai reflux. Kerosene draw off diambil dari akumulator di bawah tray no.18 diatur oleh flow hot kerosene pump around tray no.19, sedangkan cold kerosene pump around dengan
konstan flow masuk kembali ke column sebagai refluks ke t ray no.16.
Laporan Kerja Praktek PT. Pertamina RU IV Cilacap
Arthur P.Tonggiro / L2C008017
40
Teknik Kimia Universitas Diponegoro, Semarang Level LDO draw off diambil dari tray no.32 diatur oleh hot LDO pump around tray no.33, sedangkan cold LDO pump around dengan konstan flow masuk kembali ke column sebagai refluks ke tray no.30. Level HDO draw off diambil dari tray no.43 diatur oleh hot HDO pump around tray no.44, sedangkan cold HDO pump around dengan konstan flow masuk kembali ke column sebagai refluks ke tray no.41. Product Stripping 1) Kerosene Stripping Kerosene draw off dari akumulator di bawah tray no. 18 dipisahkan menjadi 3
komponen, yaitu: - Hot kerosene pump around direflux kembali ke kolom fraksinasi dengan pompa (011P-111A/B) -
Kerosene pump around dengan pompa (011P-110A/B) dibagi menjadi dua stream secara parallel dan dilewatkan ke exchanger (011E-103A/B½) dan
(011E-104A/B½). Setelah itu, kedua stream tersebut digabung dan didinginkan dengan (011E-111) selanjutnya dikembalikan ke kolom. -
Product stream masuk ke kerosene stripper (011C-104), dimana material yang
ringan di stripped out dengan menggunakan reboiler (011E-112) yang menggunakan HDO sebagai heating medium, dan dikembalikan ke kolom. Product bottomnya dipompa oleh (011P-112A/B) ke (011E-105A/B) dan
(011E-101) sebelum masuk ke air cooler (011E-113). Selanjutnya produk kerosene dilewatkan trim cooler (011E-114 ½) dan dikirim ke storage. 2) LDO Stripping
LDO draw off dari akumulator di bawah tray no 32 dipisahkan menjadi 3 komponen, yaitu: - Hot LDO pump around direflux kembali ke kolom dengan pompa (011P108A/B). -
LDO pump around dengan pompa (011P-107A/B) dibagi menjadi dua stream secara parallel dan dilewatkan pada exchanger (011E-123 dan 011E108A/B/C). Setelah itu kedua stream tersebut digabung dan selanjutnya dikembalikan ke kolom.
Laporan Kerja Praktek PT. Pertamina RU IV Cilacap
Arthur P.Tonggiro / L2C008017
41
Teknik Kimia Universitas Diponegoro, Semarang -
Product stream masuk ke LDO stripper (011C-103) dimana material yang
ringan distripped out dengan menggunakan reboiler (011E-115) yang menggunakan LSWR sebagai medium heating, dan dikembalikan ke kolom. Product bottomnya dipompa oleh (011P-109A/B ke 011E-106A/B½) dan
masuk ke air cooler (011E-116). Selanjutnya product LDO dikirim ke diesel storage atau dilewatkan ke trim cooler (011E-129) dan dikirim ke storage. 3) HDO stripping
HDO draw off dari akumulator di bawah tray no 43 dipisahkan menjadi 3 komponen, yaitu: - Hot HDO pump around direflux kembali ke kolom oleh pompa (011P105A/B). -
HDO pump around dengan pompa (011P-104A/B) dibagi menjadi dua stream secara parallel dan dilewatkan pada exchanger (011E-120A/B dan 011E-112). Setelah itu kedua stream digabung, masuk ke air cooler (011E-132) dan dikembalikan ke kolom.
-
Product stream masuk ke HDO Stripper (011C-102) dimana material ringan
distripped out dengan menggunakan MP steam. Product bottomnya dipompa (011P-106 ke 011E-107A/B/C, 011E-101A) dan masuk ke air cooler (011E117), product HDO dilewatkan ke vessel (011V-111) dan dikirim ke storage. 4) LSWR Product bottom kolom fraksinasi (LSWR) dipompa dengan (011P-103A/B) dan
dibagi menjadi dua stream. Stream pertama masuk ke tube side LDO stripper reboiler (011E-115) sementara stream kedua bypass (011E-115). Kemudian
bergabung
kembali
dan
masuk
ke
tube
side
(011E-109A/B/C½) untuk
memanaskan crude. Kemudian sebagian LSWR masuk ke visbreaker unit surge drum (019V-101) dimana sebelumnya signal tersebut lewat LSS (Low Signal
Selector). Ini bertujuan bila level main column rendah maka control valve ke visbreaker tetap menutup. Sementara yang lain didinginkan dengan (011E-131A/B dan 011E-118-1/2/3) sebelum ke storage.
Laporan Kerja Praktek PT. Pertamina RU IV Cilacap
Arthur P.Tonggiro / L2C008017
42
Teknik Kimia Universitas Diponegoro, Semarang Overhead Section Uap yang mengandung steam, gas, LPG, light naphtha, dan heavy naphtha dikondensasikan dengan overhead condenser (011E-110), dan dialirkan ke dalam vessel (011V-104) dimana kondensat hydrocarbon dipisahkan dengan kondensat air. Sebagian dari condensed sour water dalam bootleg dipompa kembali ke exchanger (011E-110) sebagai wash water dengan pompa (011P-116A/B) sedangkan sebagian lagi dialirkan ke unit Sour Water Stripper (017V-101). Level bootleg ini diatur oleh 011LIC-011 dengan stream sour water yang ke 017V-101. Hydrocarbon kondensat yang ada dikembalikan ke
kolom sebagai refluk dengan menggunakan pompa (011P-114A/B) dan sebagian lagi dipompa ke recontact drum (011V-105) dengan pompa (011P-115A/B). Di recontact drum, condensat hydrocarbon
101A/B/C).
di mix dengan gas yang dikompresi dengan (011K-
Level kondensat hydrocarbon diatur oleh 011LIC-012 dengan stream
naphtha yang ke recontactor drum . Gas dari 011V-104 masuk K.O. drum (011V-108).
Kondensat yang mungkin ada pada K.O. drum (011V-108) ini dimasukkan ke dalam 011V-109, yang nantinya dengan tekanan fuel gas masuk lagi ke inlet 011V-104. Gas dari 011V-108 ditahan oleh 011K-101A/B/C masuk ke 011V-105 ( recontactor drum ) bersama-sama naphtha ex 011V-104, tekanan main column diatur oleh 011PRC-015 dengan stream gas ke flare, spiel back dan stream dari fuel gas system. Bila 011PRC-015 pada posisi A, maka bila tekanan 011C-101 tinggi maka C.V spill back menutup, dan bila masih tinggi maka C.V ke flare baru membuka. Bila tekanan rendah, maka C.V ke flare akan menutup, baru spill back akan membuka. Apabila keadaan terakhir tekanan masih rendah maka 0110PRC-015 di switch ke posisi B yaitu setelah spill back membuka penuh, tekanan masih turun maka gas ex fuel gas system membuka dan masuk sistem untuk build up tekanan/masukkan tekanan. Sour water yang mungkin masih ada di recontactor drum
(011V-105) dikeluarkan dan masuk ke 017V-101, sedangkan level air/ bootleg diatur oleh 011LIC-014 dengan stream sour water ke 017V-101 tersebut. Hydrocarbon dari 011V105 dipompa oleh 011P-119A/B masuk ke stabilizer section . Sedangkan level 011V-105 diatur oleh 011P-015 dengan stream yang ke stabilizer tersebut. Tekanan 011V-105 diatur oleh 011P-016 dengan stream ke flare dan dari fuel gas system secara full push control.
Laporan Kerja Praktek PT. Pertamina RU IV Cilacap
Arthur P.Tonggiro / L2C008017
43
Teknik Kimia Universitas Diponegoro, Semarang Stabilizer dan Splitter 1. Stabilizer (011C-015) Naphtha yang tidak stabil dari vessel (011V-105) masuk ke shell side (011E-119).
Di exchange r ini unstabiled naphtha di preheated dengan tube side stabilizer bottom . -
Stabilizer bottom dialirkan ke naphtha splitter (011C-106). Light komponen dalam stabilizer distripped out dengan reboiler (011E-120A/B) yang menggunakan HDO
sebagai heating medium. -
Uap dari stabilizer (011C-105) dikondensasikan dengan overhead kondensor (011E-121) dan diteruskan ke overhead receiver (011V-106). Sour water dari vessel (011V-106) dialirkan ke unit Sour Water Stripper (017V-101). Sebagian
kondensate hydrocarbon dipompa dengan (011P-121A/B) sebagai reflux . -
Sebagian kondensat hydrocarbon yang lain didinginkan dengan (011E-122(1,2)) yang menggunakan cooling water sebagai cooling medium dan kemudian dipompa dengan (011P-121A/B) ke LPG Recovery Unit .
-
Jika LPG Recovery mati atau tidak sedang beroperasi maka overhead dari kolom stabilizer dikirim ke fuel gas.
