Tampilkan postingan dengan label Proses. Tampilkan semua postingan

Palm Oil Milling Process

Posted by Flora Sawita Labels: CPO, crude palm oil, Crude Palm Oil (CPO) and Palm Kernel Oil (PKO), crude palm oil industry, industri sawit, mill, palm oil mill, plam oil, Processing Plant, Proses

Edible Oil Processing - Production

PALM OIL MILLING PROCESS

Introduction

Palm oil is extracted from fresh fruit bunches (FFB) by mechanical process, where a mill commonly handles 60 to 100mt per hour of FFB. The modern palm oil mill of today is based predominantly on concepts developed in the early 50s (Mongana Report). An average size FFB weighs about 20-30kg and contains 1500-2000 fruits (Figure1). The FFBs are harvested according to harvesting cycles, and delivered to the mills on the same day. The quality of crude palm oil is dependent on the care taken after harvesting, particularly on the handling of the FFBs.

Figure 1. Fresh fruit bunches waiting for processing at palm oil mill

A palm oil mill produces crude palm oil and kernels, as primary products and biomass as secondary product. The capacity of mills varies between 60- 100 tons FFB/h. A typical mill has many operation units as shown in Figure 2. This comprises of sterilization, stripping, digestion and pressing, clarification, purification, drying and storage. For the kernel line, there are steps such as nut/fibre separation, nut conditioning and cracking, cracked mixture separation, and kernel drying, storage. The dried kernels are often sold to palm kernel crushers for extraction of crude palm kernel oil. In some integrated plants, kernel crushing facilities exist side by side at the same complex.

Figure 2. Flow chart for the palm oil process (from Sivasothy, 2000).

Sterilisation

This first step in the process is crucial to the final oil quality as well as the strippability of fruits. Sterilization inactivates the lipases in the fruits, and prevents build-up of free fatty acids (FFA). In addition, steam sterilization of the FFBs facilitates fruits being stripped from the bunches. It also softens the fruit mesocarp for digestion and release of oil, and conditioning of nuts to minimize kernel breakage. Air is removed from the sterilizer by sweeping in steam in single-peak, double-peak or triple-peak cycles. In general, bunches are cooked using steam at 40psig. in horizontal cylindrical autoclaves for 60-90 minutes. The length of the sterilizer is dependent on the number of cages required for operation of the mill. Each cage can hold 2.5 to 10tons of FFB. Steam consumption varies from 140 kg/ton FFB for a single-peak cycle to 224 kg/ton FFB for a triple – peak cycle (Sivasothy et al.1986). Inadequate sterilzation affects the subsequent milling processing stages adversely.

In recent years, new technology on sterilization saw the introduction of continuous sterilizers. Sivasothy’s (2006) continuous sterilizer showed improved fruit strippability, even with usage of low pressure steam or atmospheric steam. The new system consists of conveyor belt taking crushed FFBs into the continuous sterilizer, where the fruits are sterilized and subsequently discharged. This reduces much of the machinery associated with conventional sterilizers. In addition, there are cost savings in terms of manpower requirements, and maintenance.

Vertical sterilizers are also available, which are much cleaner and easier to operate than conventional sterilizers.

Another type of sterilizer technology, the Tilting sterilizer (Loh, 2010) also eliminates much of the machinery associated with conventional sterilizers. The technology is the latest design that offers improved milling efficiency, and reduced labour and maintenance cost.

Figure 3. A conventional sterilizer

Stripping

Stripping or threshing involves separating the sterilized fruits from the bunch stalks. Sterilized FFBs are fed into a drum stripper and the drum is rotated, causing the fruits to be detached from the bunch. The bunch stalks are removed as they do not contain any oil. It is important to ensure that oil loss in the bunch stalk is kept to a minimum. The stalks are often disposed by incineration, giving ash as potash fertilizer, and fuel for boilers. Others are transported to the plantations for use as fertilisers in mulching near the palms. The total oil loss absorbed on the stalks depends on the sterilizing conditions and partly on the way the stripper is operated. Prolonged sterilization will increase oil loss in stalks. Irregular feeding of the stripper may also result in increase of oil loss in stalks. Stalks which have fruits still attached on them are called hard bunches, and have to be recycled back to sterilizers for further cooking. Hard bunches are detected by visible inspection.

Digestion and Pressing

After stripping, the fruits are moved into a digester where, the fruits are reheated to loosen the pericarp. The steam heated vessels have rotating shafts to which are attached stirring arms. The fruits are rotated about, causing the loosening of the pericarps from the nuts. The digester is kept full and as the digested fruit is drawn out, freshly stripped fruits are brought in. The fruits are passed into a screw press, where the mixture of oil, water, press cake or fibre and nuts are discharged. Improvements in press designs have allowed fruits to undergo single or multiple pressing. Second stage pressing on the press cake fibres enables more oil to be extracted.

Clarification

A mixture of oil, water, solids from the bunch fibres is delivered from the press to a clarification tank. In the conventional process, separation of the oil from the rest of the liquor is achieved by setting tanks based on gravity. The mixture containing the crude oil is diluted with hot water to reduce its viscosity.A vibrating screen helps remove some of the solids. The oil mixture is heated to 85-90◦C and allowed to separate in the clarification tank. A settling time of 1-3 h. is acceptable. Oil from the top is skimmed off and purified in the centrifuge prior to drying in vacuum dryer. The final crude palm oil is then cooled and stored. The lower layer from the clarification tank is sent to the centrifugal separator where the remaining oil is recovered. The oil is dried in vacuum dryers, cooled and sent to storage tanks.

Decanters

Decanters are also used in some mills as an alternative to separating the suspended solids from crude palm oil in a clarification tank. Various design of decanters are available. Their usage is however, hampered by higher maintenance costs from the wear and tear. An advantage to the use is the reduction in palm oil mill effluent. Sulong and Tan (1996) had proposed a membrane filter press for oil and solids recovery. The cake is discharged as solid waste for fertilizer production or animal feed, while the oil is recovered.

Oil Losses during Processing

Oil losses in mills vary from mill to mill, and much attention is given to the control of oil loss. The main oil loss are from sterilizer condensate, empty bunches, fruit loss in unstrapped bunches, press cake fibre, nuts and sludge. Over-ripe bunches will lose more oil during sterilization. To minimize this, shorter sterilizer cycles are used, or better control of bunch ripeness and quality will help ensure less wastage. A typical oil loss in sterilizer is estimated to be 0.1% to FFB. Oils recovered from sterilizer condensate should be used as technical oils, as they often contain higher iron content and would reduce oil stability if mixed with the crude production oil.

Kernel Production

The press cake from the digester is fed to a vertical column (depericarper) where air is channeled to lift the fibre, thus separating the fibre from the nuts. The nuts are passed to a polishing drum at the bottom of the depericarper, where pieces of stalks are removed. A nutcracker cracks the nuts after the conditioning and drying process. A ripple mill is also used instead of nut cracker. The mixture of cracked nuts and shells are separated via a winnowing system, followed by a hydrocyclone or a clay bath. A hydrocyclone uses centrifugal force to separate the kernel from the shell using water. The clay bath principle works on the specific gravity of kernel of 1.07 and the shell of 1.17. The kernels will float while the shells sink in a clay bath mixture of SG 1.12. The kernels are then dried in hot air silos to moisture content of less than 7%. About 0.4mt of kernels are produced with every mt of CPO.

Biomass

The amount of solid palm oil waste available from a mill can be substantial. This consists of empty fruit bunches (EFB), palm kernel shell, mesocarp fibres, and possibly solids from decanters. In most cases, this biomass especially, the EFB, palm kernel shell and mesocarp fibres are used as fuel in the mill, generating enough electricity for running the mill. Besides usage as fuel, the biomass together with fronds and trunks can be left in the fields as fertilizers. EFBs can also be combined with polyurethane ester (PU) to prepare medium density fibreboard, giving higher impact strength and better water resistance (Khairiah, 2006).

Type of biomass	Average calorific value(kcal/kg)	Range (kcal/kg)
Table 1. Dry basis calorific value of palm waste materials (Source: Yap, 2010).

Empty fruit bunches	18795	18000-19920
Fibre	19055	18800-19580
Palm kernel shell	18884	18880-18895
Nut	24481	24256-24830

Treatment of Raw Palm Oil Mill Effluent (POME)

A palm oil mill produces an average of 0.65 tonne of raw palm oil mill effluent (POME) from every ton of FFB processed. POME is the main cause of environmental pollution due to its high acidity, high biological demand (BOD) and chemical oxygen demand (COD). Conventionally, anaerobic digestions in ponding systems or aerobic treatments are able to bring the BOD levels to below 100 mg L^-1. Open steel tank digesters are used for tapping the biogas for power consumption. In Malaysia, certain areas have more stringent requirements (BOD of less than 20mg L^-1. Tertiary systems have been developed as new systems to provide effluent treatment in a more sustainable manner, as well as achieving the standards required by regulatory bodies. These include biological sequencing batch reactors, bio-filtration systems, systems with high aeration rates, activated sludge plants with aerobic reactors, bio-flow polishing plants, as well as membrane bioreactors. More palm oil plantations are investing into these technologies to harvest the biogas for fuel, and re-use other biomass materials for fertilizers, bio-composite materials, etc.

References

Khairiah, B and Khairul, A.M.A. Bio composites from oil palm resources. Journal of Oil Palm Research, April, 103-113 (2006).
Loh, T.K. Tilting sterilizer. In: Palm Oil Engineering Bulletin, No 94, pp. 29-42 (2010). MONGANA Report, Volume 1 and 2 Coopérative des Producteurs et exportateurs de l’huile de palme du Congo Belge. (1955).
Sivasothy, K., Shafil, A.F. and Lim, N.B.H. Analysis of the steam consumption during sterilization., Workshop on recent developments in palm oil milling technology and pollution control, Kuala Lumpur, p. 19, Malaysian Palm Oil Board, Kuala Lumpur )(1986).
Sivasothy, K. Advances in Oil Palm Research, Vol 1, 747, Y. Basiron, B.S. Jalani, and K.W. Chan (eds) , Malaysian Palm Oil Board, Kuala Lumpur) (2000).
Sivasothy, K. Continuous sterilization: the new paradigm for modernizing palm oil milling. Journal of Oil Palm Research, April, 144-152 (2006).
Sulong, M. and Tan, R.C.W. Filtration system for crude palm oil clarification and purification. In: Proc. Of the 1996 PORIM International Palm Oil Congress, Kuala Lumpur, pp. 410-424. (B. Muhamd, A.N. Ma, M.S. Affandi, Y.M. Choo, A. Kuntom, C.L. Chong, A.G.M. Top, K. Yaakob, S. Ahmad, J. Thambirajah, Z.A.A. Hassan and R. Masri (eds), Malaysian Palm Oil Board, Kuala Lumpur)(1996).
Yap, A.K.C. Palm waste as alternative fuel for cement plant. Palm Oil Engineering Bulletin No 91, 13-21 (2010).