2. Splitter (011C-106) Mixed naphtha dari stabilizer kolom dialirkan ke naphtha splitter (011C-106)
untuk dipisahkan menjadi light dan heavy naphtha . Heavy naphtha dari splitter bottom dipompa dengan (011P-122A/B) dan didinginkan dengan air cooler (011E-124). Dari air cooler sebagian heavy naphtha diumpankan ke Naphtha Hydrotreating Unit
(012V-101) dan para-Xylene Complex sedangkan sebagian yang lain didinginkan dalam (011E-130A/B(1-2)) yang menggunakan cooling water sebagai media pendingin dan selanjutnya dikirim ke storage. Uap dari (011C-106) dikondensasikan dalam air cooler (011E-125) dan dialirkan ke overhead receiver (011V107). Sedangkan sebagian kondensat dari (011V-107) dipompa balik ke kolom (011C-106) sebagai refluk dengan pompa (011P-123A/B), sedangkan yang lain setelah didinginkan dengan (011E-126(1-2)) yang menggunakan air sebagai media pendingin, selanjutnya dikirim ke storage.
Laporan Kerja Praktek PT. Pertamina RU IV Cilacap
Arthur P.Tonggiro / L2C008017
44
Teknik Kimia Universitas Diponegoro, Semarang Chemical Injection Untuk menhindari korosi maka dilakukan injeksi caustic soda, ammonia dan unicor . Injeksi caustic soda dilakukan pada line 11-1002C-12” (sebelum masuk 011E-
101B) masing-masing diatur oleh banyak flow caustic di 011FI-001 dan 011FI-002 dengan pompa 008P-102A/B. Injeksi ammonia dilakukan di overhead line main column dan diatur oleh 100FI-102 dan ammonia ini berasal langsung dari botol. Injeksi unicor dilakukan di overhead main column dan diatur dari pompa 011P-124A/B. Unicor dipompa dari rack drum 011S-101. Sebelum masuk overhead line, unicor ini dicampur dengan slip stream top reflux sebagai carrier dengan sistem F.O ( ristriction orifice ). Injeksi unicor
juga dilakukan di overhead pompa 011P-125A/B dan unicor ini berasal dari unicor rack 011S-102. Seperti halnya di main column, maka sebagai carrier -nya dipakai slip stream dari reflux dengan sistem F.O. Caustic Soda (NaOH)
•
Crude oil tidak hanya mengandung komponen hydrocarbon , tetapi juga mengandung
komponen lain seperti sulfur, nitrogen, dan oksigen. Oksigen bila bereaksi dalam suhu yang tinggi akan menyebabkan korosi pada alat. +
2H
2+
Fe
2+
+ Fe
Fe
+ H2
+ 2OH
Fe(OH)2
Fe(OH)2 akan mudah teroksidasi menjadi Fe 2O3 H2O yang merupakan karat besi. Dengan injeksi ini pada upstream (011E-101A/B), asam dapat dinetralisasi. +
NaOH -
OH
•
-
Na + OH + H
+
H2O
Ammonia dan Unicor
Pada temperatur yang tinggi, terjadi reaksi hydrolitic yang membentuk asam atau campuran asam. MgCl2
2+
Mg
2+
Mg + 2H2O
+
2Cl
+
Mg(OH)2 + 2H
Laporan Kerja Praktek PT. Pertamina RU IV Cilacap
Arthur P.Tonggiro / L2C008017
45
Teknik Kimia Universitas Diponegoro, Semarang Asam yang terbentuk akan naik ke puncak kolom ( top column) dan larut dalam air yang berasal dari stripping steam dan dari crude itu sendiri. Asam ini akan dinetralkan oleh ammonia yang diinjeksikan pada overhead dari kolom. +
HCL
H
+ Cl
NH3 + H2O NH4 + Cl •
-
-
-
NH4 + OH NH4Cl
Ammonium Chloride (NH4Cl) yang terbentuk pada suhu rendah (dingin) pada air
cooler akan mengendap pada dinding tube sehingga akan mengurangi heat transfer .
Untuk menghindari hal tersebut maka perlu dilakukan water washing circulation untuk melarutkan deposit/endapan dari NH 4Cl. Injeksi ini dikontrol dengan pH level. Sour Water yang keluar dari (011V-104) dijaga pHnya berkisar antara 5,5 – 6,5. •
Injeksi unicor bertujuan untuk membentuk lapisan film amine dalam inside tube
pada air cooler sehingga tidak ada kontak langsung antara zat korosif dengan logam pada alat. Tempered Water Air dari 017V-102 dipompa oleh 017P-106A/B/C masuk ke tempered water header , yang mana nantinya dipakai di platforming unit , visbreaking unit , dan crude distilling unit .
Sekembalinya dari unit-unit tersebut, tempered water tersebut bergabung kembali dan didinginkan di 017E-105, kemudian kembali lagi di suction 017P-106A/B/C. Make up water dipakai dari treated water dari deaerator water feed pump .
Tekanan vessel 017V-102 ini diatur dari 017PIC-002 dengan pull push control antara nitrogen dan stream ke atmosfer. Penggerak 017P-106A/B adalah motor, sedangkan 017P-106C adalah steam turbine. Dalam keadaan normal operasi 017P-106A/B adalah jalan, bila salah satu pompa
tersebut mati dari 017FSL-010B dan 017FSL-011B memberikan signal untuk membuka valve steam yang ke steam turbine 017P-106C sehingga steam otomatis 017P-106C jalan.
Aliran sirkulasi tempered water diatur dari 017FLC-013.
Laporan Kerja Praktek PT. Pertamina RU IV Cilacap
Arthur P.Tonggiro / L2C008017
46
Teknik Kimia Universitas Diponegoro, Semarang II.2.2 UNIT 012 NAPHTHA HYDROTREATER
Tujuan proses dari unit Naphtha Hydrotreater (NHT) adalah menghilangkan sulfur, logam berat dan komponen nitrogen serta senyawa oksigen agar heavy naphtha yang dihasilkan memenuhi syarat sebagai umpan di Platforming. Unit naphtha hydrotreating untuk kilang baru Cilacap telah dirancang untuk 3
mengolah 2441 m /jam dan kapasitasnya sebesar 2.440 ton/hari. Fraksi naphtha pada o
selang titik didih 80 - 149 C dari unit crude distillate dipersiapkan sebagai bahan platformer dengan kandungan belerang kurang dari 0,5 ppm agar tidak meracuni atau merusak katalis R-32 di reaktor Platformer. Proses yang dipakai adalah proses naphtha hydrotreting dari Universal Oil Product (UOP). Katalis yang digunakan adalah extrudate alumina (Al2O3) yang mengandung nikel dan molybdenum.
Tujuan
utama
penggunaan
unit
ini
adalah
untuk
membersihkan
atau
mempersiapkan fraksi naphtha dari kontaminan yang terlarut agar dapat digunakan sebagai umpan untuk unit platforming. Ada 6 macam dasar reaksi yang terjadi dalam proses hydrotreating, yaitu : a. Desulfurisasi b. Denitrifikasi c. Pemisahan oksigen d. Penjenuhan olefin e. Pemisahan halide f. Pemisahan logam
Deskripsi Proses
Langkah proses yang terjadi dalam keseluruhan Unit NHT: Feed dan Preheater Naphtha yang diolah di unit NHT ada beberapa jenis, yaitu naphta yang langsung diambil dari splitter coloumn yang ada dalam unit CDU FOC II, naphta yang berasal dari CDU FOC I serta naphta yang berasal dari storage . Naphtha tersebut masuk ke unit NHT ini pertama kali pada Feed Surge Drum (012V-101). Agar tidak terjadi overflow, maka aliran naphtha yang masuk dalam vessel ini dikontrol berdasarkan level cairan yang ada di vessel tersebut. Sementara untuk mengatur tekanan juga dilengkapi pressure control, o
dengan melibatkan aliran fuel gas dan flare. Suhu vessel 55 C, dengan tekanan dijaga pada
Laporan Kerja Praktek PT. Pertamina RU IV Cilacap
Arthur P.Tonggiro / L2C008017
47
Teknik Kimia Universitas Diponegoro, Semarang 2
2,5 kg/cm . Selanjutnya oleh pompa 012P-101A/B, naphtha dipompakan bersama aliran gas yang kaya hidrogen ke Combine Feed Exchanger (CFX) 012E-101(1-8) untuk dipanaskan menggunakan reaktor effluent secara countercurrent , sehingga suhu campuran o
menjadi 329 C. Setelah keluar dari CFX, campuran tersebut akan berubah fase menjadi uap, yang selanjutnya dilewatkan ke dapur 012F-101 agar suhunya sesuai dengan kondisi o
input reaktor NHT, yaitu 370-371 C. Suhu campuran keluar dikontrol dengan cara mengatur pemakaian bahan bakar. Reaktor Naphtha Hidrotreater Keluar dari dapur, campuran kemudian dialirkan ke dalam reaktor NHT (012R102). Reaktor ini adalah reaktor fixed bed katalitis yang didesain untuk aliran feed secara downflow guna menghilangkan impuritas-impuritas yang ada pada naphtha, terutama
sulfur, nitrogen, oksigen, senyawa halida, dan logam, serta untuk penjenuhan olefin. Beda suhu yang terjadi di reaktor akan sangat tergantung pada kadar olefin dan sulfur yang ada dalam feed. Produk keluaran reaktor selanjutnya dialirkan ke Combined Feed Exchanger 012E-101(1-8) di bagian tubenya, baru kemudian dibawa ke product condenser (012E102). Fasilitas air pencuci tersedia di pipa reaktor effluent dari CFX yang menuju kondenser untuk menghilangkan timbunan garam yang mungkin ada pada perpipaan. o
Aliran keluar dari kondenser akan mempunyai suhu yang cukup rendah yaitu 54 C, yang memungkinkan untuk memasukkan seluruh naphtha ke dalam product separator (012V102). Vessel ini dilengkapi dengan blanket coalescer untuk memisahkan gas, cairan hidrokarbon dan air. Di dalamnya juga terdapat bootleg untuk menampung dan memisahkan air yang diinjeksi pada pencucian garam di atas. Air dari bootleg ini akan dialirkan ke Sour Water Stripper (017V-101) sebelum dibuang ke lingkungan. Untuk mensuplai gas H2 ke reaktor, biasanya dilakukan dengan menggunakan recycle gas compressor (012K-101A/B) yang menghisap gas H 2 dari top separator 012V-102 dan
mengalirkannya ke hulu CFX. Sementara aliran gas sebagai make up didapatkan dari unit platformer 014V-103, yang juga dialirkan ke hulu CFX.