0 comments

Tipe destilasi

Posted by Flora Sawita Labels: Proses

Karena karakter campuran yang berbeda maka distilasi dilakukan dengan cara berbeda pula. Oleh karena itu distilasi meliputi beberapa tipe yaitu: distilasi azeotropik, distilasi kering, distilasi ekstraktif, distilasi beku (freeze distillation), distilasi fraksinasi, distilasi ua (steam distillation) dan distilasi vakum.

Berdasarkan prosesnya, distilasi juga dapat dibedakan menjadi distilasi batch (batch distillation) dan distilasi kontinyu (continuous distillation).Disebut distilasi batch jika dilakukan satu kali proses, yakni bahan dimasukkan dalam peralatan, diproses kemudian diambil hasilnya (distilat dan residu). Disebut distilasi kontinyu jika prosesnya berlangsung terusmenerus.Ada aliran bahan masuk sekaligus aliran bahan keluar.Rangkaian alat distilasi yang banyak digunakan di industri adalah jenis tray tower dan packed tower.

Perawatan peralatan distilasi

Kolom distilasi harus dirawat agar kebersihan dan penggunaannya dapat seoptimal mungkin, dilakukan sebagai berikut :

Pengaruh panas kolom pada unit kolom distilasi terbatas pada kondensor dan pendidih ulang (reboiler), karena, pada umumnya, kolom tersebut diisolasi, sehingga kehilangan kalor sepanjang kolom relatif kecil
Untuk umpan yang berupa zat cair pada titik gelembungnya (q = 1) yaitu cairan jenuh, kalor yang diberikan pada pendidih ulang sama dengan yang dikeluarkan pada kondensor. Untuk umpan yang berwujud selain cairan jenuh kebutuhan kukus, pemanas dihitung dengan neraca panas (neraca entalpi).

Adsorpsi atau penjerapan adalah proses pemisahan bahan dari campuran gas atau cair, bahan yang akan dipisahkan ditarik oleh permukaan zat padat yang menyerap (adsorben). Biasanya partikel-partikel kecil zat penyerap ditempatkan ke suatu hamparan tetap dan fluida kemudian dialirkan melalui hamparan tetap tersebut sampai zat padat itu mendekati jenuh dan pemisahan yang dikehendaki tidak dapat berlangsung lagi. Kebanyakan zat pengadsorpsi adalah adsorben. Bahan-bahan yang berpori, dan adsorpsi berlangsung terutama pada dinding-dinding pori.

Pemisahan terjadi karena perbedaan bibit molekul atau karena perbedaan polaritas menyebabkan sebagian molekul melekat pada permukaan itu lebih erat daripada molekul-molekul lainnya. Misalnya, limbah industri pencucian kain batik diadsorpsi zat warnanya dengan menggunakan arang tempurung kelapa yang sudah diaktifkan. Limbah elektroplating yang mengandung nikel, logam berat nikel diadsorpsi dengan zeolit yang diaktifkan.

Pengoperasian peralatan kolom adsorpsi

Kolom adsorpsi dilengkapi dengan peralatan :

Bak penampung umpan sekaligus berfungsi sebagai bak penampung overflow, bak pengatur debit, bak penampung efluen, pompa air, flowmeter
Sebelum alat dioperasikan terlebih dahulu kolom diisi dengan aquades sampai sedikit di atas lapisan adsorben. Hal ini dimaksudkan untuk menghindari udara yang terjebak di dalam kolom yang dapat mengganggu laju aliran.
Alat dioperasikan dengan mengalirkan sampel air baku secara grafitasi (downflow) secara terus menerus dari bak penampung umpan dengan menggunakan pompa menuju ke bak pengatur laju limpasan. Bak pengatur laju limpasan digunakan untuk mendapatkan tekanan dan laju limpasan yang konstan.
Setelah dari bak pengatur laju limpasan aliran umpan dilewatkan flowmeter untuk mendapatkan hasil pembacaan laju limpasan secar visual.Flowmeter ini dilengkapi dengan 3 buah kran pengatur. Sesuai dengan Gambar kran a digunakan untuk mengatur besar kecilnya laju limpasan, kran b berfungsi sebagai pintu masuk aliran umpan menuju ke kolom adsorpsi. Kran b akan ditutup pada saat kalibrasi flowmeter dengan kondisi kran c terbuka. Setelah laju limpasan aliran stabil, kran c ditutup ddan kran b dibuka. Kemudian umpan akan mengalir menuju ke kolom adsorpsi.
Setelah operasional alat dengan waktu dan laju limpasan tertentu dilakukan pengambilan sampel air baku pada masing-masing outlet yang selanjutnya dilaksanakan analisis
Diulangi untuk kondisi operasi yang berbeda dengan variasi laju limpasan, variasi konsentrasi influen, dan variasi ukuran media.

0 comments

Teknologi Proses Produksi Pupuk ZK

Posted by Flora Sawita Labels: Proses

Potassium Sulphate (ZK) biasa digunakan sebagai pupuk pada tanaman

Potassium Sulphate (ZK) atau biasa disebut Sulphate of Potash (SOP) telah dikenal sejak abad ke-14 yang merupakan garam berwarna putih dan memiliki sifat tidak mudah terbakar serta larut di dalam air. ZK digunakan sebagai pupuk yakni sumber senyawa kalium dan sulfur pada tanaman perkebunan seperti rami, kapas, dan tembakau. Di Indonesia pupuk ini tidak disubsidi sehingga harganya relatif tinggi di pasaran. Bahan baku sulfat alami untuk pembuatan ZK yang berasal dari pertambangan antara lain adalah lanbeinite (K2SO4.2MgSO4), leonite (K2SO4.MgSO4.4H20), schoenite (K2SO4.MgSO4.6H2O), dan glaserite (K3Na(SO4)2). Pertambangan sumber batuan tersebut banyak terdapat di negara Rusia, Kanada, benua Eropa, Israel, negara-negara timur tengah, Cina, Thailand, Kongo, dan Amerika Serikat.

Pemilihan proes produksi yang digunakan di dalam suatu pabrik pupuk ZK bergantung pada ketersediaan bahan baku. Secara umum ada 7 proses produksi pembuatan pupuk ZK, yaitu:

Dekomposisi KCl dengan Na2SO4
Dekomposisi KCl dengan CaSO4
Dekompisisi KCl dengan MgSO4
Dekomposisi KCl dengan (NH4)2SO4
Proses Hargreaves yaitu mereaksikan gas SO2, O2, dan H2O dengan KCl
Proses Mannheim yaitu mencampur langsung KCl dengan H2SO4 dengan rasio mol tertentu
Pemurnian sumber sulfat alami seperti langbeinite dan kainit

1. Proses Produksi ZK dengan Dekomposisi KCl dengan Na2SO4

Dewasa ini, sumber yang umum digunakan berasal dari Sodium Sulphate Na2SO4 yang dapat diperoleh dari hasil samping dari beberapa proses produksi yakni:

Pengolahan bijih chromium
Pemurnian flue gas
Pembuatan serat (viscose fibres)
Produksi HCl, pigmen silica, asam lemak, dan trimethylolpropane
Pengolahan limbah asam sulfat

Diagram alir proses ditampilkan pada Gambar 1.

Gambar 1. Diagram alir proses produksi ZK dengan melalui dekomposisi KCl dengan Na2SO4

Penjelasan proses:
Bahan baku yang digunakan adalah sodium sulphate baik dalam bentuk anhydrous (Na2SO4) maupun dalam bentuk hydrated (Na2SO4.10H2O). Selain itu digunakan juga potassium chloride (KCl) dalam bentuk larutan pada temperatur 20 – 25ºC. Umpan KCl, Na2SO4, dan recycle mother liquor yang mengandung kristalin glaserite K3Na(SO4)2 dan KCl, serta kondensat hasil kondensasi dari uap evaporator diumpankan ke reaktor. Reaksi yang terjadi adalah sebagai berikut:

4Na2SO4 + 6KCl -> 2K3Na(SO4)2 + 6NaCl
2KCl + 2K3Na(SO4)2 -> 4K2SO4 + 2NaCl

Rasio mol Na2SO4 : KCl dibuat sangat berlebih yakni antara 1 : 6 sampai 1 : 10 untuk mendapatkan konversi yang tinggi (96 – 99%), sedangkan untuk rasio mol ZK : Na2SO4 dijaga 2 : 1. Beberapa variasi rasio mol (mr) bahan baku dan produk terhadap konversi yang diperoleh di dalam reaktor ditampilkan pada Gambar 2.

Gambar 2. Pengaruh rasio mol reagent terhadap derajat konversi Na2SO4 menjadi K2SO4

Setelah bereaksi di reaktor, produk ZK dipisahkan di filter dan selanjutnya mother liquor yang terbentuk diuapkan di unit konsentrasi 2 tingkat secara bertahap dan diikuti dengan proses kristalisasi pada temperatur rendah (? 2ºC) untuk tahap 1. Setiap mother liquor yang sudah terpisah baik di tahap 1 maupun 2 akan dipisahkan di filter untuk selanjutnya di-recycle kembali ke reaktor, sedangkan uap dari unit konsentrasi akan dikondensasikan terlebih dahulu dan selanjutnya dikirim ke reaktor.

Selain produk ZK juga diperoleh by-product berupa NaCl. Adapun spesifikasi produk ZK adalah sebagai berikut:
K2SO4: 96%-w
Cl- : 0,5%-w
Na+ : 0,2%-w

2. Proses Produksi ZK dengan bahan baku KCl dan CaSO4

Ada 3 tahapan utama dalam metode proses ini, yaitu:

Pelarutan gypsum
Konversi satu tahap (T = 25ºC)
Siklus amoniak dalam proses

Diagram alir proses dapat dilihat pada gambar 3.

Gambar 3. Diagram alir proses produksi ZK dengan melalui dekomposisi KCl dengan CaSO4

Reaksi yang terjadi dalam proses ini antara lain:

CaSO4.2H2O + (NH4)2CO3 -> (NH4)2SO4 + CaCO3
2KCl + (NH4)2CO3 -> K2SO4 + 2NH4Cl

Adapun reaksi samping:

CaCO3 -> CaO + CO2
2NH4Cl + CaO + H2O -> CaCl2 + 2NH4OH
2NH4OH + CO2 -> (NH4)2CO3

Karakter dasar dari proses ini ialah adanya sistem recovery multistage untuk gas amoniak dan KCl, juga produk ZK yang dihasilka akan selalu mengandung amonium sulfat yang sangat dipengaruhi oleh komposisi mother liquor.

0 comments

Pengendalian Proses dan Manfaatnya

Posted by Flora Sawita Labels: Proses

Pengendalian proses, dari susunan katanya saja kita sudah dapat menduga arti dari pengendalian proses. Secara sederhana pengendalian proses bisa kita artikan sebagai kegiatan atau langkah-langkah yang di lakukan untuk mengendalikan proses kimia di sebuah pabrik Kegiatan pengendalian proses menjadi sangat penting sekali dikarenakan definisi dari tujuan pabrik itu sendiri.