Laporan Kerja Praktek PT. Pertamina RU IV Cilacap
Arthur P.Tonggiro / L2C008017
48
Teknik Kimia Universitas Diponegoro, Semarang Stripper Cairan hidrokarbon di separator 012V-102 berdasarkan level kontrol yang ada, dialirkan ke stripper (012C-101) setelah dipanaskan di stripper feed/bottom exchanger 012E-103 (1/2). Stripper ini dilengkapi dengan stripper reboiler (012F-102) yang berfungsi untuk memberikan panas bagi penguapan yang terjadi di stripper, yang akan memisahkan H2S, air dan hidrokarbon ringan, serta gas H 2 yang terlarut dalam feed stripper yang kesemuanya akan mengalir ke Stripper Overhead Condenser (012E-105) dan cairan yang ada akan ditampung di Stripper Receiver (012V-104). Reflux dipompakan ke stripper berdasarkan receiver level control , jadi untuk menambah jumlah reflux, maka panas yang diberikan oleh stripper reboiler (012F-102) harus ditambah untuk memperoleh kondensat yang banyak. Gas yang meninggalkan receiver dikontrol dengan presure control kemudian dialirkan ke fuel gas system. Stripper overhead dilengkapi dengan
sarana penambahan aditive untuk mencegah karat dengan adanya gas H 2S di alirannya. Injeksi ini langsung dilakukan pada aliran uap dari puncak stripper. Minyak dari bottom stripper dipompakan melalui Stripper Feed/Bottom Exchanger 012E-103(1/2) dan aliran
inilah yang selanjutnya dibawa ke unit platformer untuk diolah lebih lanjut. Kadang kala juga sebagian dari stripper bottom ini didinginkan lebih lanjut di trim cooler dan disimpan di storage tank sebagai sweet naphtha.
II.2.3. UNIT 013 AROMATIC HYDROGENATION UNIBON
Tujuan dari proses Aromatic Hydrogenation Unibon adalah untuk memperbaiki smoke point minimal 17 mm. Dimana Unit ini terdiri dari 2 bagian yaitu o
Hydrogen process : mereduksi sulfur, nitrogen, dan heavy metal
o
Aromatic hydrogenation : menaikkan smoke point
AH Unibon kependekan dari Aromatic Hydogenation Unibon mempunyai tujuan utama meningkatkan smoke point kerosene. AH Unibon dibagi atas dua tingkat yaitu: a) Tingkat Pertama (I) Tingkat I bertujuan untuk menyiapkan feed untuk proses pada tingkat II. Proses ini terjadi dalam catalyst reactor UOPS 12.
Laporan Kerja Praktek PT. Pertamina RU IV Cilacap
Arthur P.Tonggiro / L2C008017
49
Teknik Kimia Universitas Diponegoro, Semarang b) Tingkat Kedua (II) Pada tingkat ini reaksi utama untuk meningkatkan smoke point dari kerosene terjadi. Reaksi yang terjadi adalah reaksi aromatic hydrogenation. Proses ini terjadi dalam reaktor UOPH 8. Tingkat pertama proses AH Unibon adalah mempersiapkan feed untuk masuk ke tingkat kedua dengan cara penghilangan senyawa-senyawa yang dapat merusak katalis pada tingkat kedua, antara lain senyawa S, N, O, dsb. Reaksi penghilangan senyawa-senyawa tersebut dilakukan dengan menginjeksi gas H2 dari Platformer. Sedang reaksi katalitik di tingkat II adalah reaksi pengubahan aromatik menjadi naphtene dengan mengatur tekanan, suhu dan injeksi H 2.
Katalis pada unit AH Unibon a) Pada bagian Unibon reaksi yang terjadi dibantu dengan katalis UOP S 12 yang terdiri atas Cobalt dan Molybden dengan Al 2O3 sebagai carrier . Katalis berbentuk metal oksida, sedang desulfurisasi dihasilkan dalam bentuk metal sulfida sehingga bentuk metal oksida harus diubah ke bentuk metal sulfide lewat proses sulfurisasi sebelum proses tingkat I dilakukan. b) Pada bagian Hidrogenasi Aromatik terdapat dua reaktor berisi katalis yang sama yaitu UOP H 8. Katalis terdiri atas Platinum dan Al 2O3 sebagai carrier . Katalis akan berkurang kereaktifannya jika terkontaminasi oleh belerang, nitrogen dan oksigen. Katalis juga dapat menyerap senyawa-senyawa organo metal dan akibat dari penyerapan itu maka katalis akan teracuni sehingga harus diganti dan tidak dapat diregenerasi kembali. Proses terabsorbnya senyawa organo metal ke dalam katalis adalah sebagai berikut: Senyawa organo-metal (metal-organik)
absorbsi + reaksi
→
(Metal + katalis) +
Hidrokarbon
Laporan Kerja Praktek PT. Pertamina RU IV Cilacap
Arthur P.Tonggiro / L2C008017
50
Teknik Kimia Universitas Diponegoro, Semarang
Deskripsi Proses
Proses pada AH Unibon unit ini dibagi atas dua tingkat yaitu: tingkat pertama (I) merupakan tingkat persiapan feed menuju tingkat kedua, dan tingkat kedua ( II) merupakan tempat perbaikan mutu smoke point dari kerosene. 1.
Tingkat I
Preheating Section Umpan proses pada unit ini terdiri atas a) 62% Kerosene. Kerosene keluar dari bottom Kero Stripper (011C-104) lewat pipa atau langsung dipompa dari AH Unibon feed storage lewat pipa 013FRC-001 yang bekerja secara master and slave . b) 38% Light Gas Oil (LGO). LGO ditransfer dari CDU II lewat line 012234A-6”. Kedua umpan kemudian bergabung pada line 131001A- 8” kemudian dialirkan ke feed surge drum. Bootom feed surge drum (013V-101) kemudian ditransfer lewat line 13-
1004A-10” lewat pompa multistage . Tujuan penggunaan multistage pump di sini karena fluida yang dialirkan merupakan fluida bertekanan tinggi dan juga untuk mengurangi suction loss.
Keluar dari pompa multistage fluida tersebut dibagi atas dua stream melewati 131005FE-6” dan 13-1005FE-6” yang dikendalikan dengan control valve 013FRC-006 dan 013FRC-007. Setelah melalui control valve , masing-masing stream bergabung dengan pass recycle gas kemudian masuk ke dalam Combined Feed Exchanger (CFE). Umpan masuk o
o
CFE pada temperatur 58 C dan keluar pada temperatur 354 C. Fluida yang telah mengalami preheating ini secara parallel diumpankan ke dalam Feed Charge Heater (FCH) 013F-101.
Charge Heater Umpan dari preheating section dipanasi suhunya sehingga mencapai temperatur o
reaksi (399 C). Untuk mengatur temperatur dipasang 013TRC-027 sebagai pengatur bahan bakar.
Laporan Kerja Praktek PT. Pertamina RU IV Cilacap
Arthur P.Tonggiro / L2C008017
51
Teknik Kimia Universitas Diponegoro, Semarang Reaktor Outlet fluida yang keluar dari charge heater dialirkan ke dalam reaktor dimana o
selisih temperatur antara temperatur masuk dan keluar reaktor adalah 56 C sedangkan 2
selisih tekanan masuk dan keluar dari reaktor adalah 0,7 kg/cm . Reaksi pemisahan senyawa-senyawa sulfur, nitrogen dan oksigen terjadi pada reaktor ini. Reaksi ini dibantu dengan adanya katalis molybden dan cobalt. Untuk o
membentuk metal sulfide diperlukan temperature 249 C sehingga diperlukan mercaptane sebagai carrier . Produk reaktor keluar lewat bottom (line 13-1012 FHA-10”) dengan o
temperature 416 C. Pendinginan Produk Reaktor Produk dari reaktor dibagi menjadi dua pass kemudian diturunkan suhunya pada Combined Feed Exchanger (CFE) 013E-101A/B. Fluida keluaran dari CFE diinjeksikan make up gas H 2 dari platformer (014V-103). Selanjutnya mengalami pendinginan lanjutan
lewat fin-fan. Untuk mencegah terjadinya penimbunan garam-garam pada fin-fan maka sebelum didinginkan pada fin-fan diinjeksikan condensate dari Platformer sebesar 2% st
feed. Setelah mengalami pendinginan di fin-fan, aliran fluida tersebut ditransfer ke 1
stage separator (013V-103) lewat line 013-0114FE-10”. Tekanan dipertahankan 42 2
kg/cm . Dalam separator terjadi pemisahan antara fraksi gas (65%H2, 32% C1-C2, 3% uap air dan H2S). Gas-gas ini dikirim ke kompresor K.O. drum lewat line 013-1016FE-4”. Setelah dinaikan tekanannya pada kompresor, gas-gas tersebut masuk ke suction compresor . Jika masih ada likuida yang tersisa, likuida ini akan dikirim ke unit Sour Water Stripper (SWS). Likuida dari bottom separator dinaikan suhunya melalui 4 buah o
heat exchanger (013E-103 4/3/2/1) secara seri sampai 266 C sebagai feed dari stripper.