"Untuk mengubah bahan baku tertentu (umpan masuk) menjadi produk yang diinginkan menggunakan sumber energi yang tersedia dengan cara yang paling ekonomis"

Catat baik-baik "paling ekonomis", camkan itu. Jadi semua proses kimia yang terjadi di sebuah pabrik harus efektif dan efisien.

Lalu apa saja sih manfaat dari diterapkannya pengendalian proses dalam sebuah pabrik?. Kalau untuk pertanyaan yang satu ini ane akan mencoba menjawabnya satu persatu.

Pertama, Keamanan terjamin.Ya kemanan bisa terjamin dikarenakan adanya pengendalian proses yang baik. Gak ada lagi cerita reaktor meledak gara-gara kelebihan tekanan dan temperatur, Gak ada lagi istilah keracunan produk kalau konsentrasi komponen bahan baku dapat di monitor. Berarti kejadian beberapa pekan ini (Meledaknya Tabung Gas 3 Kilo) gara-gara kurangnya pengendalian proses ya? Yups, itu salah satu bukti kongkretnya.

Kedua, Kebutuhan operasi terpenuhi. Jenis peralatan disuatu pabrik kimia mempunyai batasan yang berkaitan dengan operasinya. Batasan seperti itu harus di penuhi selama operasi pabrik Misalnya pompa harus menjaga suatu NPSH tertentu, tanki tidak boleh kosong atau kepenuhan. Nah sistem kendali sangat diperlukan untuk memenuhi semua kriteria proses tersebut.

Ketiga, Spesifikasi produk terjamin. Pada umumnya sebuah produk memiliki spesifikasi nya tersendiri. Dan biasanya spesifikasi ini lah yang nantinya malah akan menetukan apakah produk kita berkualitas atau tidak. Kalau sudah berbicara tentang kualitas produk tentunya akan saling bersinggungan dengan nilai jual produk kita di pasaran. Melalui pengendalian proses yang baik kita dapat mengontrol kualitas produk kita.

0 comments

Teknologi gas sweetening

Posted by Flora Sawita Labels: Proses

Teknologi gas sweetening dengan menggunakan alkanolamine atau amine untuk menghilangkan hidrogen sulfida (H₂S) dan karbon dioksida (CO₂) dari gas alam (natural gas)/gas hasil kilang (off gas) sudah lama diaplikasikan. Pertama kali larutan amine yang digunakan adalah Triethanolamine (TEA) yang ditemukan (dipatentkan) oleh R.R. Bottoms pada tahun 1930 dan menjadi larutan alkanolamine yang pertama kali dikomersialkan. Sejak tahun 1960 dan 1970 beberapa larutan amine telah digunakan, tetapi informasi yang dilaporkan masih terbatas dalam literatur yang menyangkut jenis amine yang mana yang paling cocok dan bagus diaplikasikan ke service tertentu. Banyak unit amine treating yang dioperasikan sangat tidak efisien dimana hal ini dapat dioptimasi dengan sedikit perubahan.

Larutan amine yang digunakan di kilang minyak secara garis besar meliputi 3 jenis : primer, sekunder dan tersier amine. Amine Primer yang langsung bereaksi dengan H₂S, CO₂ dan COS (carbonyl sulfide) yaitu Monoethanolamine (MEA) dan Diglycolamine (DGA) , amine sekunder yang langsung bereaksi dengan H₂S, CO₂ dan beberapa COS yaitu : Diethanolamine (DEA) dan Diisopropanolamine (DIPA) dan tersier amine yang bereaksi langsung dengan H₂S, bereaksi tidak langsung dengan CO₂ dan sedikit COS yaitu Triethanolamine (TEA) dan Methyldiethanolamine (MDEA). Konsep mixed/blended (gabungan) amine secara garis besar adalah gabungan dari MDEA dengan MEA/DEA, dideskripsikan oleh Polasek, Bullin dan Iglesias-Silva (1992). MDEA dipilih sebagai komponen mixed amine karena mempunyai beberapa keuntungan yaitu : vapor pressure rendah, total acid gas pick up tinggi, tidak mudah degradasi, sedikit korosif, memerlukan heat of reaction lebih rendah, selectivity terhadap H₂S tinggi ( dilaporkan oleh Blanc dkk 1982).

Pemilihan jenis absorbent dalam hal ini amine tergantung dari tujuan proses dan karakteristik dari tipe absorbent, antara lain selektivity untuk H2S, CO2, COS, pengendalian kandungan air di umpan gas, pengontrolan kandungan air di sirkulasi absorbent, cost, suplai absorbent, thermal stability, dll. Pemilihan absorbent juga ditentukan oleh kondisi operasi seperti tekanan dan temperature dari umpan gas, komposisinya, dan purity dari produk gas yang diinginkan serta penghilangan secara simultan gas H2S dan CO2 atau hanya selektif H2S dihilangkan. Secara garis besar proses gas treating dapat berdampak ke semua fasilitas pemrosesan gas termasuk pembuangan gas asam, sulfur recovery dehydration, absorbent recovery dll. Untuk proses tertentu, beberapa faktor dibawah ini perlu diperhatikan :

§ Peraturan mengenai polusi udara sehubungan dengan pembuangan H2S
§ Jenis dan konsentrasi dari impuritas dalam umpan gas
§ Spesifikasi dari produk gas (treated gas)
§ Temperature dan tekanan umpan gas / treated gas
§ Volume umpan gas yang akan ditreating (kapasitas unit)
§ Komposisi hidrokarbon dalam umpan gas
§ Selektivity gas yang akan dibuang
§ Sirkulasi larutan amine bisa diturunkan dengan pemilihan tipe amine yang tepat
§ Konsumsi energi
§ Permasalahan degradasi dan korosi