Sedangkan air pada bootleg separator (013V-103) diolah lebih lanjut di SWS. Stripping Section Kerosene yang keluar dari heat exchanger (013E-103 4/3/2/1) diumpankan pada st
tray no. 5 1 stage stripper (013C-101) yang terdiri atas 20 buah tray. Stripper berfungsi untuk membebaskan kerosene dari kandungan H 2S. Untuk mempertahankan kondisi operasi digunakan overhead receiver dan reboiler heater. o
Uap yang keluar dari overhead column memiliki temperatur 179 C didinginkan o
terlebih dahulu pada fin-fan sehingga dicapai suhu 55 C kemudian dikumpulkan pada
Laporan Kerja Praktek PT. Pertamina RU IV Cilacap
Arthur P.Tonggiro / L2C008017
52
Teknik Kimia Universitas Diponegoro, Semarang st
overhead receiver (013V-105). H2S yang merupakan hasil reaksi reaktor 1 stage yang
berupa gas kemudian dibuang melalui top receiver (013V-105). Untuk mempertahankan temperatur kolom maka pada bottom dipasang reboiling system. Pada bottom , sebagian likuida dipanaskan pada reboiler heater (013F-102)
kemudian dikembalikan ke kolom sedangkan sebagian bottom product lainnya dengan o
temperatur 311 C didinginkan melalui 4 rangkaian heat exchanger (013E-103 1/2/3/4) o
secara seri. Outlet dari heat exchanger terakhir bersuhu 117 C merupakan umpan untuk second stage process (tingkat kedua).
2.
Tingkat II
Feed and Preheating Section st
Feed dari 1 stage dibagi menjadi tiga pass yaitu:
a)
Pass I sebelum memasuki heat exchanger dipasang berbagai instrumentasi yaitu: ♦
013FRC-044 bersama dengan 013FRC-043 (pass II) dan 013FRC-042 (pass III) bekerja secara master and slaver dengan level control dari stripper
♦
013FSL-044A dengan hubungan AND bersama dengan 013FSL-042A dari pass I menutup control valve inlet HE pass I dan III
♦
013FSL-044B bersama dengan 013FSL-042B ( pass I) membentuk hubungan AND nd
men-shutdown -kan motor pompa 013P-106A dan B ( 2 ♦
stage charge pump)
013FAL memberitahu kepada operator adanya flow dari pass III
b)
Pass II hanya dilengkapi oleh instrumentasi pengatur aliran saja
c)
Pass III dipasangi insrumentasi: ♦
013FRC-044 bersama dengan 013FRC-043 ( pass II) dan 013FRC-042 ( pass I) bekerja secara master and slave dengan level control dari bottom stripper.
♦
013FSL-044A dengan hubungan AND men-shutdown-kan motor pompa 013P106A dan B
♦
013FAL-044 memberitahukan kepada operator adanya aliran pada pass III
Reactor Charge Heater (013F-103) Fluida pada pass III dipanaskan melalui tiga rangkaian heat exchanger yaitu 013Eo
106A 3/2/1 sampai suhunya 154 C sedangkan fluida pada pass II juga dipanaskan melalui tiga rangkaian heat exchanger (HE) yaitu 013E-106A 3/2/1 sehingga outlet temperature Laporan Kerja Praktek PT. Pertamina RU IV Cilacap
Arthur P.Tonggiro / L2C008017
53
Teknik Kimia Universitas Diponegoro, Semarang o
pada HE terakhir adalah 173 C. Kedua pass ini kemudian dipanaskan kembali pada furnace (013F-103) yang bertindak sebagai charge heater agar dapat dicapai temperatur 6
reaksi. Panas yang diserap fluida pada reactor charge heater adalah 1,77x10 kcal/jam. o
Temperatur fluida keluaran dari charge heater adalah 173 C dengan komposisi 60% likuid dan 40% uap yang kemudian dilewatkan pada top column reactor untuk direaksikan. nd
2
Stage Reactor I (013R-102) Pada bagian ini terjadi reaksi penjenuhan olefin dan juga pembuangan kandungan
sulfur yang masih terikut dalam feed (sulfur removal). Reaksi ini dipromotori oleh katalis UOP H8 yang terdiri dari platinum dan sebagai carrier alumina (Al2O3). Reaksi penjenuhan olefin ini bersifat eksotermis sehingga temperatur keluar reaktor atau Reactor o
Outlet Temperature (ROT) bersuhu sangat tinggi, 216 C. Sedangkan feed untuk reaktor II o
suhunya mendekati reaktor I yaitu 173 C sehingga harus melewati beberapa treatment lagi untuk menyesuaikan dengan temperatur masuk atau Reactor Inlet Temperature (RIT) reaktor II. Untuk menurunkan temperatur outlet reaktor I maka sebagian produk reaktor nd
digunakan untuk memproduksi steam pada 2
stage steam generator (013E-108) untuk o
diambil panasnya sehingga temperaturnya turun menjadi 154 C. Stream yang dipakai untuk menghasilkan steam ini bertemu kembali dengan by pass steam generator stream . Setelah terjadi pertemuan kedua stream maka temperature inlet umpan reaktor II o
mendekati 172 C. Steam yang dihasilkan dari steam generator sebesar 115 ton/hari berupa steam bertekanan sadang ( medium pressure).
2 nd Stage Reactor II (013R-103) Reaksi hidrogenasi aromat dilanjutkan pada reaktor II dengan promotornya adalah katalis UOP H8. Inlet feed reaktor II adalah outlet steam generation reactor I (013E-108), by pass steam generation , dan by pass reactor I (013R-102). Temperatur keluar (ROT) o
sebesar 204 C. Produk reaksi ini yang selanjutnya akan didinginkan. nd
Pendinginan Produk 2 nd
Produk dari 2
Stage Reactor II
stage reactor yang masih memiliki temperatur tinggi digunakan
untuk memanasi by pass feed untuk reaktor II pada HE (013E-105-1). Suhu stream setelah o
digunakan untuk pendinginan by pass reactor II feed turun menjadi 55 C. Selanjutnya stream ini mengalami pendinginan kembali pada fin-fan condenser (013E-107). Setelah nd
didinginkan maka fluida ini dipisahkan pada 2
Laporan Kerja Praktek PT. Pertamina RU IV Cilacap
stage product separator (013V-106)
Arthur P.Tonggiro / L2C008017
54
Teknik Kimia Universitas Diponegoro, Semarang untuk memisahkan gas (H 2, H2S, C1, dan C 2) dengan fluida lain (likuida) yaitu kerosene dan sedikit hidrokarbon. Gas dibuang lewat puncak separator sedangkan likuida dipanaskan kembali pada HE (013E-109). Outlet temperature dari HE (013E-109) sebesar o
116 C. Bottom product dari separator (013V-106) setelah mengalami pemanasan awal
( preheating) pada HE (013E-109) dipecah menjadi dua stream yang selanjutnya dipanaskan kembali pada furnace. Panas yang diserap oleh 2 stream (berisi kerosene) 6
o
sebesar 4,73x10 kcal/jam mengakibatkan suhu keluar furnace sebesar 179 C. Selanjutnya nd
kedua stream tersebut bergabung kembali untuk menjadi umpan dari 2
stage stripper.
Sedangkan top product yang berupa gas dikompresi oleh compressor untuk dinaikan 2
2
tekanannya dari 53 kg/cm menjadi 66 kg/cm yang selanjutnya berfungsi sebagai recycle nd
gas pada umpan 2 nd
2
stage reactor I.
Stage Stripper (013C-102) nd
2
stage stripper berfungsi melucuti senyawa-senyawa hidrokarbon ringan untuk
memperbaiki smoke point dari kerosene. Stripper ini terdiri atas 10 buah tray. Bottom product nya berupa likuid yang merupakan kerosene. Sedangkan Top product nya
merupakan gas hidrokarbon ringan ( light hydrocarbon ). Gas hidrokarbon ringan setelah dilucuti dengan stripping steam keluar lewat Overhead section . Gas ini kemudian didinginkan melalui fin-fan (013E-110) kemudian
ditransfer ke receiver (013V-107). Sedangkan produk kerosene keluar lewat bagian bawah kolom ( bottom section ). Level stripper dikendalikan oleh 013LIC-030 untuk menentukan banyaknya produksi ke tangki produk kerosene. Bottom product kemudian dipompa untuk didinginkan pada fino
o
fan condenser (013E-111) sehingga temperaturnya turun dari 112 C menjadi 55 C yang
selanjutnya disimpan dalam tangki penyimpan kerosene.