Kapasitas biasanya hal pertama yang menjadi bahan evaluasi untuk unit baru atau konversi/penggantian absorbent. Kapasitas sirkulasi larutan amine sebagai salah satu prinsip dasar dan kritikal dalam unit amine treating. Operator harus mengukur kekuatan (strength) dari larutan amine yang disirkulasi sehingga larutan tersebut mempunyai kapasitas yang cukup untuk menghasilkan produk gas yang diinginkan. Kekuatan larutan dicerminkan dari persen berat (%wt) larutan amine, sebagai contoh setiap mol H2S bereaksi dengan satu mol amine. Molaritas ( mol/liter ) merupakan ukuran aktual dari kekuatan amine. Pemilihan tipe amine secara garis besar berubah setelah beberapa tahun. Sampai dengan tahun 1970-an, MEA merupakan pilihan utama untuk gas treating. Pada tahun 1975, pemilihan tipe amine berubah dari MEA ke DEA , dan 10 tahun terakhir ini MDEA, DGA dan mixed amine banyak diaplikasikan dan lebih populer.

0 comments

CO2 Removal

Posted by Flora Sawita Labels: Proses

Carbon Dioxide (CO2) gas must be removed and recovered from ammonia process gas to make it fit for the synthesis reaction and later used for urea production. The removal of CO2 gas in ammonia plant is considered as a key stage in ammonia production. Organic amines (Primary, Secondary & Tertiary) have the ability to perform alone, or in combination with an inorganic salt the CO2 removal from gas mixture. The analysis of these organic amines in the scrubbing solution is usually performed by a recommended traditional procedure supplied by manufacturer, where the concentration of the concerned amine is determined by spectrophotometric or potentiometric methods.

These methods suffer from many disadvantages like interference with degraded amine products & carbon dioxide. Furthermore, these methods are not accurate and are unsuited to distinguish between different amines. The method gives the specific determination of each amine like (DEA, ACT-1, MDEA & Piperazine). The method is simple, accurate and allows the determination of amines even in CO2 loaded solution. Profitability and reliability in ammonia plants depends heavily on the efficiency of the CO2 removal from process gas. New technologies have dramatically improved the absorption rate efficiency, reduced CO2 slip to a few parts per million by volume, lowered energy requirements for CO2 regeneration and minimised corrosion in plant equipment. In addition, emerging technologies now apply non-toxic scrubbing solutions. Primary and secondary Organic amines, Monoethanol amine (MEA) and Diethanolamine (DEA) are currently employed alone and or in combination with hot potassium carbonate solution to catalyse the CO2 removal Process[1]. They achieve this catalysis by increasing the absorption rate of the chemical reaction between CO2 gas and the solution. Tertiary amines, Methyldiethanol amine (MDEA) on the other hand do not have a hydrogen atom attached to the nitrogen. The CO2 reaction can only occur after the CO2 dissolves in the water to from a bicarbonate ion. The bicarbonate formation is slow and only occurs in the liquid phase. Thus to effectively use MDEA for bulk CO2 removal, the liquid phase residence time should be high so that the CO2 reaction occurs efficiently. The disadvantage of using MDEA alone was solved by addition of an activator, namely Piperazine a cyclic amine, which has revolutionised the technology for CO2 removal. CO2 absorption by pure MDEA is quite slow but Piperazine enhances the absorption rate. The variation of the activator concentration can shift the thermodynamic behaviour in terms of process economics, reliability, energy consumption, corrosion control etc. Unlike MEA and DEA, the inability of tertiary amine to react with CO2 to form amides and subsequently amine carbamate may be the reason why these are less corrosive. Amines are usually prone to foaming but such tendency is not pronounced with MDEA solution. A mild dose of antifoam agent controls containment-induced foaming. Activating Agent in CO2 Removal :

Diethanolamine (DEA) is a secondary amine : HO-CH2-CH2
ACT-1 used in Ammonia -2 is a ploy alkyl amine. It is a proprietary chemical supplied by UOP Incorporated, USA
Methyl Diethanol amine (MDEA) a tertiary amine : HO-CH2-CH2 NCH3 MDEA HO-CH2-CH2
Piperazine is a cyclic amine which as an activator in scrubbing solution.

Each scrubbing solution has its own amine to promote the efficiency of the CO2 removal. Licensors supplied method to test their solution. Hence, Lab has been adopting three methods to quantify the amine content in its scrubbing solutions. Many times the inaccuracy was obvious. Samples of the same solution at different stages of the same system gave different results on the same amine. Specification check results on new chemical consignment lead to dispute with suppliers. Several check samples were done during CO2 slip to ascertain the amine content. Apart from involving three different methods there were many problems associated with these determinations.

0 comments

Distillation Columns

Posted by Flora Sawita Labels: Proses

When your basic column controls fail, a quick thinking engineer can save a company alot of money. Weighing the financial options before the incident happens can help you feel secure in you decisions when you make them. We'll have a look at three scenarios that you may not have thought of, but may encounter. Let's start with a basic, optimized column design as described in Table 1: Table 1: Column Design Specifications Feed Temperature (oC) 90.0 Feed Pressure (kPa) 19.0 Top Pressure (kPa) 6.5 Bottom Pressure (kPa) 15.8 Reflux Ratio 12.2 R/Rmin 1.18 Feed Stage 9 Number of Actual Trays 31 Tray Efficiency 78% Diameter (m) 1.2 Length (m) 22 Flooding 53% Condenser Heat Duty (MJ/h) -2726 Reboiler Heat Duty (MJ/h) 2679 Acrylic Acid Purity 99.9%

Figure 1 shows a material balance around the column:

Scenario One Situation: Following a short time during which capacity was increased, there was some difficulty in adjusting the utility flow rates in order to get the column to operate properly. It seems that the column is currently using more cooling water and steam than the current feed flowrate should require to obtain the necessary purity according to the column design. The utilities had to be taken off of automatic control and adjusted manually causing extensive amounts of downgraded material because the purity specification was not being met.