Laporan Kerja Praktek PT. Pertamina RU IV Cilacap
Arthur P.Tonggiro / L2C008017
55
Teknik Kimia Universitas Diponegoro, Semarang II.2.4. UNIT 014 PLATFORMING dengan CCR
Tujuan proses di Platforming ini adalah mengolah lebih lanjut naphtha dari unit 012 untuk menaikkan angka oktan menjadi lebih tinggi, untuk campuran blending gasoline atau premium. Platformer unit pada ekspansi di Unit Pengolahan IV Cilacap didesain untuk
mengolah 20.000 barrel/hari naphtha hydrotreated Attaka dan Arjuna menjadi komponen blending motor gasoline dengan menggunakan Continous Catalist Regeneration ( CCR ). Platformer Unit ini didesain oleh UOP dengan menggunakan Catalyst Bimetalic UOP-32
yang terdiri dari Platinum dan Octanato sebagai aktifator dimana sebagai carrier -nya adalah alumina oxide dengan menggunakan system CCR Feed naphtha untuk platformer unit mengandung senyawa-senyawa parafin, naphthene , aromatik, dan sedikit sekali olefin, dengan atom karbon 6 sampai 11. Tujuan
dari proses platforming ini adalah untuk memproduksi aromatik dari naphthene dan parafin. Aromatik yang ada dalam feed relatif stabil dan di reaktor platforming hanya lewat saja tidak mengalami perubahan. Naphthene paling mudah/cepat diubah menjadi aromatik, sedangkan parafin cukup lambat dan kurang efisien. Reaksi ini terjadi pada temperatur dan tekanan yang tinggi. Kondisi temperatur dan tekanan yang tinggi hanya mungkin terjadi pada waktu start up yang diikuti dengan bergantian katalis atau regenerasi katalis. Reaksi ini dipromote oleh fungsi metal dari katalis dan dominan pada temperatur dan tekanan yang tinggi. Keadaan ini bisa dicegah dengan jalan melemahkan fungsi metal dari katalis dengan menambahkan sulfur.
Deskripsi Proses
Feed reaktor dan Preheat Exchanger Hydrotreated naphtha sebagai feed ke platformer berasal dari bottom stripper o
(012C-101) di unit Naphtha Hydrotreater yang sudah didinginkan sampai suhu 116 C. Kemudian feed ini dibagi menjadi dua arus dan masing-masing dicampur dengan recycle gas hidrogen yang berasal dari discharge compressor (014K-101). Kemudian masingmasing masuk ke tube side Combined Feed Exchanger 014E-101A dan 014E-101B o
dimana suhunya menjadi 454 C, feed ini secara total telah berubah menjadi uap.
Laporan Kerja Praktek PT. Pertamina RU IV Cilacap
Arthur P.Tonggiro / L2C008017
56
Teknik Kimia Universitas Diponegoro, Semarang Reaktor Heater No.1 o
Feed yang telah dipanaskan sampai suhu 454 C tersebut kemudian dicampur
kembali dan dialirkan ke dapur No.1, untuk dipanaskan kembali sampai suhu yang diinginkan. Suhu keluar dapur dikontrol dengan flow fuel gas yang dipakai dapur. Reaktor Platformer No.1 Campuran feed masuk secara radial ke dalam katalis bed. Perbedaan tekanan yang 2
diizinkan tidak boleh lebih dari 1 kg/cm . Yang terpenting adalah melindungi katalis, oleh karena itu tidak boleh beroperasi pada feed rendah, suhu tinggi, tekanan rendah, atau flow recycle gas rendah, juga harus dihindari adanya air dalam feed .
Reaktor Heater No.2 Campuran hasil dari reaktor No.1 mengalir ke raktor heater no.2 untuk dipanaskan kembali sampai suhu yang diinginkan. Reaktor Platformer No.2 Campuran kembali masuk ke dalam reaktor secara radial ke dalam katalis bed. Reaktor Heater No.3 Setelah keluar dari reaktor no.2 maka campuran kembali dipanaskan sampai suhu yang diinginkan reaktor.
Reaktor Platformer No.3 Campuran kembali lagi dimasukkan ke dalam katalis bed pada reaktor no.3 Reactor Product Separator Produk reaktor yang mengalir dari bottom reactor no.3 dibagi 2 arus, masingmasing ke combined heat exchanger (014E-101A/B) untuk memanaskan feed sebelum o
masuk dapur no.1. Campuran ini sendiri akan terkondensasi dan dingin sampai 119 C. Kemudian aliran ini masuk ke dalam Reactor Product Condensor (014E-102A/B) dimana o
akan dingin menjadi 55 C dan kemudian masuk ke shell side dari Reactor Product Trim o
Cooler (014E-103A/B) dimana suhunya akan turun menjadi 38 C dan mengalir ke dalam Reactor Product Separator (014V-101). Reactor Product Separator beroperasi pada 7 2
kg/cm
untuk memisahkan gas dan liquidnya. Liquid hidrokarbon yang didapatkan
dipompakan ke debutanizer, sementara gas dari top separator masuk ke dalam suction dari recycle gas compressor (014K-101) yang digerakkan oleh MP steam untuk direcycle ke
Laporan Kerja Praktek PT. Pertamina RU IV Cilacap
Arthur P.Tonggiro / L2C008017
57
Teknik Kimia Universitas Diponegoro, Semarang reaktor bersama dengan feed sebelum masuk ke Combined Feed Exchanger . Tekanan separator diatur oleh pressure control pada top separator . Kelebihan gas akan masuk ke dalam suction dari gas booster compressor (014K-102A/B/C) yang masing-masing terdiri dari 3 stage dimana discharge stage ke 3 masuk bersama dengan reactor product separator ke recontact drum (014V-103), sebelumnya produk top dari reactor product separator (014V-101) dilewatkan pada kolom adsorber untuk memisahkan chloride yang
terbawa. Liquid dari recontact drum masuk sebagai feed debutanizer (014C-101) sedangkan gasnya yang sebagian besar adalah gas H 2 dialirkan sebagai make up gas ke unit-unit lain, diantaranya NHT, Thermal Destillate Hidrotreater dan AH Unibon. Injeksi Chlorida dan Condensat Penambahan kondensat dan organic chloride (Propilen Dichlorida) adalah untuk mengatur level klorida di katalis dimana diinjeksikan sebelum dan sesudah Combined Feed Exchanger . Untuk injeksi kondensat dipakai treated water yang dipompakan ke feed
setelah Combined Feed Exchanger . Untuk injeksi chemical , dipompakan ke feed sebelum masuk ke Combined Feed Exchanger .
Debutanizer Platformer Liquid dari recontact drum masuk ke flash drum (014V-101) dimana liquid dari flash drum ini selanjutnya dipompakan ke shell side dari debutanizer feed/bottom o
exchanger (014E-107 1/2/3). Feed debutanizer ini akan dipanaskan sampai 191 C, baru
kemudian masuk ke dalam kolom debutanizer yang terdiri dari 30 tray pada tray di atas 20. Di debutanizer ini fraksi-fraksi ringan dan H 2S dipisahkan dengan memanaskan bottom di dapur reboiler (014F-104) yang mampu memanaskan bottom debutanizer ini o
o
dari 248 C menjadi 261 C dengan memakai fuel gas dan fuel oil. Bottom debutanizer yang telah dipanaskan ini kembali ke kolom debutanizer di bawah tray 30. Sebagian lain dari o
bottom debutanizer akan masuk ke air cooler agar suhunya turun menjadi 55 C, kemudian o
kembali didinginkan dalam shell side trim cooler agar suhunya menjadi 38 C sebagai platformate yang siap dialirkan ke dalam tanki penyimpanan sebagai komponen blending o
2
mogas. Overhead dari debutanizer pada suhu 68 C dengan tekanan 18 kg/cm mengalir ke o
debutanizer overhead condensor dimana didinginkan sampai 55 C dan kemudian ke o
debutanizer overhead trim cooler sampai suhunya menjadi 38 C baru kemudian ke
Laporan Kerja Praktek PT. Pertamina RU IV Cilacap
Arthur P.Tonggiro / L2C008017
58
Teknik Kimia Universitas Diponegoro, Semarang debutanizer overhead receiver . Tekanan debutanizer diatur dengan mengatur aliran fuel gas yang berasal dari flash drum. Liquid yang didapatkan dari debutanizer overhead receiver sebagian dipompakan sebagai reflux pada top debutanizer , dan sebagian lagi
dialirkan sebagai feed dalam LPG unit. Sedangkan gas yang didapatkan dari sini bersamasama dengan liquid yang berasal dari recontact drum masuk ke flash drum.
II.2.5. UNIT 015 LPG RECOVERY
Tujuan dari unit LPG recovery adalah memisahkan LPG propane dan LPG butane yang berasal dari stabilizer column (CDU II) dan debutanizer dari unit platforming. Umpan unit 015 berasal dari fluida top kolom stabilizer (unit 011) dan fluida keluaran top kolom debutanizer (unit 014). Kapasitas LPG plant ini adalah 5500 barrel/hari dan produk yang dihasilkan dari unit ini adalah LPG butane dan LPG propane.
Deskripsi Proses
Umpan yang berupa liquid dari overhead Stabilizer (011V106) di CDU II dan liquid dari overhead Debuthanizer (014V105) di Platforming Unit dikombinasikan o
terlebih dahulu untuk memasuki LPG Recovery Unit sebagai feed pada suhu 38 C melalui line 15-1003CC-4”-Ih. Kombinasi feed lalu mengalami pemanasan pendahuluan masuk
pada shell side di Deethanizer Feed / Deprophanizer Bottom Exchanger (015E102) dengan pemanas pada tube side adalah keluaran dari bottom Depropanizer , akan keluar o
pada suhu 59 C dan masuk pada shell side di Deethanizer Feed / Bottom Exchanger (015E101) dengan pemanas pada tube side adalah keluaran dari bottom Deethanizer , akan o
keluar pada suhu 96 C sebelum memasuki Deethanizer Column (015C101) melalui line 15-1004CC-4”-Ih. Umpan masuk pada tray no.20 dari Deethanizer Column (015C101). Deethanizer 2
Column bekerja pada tekanan 32,5 kg/cm G. Ethane dan fraksi gas yang lebih ringan o
diambil di overhead dari Deethanizer Column pada suhu 58 C melalui line 15-1005CC-6” dan uap ini akan dikondensasikan secara parsial secara berlawanan arah masuk ke shell side dari Deethanizer Cooler (015E105 1/2) dengan tube side berupa cooling water o
sebelum memasuki Deethanizer Receiver (015V101) pada suhu 38 C. Di dalam Deethanizer Receiver akan terjadi pemisahan berupa tiga fasa yaitu net gas, sour water ,
dan cairan hidrokarbon. Sour water yang terkumpul di bootleg dialirkan dengan dikontrol
Laporan Kerja Praktek PT. Pertamina RU IV Cilacap
Arthur P.Tonggiro / L2C008017
59
Teknik Kimia Universitas Diponegoro, Semarang tekanannya menuju ke Sour Water Stripper unit 017. Hidrokarbon cair dari vessel ini direfluk kembali ke Deethanizer Column pada tray no.1 melalui Deethanizer Reflux Pump (015P101 A/B). Net gas masuk pada shell side di Deethanizer Net Gas Heater (015E109) dipanaskan dengan LP steam pada tube side kemudian dialirkan ke fuel gas system pada o
suhu 48 C. Deethanizer Column dialiri panas dengan LP steam yang diumpankan ke Deethanizer Reboiler (015E104). Campuran C 3 /C4 LPG produk dari Deethanizer bottom o
pada suhu 123 C didinginkan secara parsial di bagian tube dari Deethanizer Feed / Bottom Exchanger (015E101) dengan pendingin pada bagian shell yaitu Deethanizer feed , dan o
akan keluar pada suhu 93 C lalu memasuki Depropanizer Column (015C102) pada tray no.20 melalui line 15-1008CC-4”-Ih. 2
Depropanizer Coluimn bekerja pada tekanan 17,1 kg/cm G. Campuran LPG C 3 /C4
yang baru masuk dipisahkan menjadi C 3 dan C4 LPG. Overhead produk dialirkan pada o
suhu 52 C melalui line 15-1013AC-10” lalu secara total dikondensasikan di air cooled Depropanizer Condenser (105E107) kemudian masuk ke Depropanizer Receiver
(015V102) melalui pressured control system bypass uap panas (015PDIC-003). Di dalam Depropanizer Receiver , sebagian dari overhead liquid direfluk kembali ke tray no.1 menggunakan Depropanizer Reflux Pump (015P102 A/B). Liquid overhead yang tersisa dipompa oleh Depropanizer Propane Product Pump (015P103 A/B) ke bagian shell dari Propane Cooler (015E108) dengan injeksi cooling water pada bagian tube, kemudian dikirim ke Propane KOH Treater (015C103) untuk menghilangkan
komponen sulfur yang tidak diinginkan. Di kolom ini diinjeksikan make up water dari Water Injection Tank (015V104) oleh Water Injection Pump (015P104 A/B). Produk o
propane akan keluar pada suhu 38 C dan akan dikirim ke tempat penampungan propane
yang tersedia. Depropanizer Column dididihkan/diuapkan kembali dengan LP steam yang
diumpankan ke Depropanizer Reboiler (015E106) pada bagian tube. Produk butane dari Depropanizer bottom dialirkan dengan dikontrol tekanannya ke bagian tube dari Deethanizer Feed / Depropanizer Bottom Exchanger (015E102) dengan pendingin dari Deethanizer Feed . Kemudian didinginkan kembali pada bagian shell dari Butane Cooler
Laporan Kerja Praktek PT. Pertamina RU IV Cilacap
Arthur P.Tonggiro / L2C008017
60
Teknik Kimia Universitas Diponegoro, Semarang (015E103 1/2) dengan pendingin pada bagian tube yaitu cooling water dan akan keluar o
pada suhu 38 C yang akan dikirimkan ke tempat penampungan butane yang tersedia.
II.2.6. UNIT 016 CRACKED NAPHTHA MINALK MEROX
Tujuan proses pada unit ini adalah pengolahan naphtha menjadi komponen mogas untuk memproduksi gasoline. Setelah melewati visbreaker unit naphtha masih mengandung senyawa mercaptane sebesar 140 ppm wt. Mercaptane akan mempengaruhi sifat mogas sehingga berbau tidak enak dan korosif. Proses ini lebih sederhana dibandingkan dengan unit kero-merox karena tidak perlu diberlakukan pretreatment seperti water wash, sand filter , salt filter , dsb. Naphtha dari visbreaker juga banyak mengandung senyawa olefin yang merupakan hasil dari thermal cracking, senyawa olefin dapat menyebabkan ketidaksetabilan pada mogas karena dapat membentuk existent gum. Untuk mencegah timbulnya gum ini maka disuntikan inhibitor yang berperan sebagai antioksidan yaitu pheniline diamine.
Deskripsi Proses
Bagian Ekstraksi (Extraction Section) Feed
Merox yang berupa naphta dari unit visbreaker thermal cracking sebesar 1312
ton/hari dialirkan dalam pipa. Fluida ini diinjeksikan dengan caustic soda (NaOH) dengan o
spesifikasi 5 Be, dengan laju alir 35 kg/jam dialirkan dari tangki 016T101. Feed merox yang telah diinjeksi ini kemudian dialirkan ke mixer untuk dicampur dengan udara bertekanan. Bagian Oksidasi (Oxidation Section) Udara bertekanan dari kompresor 016K101 A/B dialirkan ke dalam air receiver kemudian dicampur dengan feed merox dari bagian ekstraksi dalam sebuah mixer. Feed yang tercampur dengan udara bertekanan kemudian masuk pada bagian samping atas
dari reaktor (016R101) kemudian produknya keluar dari samping bawah reaktor berupa treated naphta dengan doctor test negative . Sedang di bottom reactor dilengkapi dengan dry pot untuk memisahkan air dengan caustic. Produk treated naphta kemudian dialirkan
ke bagian injeksi inhibitor.
Laporan Kerja Praktek PT. Pertamina RU IV Cilacap
Arthur P.Tonggiro / L2C008017
61
Teknik Kimia Universitas Diponegoro, Semarang Bagian Injeksi Inhibitor (Inhibitor Injection Section) Agar tidak terbentuk gum dalam penyimpanan dan pemakaian maka perlu ditambahkan anti oxidant berupa pheniline diamine (inhibitor UOP no.5). Inhibitor ini dialirkan secara
gravitasi ke inhibitor injection pot 016V102. Dimana inhibitor berasal dari inhibitor drum rack 016S105. Dari injection pot , inhibitor tersebut dialirkan lewat pipa yang akhirnya
bertemu dengan treated naphta dari seksi oksidasi. Treated naphta yang telah diinjeksi kemudian dialirkan ke tangki penampungan ( storage tank ).
II.2.7. UNIT 017 SOUR WATER STRIPPER
Tujuan proses pada unit Sour Water Stripper (SWS) adalah mengurangi kadar H 2S sour water dan menurunkan kadar NH3. Sour Water Treating Unit menerima refinery sour water dari Visbreaking Unit, Naphtha Hydrotreating Unit, High Vacuum Unit, Crude Distillation Unit, LPG Recovery Unit, AH Unibon Unit dan Distillate Hydrotreating Unit.
Hidrogen sulfida dan ammonia dipisahkan dari air dan dikirim ke flare untuk dibakar, Stripper Water dikirim ke Desalting Water Surge Drum di Crude Distillation Unit atau bisa juga dibuang ke sewer . 3
Unit ini dirancang untuk mengolah Sour Water sebanyak 69 m /jam, yang diperkirakan mengandung 623 kg/jam H 2S dan 29 kg/jam NH 3. Unit ini akan mampu memisahkan 97% dari H 2S dan 90% dari NH 3 yang terkandung dalam Sour Water .
Deskripsi Proses
Kontaminan utama dalam Sour Water Stream yang dihasilkan dalam kilang adalah H2S dan NH3. Kontaminan lainnya antara lain phenol, mercaptant, sianida, CO 2 dan pada hydrocracking sour water terdapat fluoride.
Di dalam sour water , H2S dan NH3 terdapat dalam bentuk NH 4HS yang merupakan garam dari basa lemah dan asam lemah. Di dalam larutan, garam ini terhidrolisa menjadi bentuk H2S dan NH3. Reaksi keseimbangan dapat dituliskan sebagai berikut: NH4
+
+
HS
-
NH3
Laporan Kerja Praktek PT. Pertamina RU IV Cilacap
+
H 2S
Arthur P.Tonggiro / L2C008017
62
Teknik Kimia Universitas Diponegoro, Semarang Konstanta keseimbangan hidrolisa dapat didefinisikan sebagai berikut : KH =
( H 2 S ) ( NH 3 )
( HS ) ( NH ) −
+
4
H2S dan NH3 sangat mudah menguap pada phase cairnya, untuk perhitungan atau lainnya digunakan tekanan parsial pada phase uap (Hukum Henry). Gas H2S dan NH3 dapat dipisahkan dengan menggunakan steam sebagai stripping medium atau steam yang terjadi dari pemanasan sour water itu sendiri (dalam reboiler ).