Consequences: Lost revenue due to off specification material.

Cause: During the scale up, the utilities are increased to handle the additional heat duty. When production returned to normal, the steam flow in the reboiler was reduced according to the feed flow, not the original conditions before the scale up (although there should be no difference). However, the design utility flowrates can seldom accurately predict fouling. This means that more utilities may be required than specified by the design specifications. This is the case here.

Solution: After increasing the steam flow to it's proper set point, refine the operating procedure for capacity changes. The correlation between feed flow and steam may need to be re-examined. Over time, the steam flow may gradually increase to maintain purity. Mineral buildup in the reboiler (fouling) may need to be accounted for in the correlation. For example, the feed flow-utility flow correlations may also need to be time dependent to account for the fouling in the reboiler/condenser. Examining the column's history may be helpful here. You may be tempted to say, "Why don't we just use the set points that we used before the scale up?". That will work if you are returning to exactly the same flowrate, but you may be required to change capacity to flowrate that you don't have a reference point for in the immediate past.

Scenario Two

Situation: The acrylic acid is stored in holding tanks until shipment to customers. The purity is tested in the lab everyday and continuously online. Currently, one of the acrylic acid tanks is off specification at 99.5% pure. The condenser and reboiler utility streams have been behaving strangely by oscillating up and down in the past two days. Because these oscillation have been small and barely outside of set point parameters, no changes were made. The concentration detector that measures the online concentration of the acrylic acid has been operating properly.

Consequences: If shipped as is, this material would have to be downgraded resulting in a serious financial loss.

Cause: All to often, engineers forget about one simple upset in columns. Feed surges can cause small amounts of off specification material to slip through the column. In this case, feed surges have been occurring frequently in the past 48 hours causing the utilities to oscillate up and down trying to compensate. During compensation, enough off grade material has made it through the system to contaminate the entire tank.

Solution: Manually increase the utilities such that the required purity is maintained even through the feed surges. When the feed is stable, the product will be over purified and may be able to increase the overall purity of the tank. Although more money will be used in utilities, the profits from upgrading the material in the tank will be much greater over a short time span. Don't forget to find out what is causing the surges and correct that problem too!

Scenario Three

Situation: One day while browsing the recent column history, you decide to check the current performance against the design performance. This seems like a good idea since the column has been in operation for 15 years. It has always been used for the same purpose and it is currently operating at its design feed flowrate. You are stunned to learn that the current reflux rate of 80 kmol/h is 20% higher than the design reflux rate! The purity that the column is producing is no more than the intended design purity. For some reason, the column is literary straining to perform this separation....but why?

Consequences: The additional reflux has forced the column to handle heat duties that are much higher than they should be. This is costing the company thousands of dollars each year.

Cause: Since the column is under a vacuum, only glass covered view ports above the trays are available to look into the column making it difficult to see the bottom of the plates. After having a contractor perform a grid scan with radioactive isotopes, you confirm your suspicion....the column is experiencing serious flooding. Although thoughtfully designed with stainless steel trays, nothing can withstand acid forever and the tray openings have been corroded.

Solution: At the next shutdown, new trays should be installed, along with view ports situated just below one of the trays so that flooding can be checked visibly. Although you may think that view port placement should be a "no brainer", I've seen them placed where they were nearly useless! Once the new trays are in place, watch the utility costs drop and line up for a promotion. But, why wasn't this checked long ago? Remember, the column was operating "normally" in terms of purity and often times that is all that management really cares about!

Source : www.cheresources.com/qdistzz.shtml

0 comments

Flare Gas Recovery Unit

Posted by Flora Sawita Labels: Proses

Flare Gas Recovery adalah salah satu metode yang digunakan untuk menurunkan flare loss dengan cara me-recover flare gas yang mempunyai nilai potensial untuk dijadikan sebagai feedstock (feed Hydrogen Plant), fuel ataupun product (seperti LPG). Flare Gas Recovery Unit ini juga dapat menurunkan emisi kilang dari produk samping pembakaran seperti NOX, CO, dan CO2.

Flare Gas Recovery Unit memberikan keuntungan bagi suatu unit proses / kilang, yaitu :

Menurunkan flare loss
Menurunkan fuel consumption suatu kilang
Menurunkan steam consumption suatu kilang
Meningkatkan flare tip life.
Menurunkan emisi dari operasi kilang.

Berikut metode yang digunakan untuk menurunkan flare loss :

Review kondisi peralatan proses untuk minimize bukaan control valve yang ke flare.
Mengidentifikasi valve yang bocor ke flare secara terus menerus dan lakukan perbaikan.
Pertimbangan pemasangan flare gas recovery.

Potensi Penghematan Flare Gas Recovery. Potensi penghematan yang diperoleh dari flare gas recovery adalah cukup siqnifikan.