Kecenderungan hidrolisa naik dengan naiknya suhu. Kelarutan H 2S bebas di dalam air lebih kecil dibandingkan dengan NH3, sehingga H 2S lebih cepat dapat dipisahkan. Dengan demikian sour water stream yang telah menjalani stripping, residual total NH3 /H2S akan naik yang menyebabkan larutan menjadi lebih alkalis. Keseimbangan hidrolisa kemudian cenderung ke bentuk ionisasi, hingga stage yang lebih bawah dalam sour water stripper mempunyai tugas yang lebih sulit dalam pekerjaannya. Temperatur gradien dalam kolom memperlihatkan bahwa sebagian besar dari steam pemanas terkondensasi di puncak kolom, yang berarti bahwa porsi dari steam pemanas yang berfungsi sebagai stripping steam adalah pada bagian yang lebih bawah dalam kolom. Hal ini sangat penting dalam perencanaan dan operasi dari sour water stripper dimana banyaknya steam yang meninggalkan puncak kolom diusahakan sekecil
mungkin. Sebagian besar dari H 2S dipisahkan di bagian puncak dari kolom dan pemisahan NH3 adalah merata pada setiap stage.
II.2.8. UNIT 018 THERMAL DISTILLATE HYDROTREATER
Tujuan proses pada unit Thermal Distillate Hydrotreater (TDHT) adalah mengolah LDO dan HDO dari visbreaker agar diperoleh diesel oil dengan indeks sekitar 45 dan flash o
point tidak kurang lebih dari 67,78 C.
Unit ini bertujuan untuk mengolah gas oil baik Heavy Gas Oil (HGO) maupun Light Gas Oil (LGO) yang dihasilkan oleh unit visbreaker (unit 019) dengan kapasitas
1850 ton/day. Pada Thermal Distillate Hydrotreater (TDHT), HGO dan LGO akan diperbaiki cetane number nya (peningkatan cetane number ) dengan cara menjenuhkan ikatan ragkap melalui reaksi hidrogenasi. Meningkatnya harga cetane number akan meningkatkan high ignition dari produk. H2 yang digunakan dalam TDHT diperoleh dari
Laporan Kerja Praktek PT. Pertamina RU IV Cilacap
Arthur P.Tonggiro / L2C008017
63
Teknik Kimia Universitas Diponegoro, Semarang unit platformer (unit 014). Kemurnian atau purity minimum dari H2 adalah 70%. Pada proses ini terjadi juga proses pengikatan senyawa S, N 2 dan O2 yang bersenyawa dengan hidrokarbon seperti cyclic sulfide , thiopenic mercaptane , sulfide , dsb. Pengikatan ini akan menstabilkan hidrokarbon dengan menggunakan H 2 sebagai pengikat. Feed TDHT berasal dari visbreaker merupakan hasil rengkahan sehingga banyak mengandung ikatan-ikatan rangkap yang belum stabil. Jika feed ini digunakan langsung akan menyebabkan decolorisasi.
Deskripsi Proses
Seksi Reaksi:
Feed Surge Drum (018V101) Feed surge drum berfungsi untuk mengumpulkan feed yang digunakan dalam
proses thermal distillate hydrotreater. Feed yang digunakan adalah LGO dan HGO hasil dari proses visbreaker. Selanjutnya feed yang telah tertampung ditarik dengan pompa untuk mengalami preheating terlebih dulu pada combined feed exchanger atau CFE (018E101 1/2/3). Pada CFE ini feed juga diinjeksikan gas H2. Keluar dari CFE, feed kemudian dipanaskan sampai suhu reaksi pada heater. Heater (018F101) Feed yang masuk heater sudah bersama-sama dengan H 2 yang diinjeksikan melalui o
CFE. Feed masuk ke heater pada suhu 656 F dan setelah dipanaskan dan keluar dari o
heater suhunya menjadi 665 F. Heater dilengkapi dengan flange off inlet dan outlet yang
bertujuan untuk pengeringan heater pada sisi refractory. Heater ini berbahan bakar fuel oil dan fuel gas. Pada bagian koneksi, heater dilengkapi dengan fasilitas MP steam untuk menghilangkan deposit karbon akibat pembakaran fuel oil dan fuel gas. Selain itu pada fire box juga dilengkapi dengan snuffing steam yang berfungsi mengusir gas-gas sisa
pembakaran jika terjadi kondisi darurat. Panas yang dihasilkan furnace menurut desain 6
o
sebesar 4,03x10 kcal/jam dengan ΔT sebesar 6 C. Heater yang digunakan adalah: charge heater (018F101) dan reboiler stripper (018F102).
Reaktor (018R101) Reaktor TDHT dilengkapi dengan katalis cobalt molybden dengan carrier Al2O3. o
Feed setelah dipanaskan oleh heater dengan temperature 665 F dan tekanan 51,4 kg/cm
2
masuk pada bagian bawah (bottom) reaktor ( down flow). Proses down flow bertujuan
Laporan Kerja Praktek PT. Pertamina RU IV Cilacap
Arthur P.Tonggiro / L2C008017
64
Teknik Kimia Universitas Diponegoro, Semarang untuk menjaga agar jangan sampai katalis berubah letak. Perubahan letak katalis dapat mengakibatkan distribusi feed yang tidak merata sehingga akan mempengaruhi hasil reaktor (produk). Reaktor juga dilengkapi dengan
udara dan O 2 analizer untuk
meregenerasi katalis. Pemisahan Produk-produk Reaktor (018V102) 2
o
Produk reaktor (P=51,9 kg/cm dan T=399 C) yang berupa oksigen dan minyak (treated LGO dan HGO) setelah dihilangkan pengotor-pengotornya dan juga dijenuhkan ikatan rangkapnya dilewatkan pada rangkaian Heat Exchanger (HE) yang disusun secara seri untuk menghilangkan panas dari produk dengan cara mentransfer panas yang dibawa produk ke feed reactor. Pendinginan diteruskan lagi oleh cooler yang berupa fin-fan di mana sebelum masuk fin-fan diinjeksikan air terlebih dulu untuk mencegah kebuntuan dalam fin-fan tubes. Pendinginan oleh fin-fan mengakibatkan terbentuknya 3 fasa yaitu 1 fasa gas, dan 2 fasa likuida yang berupa minyak dan air. Gas dan Condensate yang berupa likuida tadi kemudian ditampung dalam settler (018V102). Fasa gas yang terjadi dalam reaktor kemudian dikompres dengan kompresor (018K101A dan B), namun sebelum masuk ke kompresor dilewatkan terlebih dahulu pada knock out drum untuk memberi kesempatan HC yang belum terkondensasi untuk mengembun sehingga hanya gas (H 2 dan H2S) saja yang ditarik oleh kompresor. Air yang ada pada separator kemudian diolah lebih lanjut pada unit SWS (Sour Water Stripper ). Sedangkan HC dialirkan ke unit fraksinasi. 2
Tekanan pada separator dijaga sebesar 49 kg/cm . Jika terjadi kelebihan gas pada separator maka PSV ( Pressure Safety Valve ) akan terbuka dan membuang gas berlebih ke flare. Selain itu separator juga dilengkapi dengan mesh blanket untuk memisahkan kotoran
agar tidak masuk ke pompa. Kompresor (018K101A/B) Kompresor yang dipakai adalah reciprocating compressor sebanyak dua buah yaitu: 018K101A dan 018K101B. Fungsi dari kompresor ini adalah me- recycle gas H2 dari separator (018V102) menjadi feed dari reactor (018R101). Gas yang dikompres diambil dari knock out drum dengan komposisi terbesar adalah H 2 selain itu ada pula gas lain yang berupa H 2S dan HC dalam jumlah yang sangat sedikit. Tekanan isap kompresor 2
sebesar 47,6 kg/cm . Gas yang keluar dari kompresor akan dipanaskan dan dikompresi dalam combined feed exchanger (018E101.1,2,3) sehingga suhu dan tekanan keluar dari
Laporan Kerja Praktek PT. Pertamina RU IV Cilacap
Arthur P.Tonggiro / L2C008017
65
Teknik Kimia Universitas Diponegoro, Semarang o
2
CFE sebesar 70,5 C dan 56,5 kg/cm . Kompresor digerakkan oleh motor dan memiliki desain rasio kompresi 1,185 .
Seksi Stripping:
High Pressure Stripping (018C101) Feed untuk HP stripping diperoleh dari bottom product Separator ( HP Separator
018V102). Tekanan fluida dari HP separator sebesar 49 kg/cm
2
dan suhunya dinaikan
o
menjadi 221 C melalui heat exchanger (HE) 018E102.1,2,3. HP stripping column terdiri atas 10 trays yang bertujuan memisahkan fraksi ringan
termasuk H2S. Sebagai gas pelucut digunakan medium pressure stripping steam. Hasil dari top column (puncak kolom) didinginkan di overhead condenser 6
(018E105) dengan heat duty 2,34x10
kcal/jam. Pada overhead HP stripper juga
diinjeksikan inhibitor untuk mencegah terjadinya korosi. Inhibitor yang digunakan adalah unicor sebesar 52 cc/jam. Inhibitor ini ditarik dengan pompa 018P106 dari drum rack langsung ke line overhead prouct. Overhead product Setelah didinginkan pada overhead condenser (018E105) ditampung dalam vessel (018V104). Pada vessel ini akan terbentuk
dua fasa yaitu fasa air dan fasa HC. Air yang terbentuk kemudian dihilangkan kandungan H2S-nya pada unit Sour Water Stripper. Sedangkan fasa HC yang terbentuk sebagian dipompa dengan pompa 018P101A/B untuk dikembalikan ke vessel 018V104 sebagai balancing line . Sedangkan sebagian lagi dijadikan feed HP stripper. Sedangkan bottom product -nya diproses lebih lanjut dalam LP Separator.
Low Pressure Stripping (018C102) Feed untuk LPS adalah bottom product dari HP Stripping yang dialirkan ke LPS tanpa bantuan pompa. Fungsi dari LPS adalah memisahkan fraksi-fraksi ringan yang masih terikut pada produk HP Stripping sehingga nantinya produk akan memenuhi o
spesifikasi, misalnya spesifikasi flash point . Feed masuk LP Stripper pada suhu 215 C. LP Stripper terdiri atas 20 trays, sebagai gas pelucut tidak digunakan stripping steam namun digunakan sebagian dari bottom product . Penggunaan bottom product ini
bertujuan untuk menghilangkan kandungan air yang terikut pada feed . Overhead product LP Stripper selanjutnya dialirkan ke cooler (018E106) untuk
didinginkan. Condensate
yang dihasilkan kemudian ditampung dalam
receiver
(018V105). Sedangkan bottom product receiver dipompa dengan pompa 018P104A/B.
Laporan Kerja Praktek PT. Pertamina RU IV Cilacap
Arthur P.Tonggiro / L2C008017
66
Teknik Kimia Universitas Diponegoro, Semarang Discharge dari pompa dipecah menjadi dua aliran ( stream), sebagian dialirkan ke puncak
kolom sebagai reflux LP Stripper untuk mempertahankan temperature puncak kolom o
sebesar 110 C dan sebagian lagi dialirkan ke unit 011V104. Tekanan pada puncak kolom 2
besarnya 0,68 kg/cm . Bottom product LP Stripper ditarik dengan pompa 018P103A/B yang memiliki 2
3
tekanan 7,5 kg/cm dengan kapasitas 270 m /jam. Discharge pompa dibagi menjadi dua aliran. Sebagian melalui reboiler (018F102) keluar dari reboiler masuk ke stripper pada tray ke 20. Fluida keluar dari 018F102 terdiri atas dua fasa yaitu: ♦
Fasa uap (vapor) dengan rate 39452,1 kg/cm
♦
Fasa Likuid dengan rate 39453,1 kg/cm
♦
Temperature 303 C
2
2
o
Sedang sebagian lagikeluar dari pompa ke heat exchanger (018E102.1,2,3) kemudian didinginkan lebih lanjut pada cooler (018E104). Setelah mengalami dua kali pendinginan di HE dan cooler maka produk dimasukkan ke storage. Pada top column tidak diinjeksikan inhibitor karena diasumsikan H 2S sudah dilucuti pada High Pressure Stripper Overhead yang kemudian ditampung pada 018V04 . Gas pada 018V104 dibuang ke flare. Sedangkan yang tercampur dalam air diolah lebih lanjut pada unit SWS. Produk pada overhead product LP Stripper:
II.2.9. UNIT 019 THERMAL CRACKING / VISBREAKING
Tujuan proses pada unit Thermal Cracking / Visbreaking adalah mengolah reduced crude dari kolom distilasi untuk memberikan nilai tambah pada residu.
Visbreaking (Viscosity Breaking ) merupakan proses cracking dengan media pemanas. Dimana pemanasnya dibatasi oleh visbreaker residue stability yang digunakan sebagai komponen fuel oil (FO). Sehingga proses visbreaking pada dasarnya merupakan proses thermal cracking . Gabungan dari vis/thermal cracking punya tujuan: ♦
Meminimalisasi produksi FO
♦
Memperbaiki kualitas pour point FO sebelum visbreaking process mengolah wax feed stock o
♦
Memaksimalkan distillate 350 C End Point
♦
Mendapatkan FO sesuai dengan spesifikasi pasar
Laporan Kerja Praktek PT. Pertamina RU IV Cilacap
Arthur P.Tonggiro / L2C008017
67
Teknik Kimia Universitas Diponegoro, Semarang Minyak residu ( oil residue) merupakan hidrokarbon berstruktur koloid dimana fasa kontinunya adalah malthane sedangkan fasa terdispersinya adalah asphalthane dan aromatic dengan berat molekul tinggi ( high molecular weight aromatics ) yang teradsorb
pada asphalthane dalam suatu kesetimbangan. Jika kesetimbangan ini terganggu akan menyebabkan terendapnya butiran-butiran asphalthane sehingga berdampak pada tidak stabilnya sistem koloid ini. Oleh karena itu, visbreaking adalah batasan suhu pemanasan dari feed sehingga aromatic dan naphtane tidak mengalami cracking . Jika suatu hidrokarbon (HC) dipanaskan dan mengalami perubahan komposisi pada kondisi thermal cracking maka dianggap HC tersebut mengalami pemecahan rantai menjadi dua radikal bebas/lebih. Radikal bebas akan mengalami reaksi berantai sehingga mempunyai berat molekul antara H 2, bitumen dan cokes. Misal terjadi reaksi pemecahan aromatic maka reaksi ini akan diikuti reaksi kondensasi kemudian membentuk asphaltane
baru yang akhirnya menyebabkan sistem tidak stabil.
Deskripsi Proses
Pada unit visbreaking/thermal cracking Pertamina, Cilacap terdiri atas 6 seksi (bagian) operasi yaitu: ♦
Bagian visbreaking
♦
Bagian thermal cracking
♦
Bagian vacuum
♦
Bagian fraksinasi
♦
Bagian naphta stabilizer
♦
Bagian steam generation Visbreaking feed yaitu bottom product (reduced crude) dari crude fractionator
(CDU II unit 011). Sebagian besar feed masuk ke dalam visbreaking/thermal cracking dan sebagian lagi masuk ke dalam storage tank . Reduced yang masuk ke storage tank sebagian (10% dari total visbreaking feed rate ) dialirkan ke visbreaking . Besarnya rate dari storage tank dibatasi 10% total rate dari visbreaking unit mengingat terbatasnya kapasitas desain dari visbreaking unit dalam mengolah feed. 3
Feed masuk ke bagian visbreaking heater dengan rate 368 m /hr. Outlet dari visbreaking heater dikenakan quenching oleh LGO dari fraksinator kemudian bergabung st
dengan outlet dari thermal cracking section. Gabungan ini selanjutnya diumpankan ke 1 Laporan Kerja Praktek PT. Pertamina RU IV Cilacap
Arthur P.Tonggiro / L2C008017
68
Teknik Kimia Universitas Diponegoro, Semarang st
stage flash chamber . Uap yang keluar dari 1 stage flash chamber dikembalikan ke bottom fractionator (CDU II). Sedangkan bottom liquid dipisahkan lebih lanjut dalam 2 nd
flash chamber. Overhead dari 2
nd
stage
stage flash chamber dikondensasikan, dan condensate
yang terjadi ditampung dalam overhead 2
nd
stage flash chamber receiver. Dari overhead
receiver sebagian likuida dipompakan melalui weighted spray system masuk ke 2
nd
stage
st
flash chamber sebagai reflux dan sebagian lagi ke 1 stage flash chamber . Pada bottom liquid 2
nd
stage flash chamber sebagian dikembalikan ke bottom 2
nd
stage flash chamber
sebagai quench liquid sedangkan sebagian lainnya diumpankan pada vacuum charge heater untuk dipanaskan yang nantinya akan dipisahkan komponen-komponennya pada vacuum column. Dari vacuum column didapatkan produk-produk yaitu: light vacuum gas oil (LVGO), heavy vacuum gas oil (HVGO), slop wax oil (SWO) , overhead product
berupa uap dan fuel oil (FO). LVGO sebagian digunakan sebagai reflux pada top column dan sebagian lagi dikirim ke fraksinator (CDU II unit 011) untuk light distillate recovery , sedangkan HVGO sebagian dikembalikan ke vacuum column dan sebagian lagi dikirim ke bottom st
fractionator untuk dikontakkan dengan uap yang berasal dari 1
stage flash chamber
sehingga menyebabkan heavy material akan mengembun. Likuida pada bottom fractionator dipompakan ke dalam thermal cracking heaters. Likuida yang telah dipanaskan ini kemudian menjadi feed untuk thermal cracking reaction chamber. Dalam thermal cracking reaction chamber inilah terjadi serangkaian reaksi
perengkahan atau cracking . Hasil cracking ini (cracked oil) keluar dari reaction chamber st
dan bergabung dengan outlet visbreaker heater menjadi umpan untuk 1
stage flash
chamber kemudian mengalami proses yang sama seperti visbreaker product setelah
bergabung dengan visbreaker product dari visbreaker heater. Slop wax oil (SWO) merupakan hasil lain dari vacuum column dimana sebagian
dikembalikan ke vacuum column dan sebagian lainnya di recycle ke inlet vacuum heater atau ditransfer ke storage tank. Sedangkan vacuum bottom liquid setelah keluar dari dasar vacuum fractionator didinginkan dan kemudian ditampung dalam storage tank . LVGO setelah keluar dari fractionator (CDU) dinamakan LGO ( Light Gas Oil). LGO ini selanjutnnya di stripped (dilucuti) senyawa-senyawa pengotornya oleh stripper
Laporan Kerja Praktek PT. Pertamina RU IV Cilacap
Arthur P.Tonggiro / L2C008017
69