Tabel.1 merangkum penghematan kotor per tahun untuk 2 hipotesis kilang yang mengolah 100,000 barrel/day. Refinery A, yang mempunyai flaring sekitar 0.15 % dari intake / feed dapat memperoleh saving sekitar $ 225,000 / tahun jika 90 % dari flare gas dimanfaatkan sebagai fuel gas. Untuk refinery yang mempunyai flaring lebih tinggi seperti refinery B, potensial penghematannya meningkat sampai $ 735,000 / tahun dengan asumsi bahwa 90 % gas dimanfaatkan kembali sebagai refinery fuel. Estimasi ini disusun dari data perhitungan flare loss suatu refinery. Potensi penghematan rata-rata lebih besar, khususnya untuk refinery dengan konversi tinggi. Penghematan yang ditunjukkan disini didasarkan pada pemanfaatan kembali flare gas sebagai refinery fuel.Bahkan penghematan yang lebih besar mungkin dapat diperoleh jika gas ini dapat dimanfaatkan kembali sebagai produk. Tabel 1. Potential Refinery Saving – Flare Gas Recovery Systems Typical 100,000 BBL/D Refinery, Average wt % of Refinery Total Value ($/YR) If

Throughput Flared BBL/YR Flared 50 % Recovered 90 % Recovered Refinery A -Low Flaring (0.15 wt%) 54,000 BBL/YR 120,000 $/YR 225,000 $/YR Refinery B -High Flaring (0.15 wt%) 180,000 BBL/YR 400,000 $/YR 735,000 $/YR Sistem Pengontrol Emisi

Sistem flare gas recovery dengan emisi lebih rendah dilakukan dengan merecover flare gas sebelum dibakar di flare. Dalam praktek, system flare gas recovery mengumpulkan gas dari flare header sebelum menuju ke flare, menekan dan mendinginkannya untuk digunakan kembali dalam system refinery fuel gas (Gambar.3). Sebaliknya tergantung pada komposisi flare gas, vapor yang direcover juga dikembalikan sebagai refinery feed stock. Sistem flare gas recovery memberikan keuntungan lain yaitu dengan adanya penurunan biaya fuel gas, nyala api, bau dan media pembantu flare untuk menghilangkan asap seperti steam. Operator refinery mengakui bahwa implementasi system recovery ini memerlukan evaluasi operasi flare existing dan rancangan unit recovery. Sistem recovery unit harus memproses flare gas secara aman dan efisien. Oleh karena itu, refinery mengembangkan strategi total project yang meliputi fasilitas analisa proses data, review peralatan flare existing, detail fabrikasi design system dan instalasi, commissioning, training dan performance test. Refinery Arkansas mengoperasikan 2 macam flare, satu untuk service tekanan rendah dan yang lain untuk service tekanan tinggi. Melalui pembakaran, flare membuang gas buangan ke lingkungan secara aman. Dalam operasi refinery / kilang, gas buangan yang mudah terbakar di venting / dibuang dari unit proses selama unit upset ataupun unit normal operasi. Buangan gas dikumpulkan dan dikirim ke flare system melalui pipa header untuk pembuangan yang aman. Fungsi utama flare adalah untuk melindungi fasilitas-fasilitas, pekerja dan lingkungan sekitar kilang, Flaring gas menciptakan emisi-emisi seperti Nitrogen Oxides (NOx) Sulphur Oxides (SOx) dan greenhouse gas (CO2, CO). Komponen-komponen ini berkombinasi dengan hydrocarbon yang tidak terbakar mempunyai kontribusi terhadap total emisi. Dalam koordinasi dengan departemen yang mempunyai wewenang terhadap lingkungan, refinery ini melakukan investigasi potensi-potensi yang ada untuk mengurangi total emisi. Berdasarkan hasil investigasi dari kedua pihak, refinery dan departemen lingkungan sepakat untuk memulai suatu rencana penurunan emisi yang lebih rendah dengan melakukan penurunan flaring pada bagian ini. Flare gas recovery sudah terbukti sebagai solusi yang lebih baik.

Diskripsi Proses

Flare Gas Recovery System yang diusulkan adalah paket skid-mounted peralatan utamanya terdiri dari 2 compressor yang mengkompresi gas dari flare gas header upstream liquid seal drum, dan mendinginkannya untuk digunakan kembali di fuel gas system. Secara normal gelembung flare gas melalui water seal dalam seal drum upstream flare stack. Level liquid dalam seal drum menentukan positive back pressure dalam flare header dan menjamin bahwa udara tidak masuk / tertarik ke dalam flare system. Untuk penyediaan tekanan suction yang lebih baik sementara menghindari masuknya udara ke suction flare gas compressor, modifikasi diperlukan untuk menaikan level air dalam water seal drum. FGRS diletakan pada downstream knockout drum flare gas dari berbagai unit dalam refinery. Flare gas masuk ke compressor pada tekanan 1.1 kg/cm2 Abs dan 38 oC. Resirkulasi flow air proses secara kontinyu masuk compressor untuk kompresi, sealing dan pendinginan gas. Sesudah meninggalkan compressor , gas, air dan campuran hydrocarbon masuk Gas/Liquid Separator dimana gas yang dikompresi dipisahkan dari air dan kondensat hydrocarbon secara gravity karena kecepatan gas yang lebih rendah. Flare gas yang terpisah melalui demister sebelum meninggalkan Gas/Liquid Separator agar supaya kandungan air dan kondensat hydrocarbon dalam gas sekecil mungkin. Dan gas keluar dari top Gas/Liquid Separator pada tekanan 8.0 kg/cm2 Abs dan temperatur kira-kira 50 oC. Water proses meninggalkan Gas/Liquid Separator dari bottom dimana ditekan kembali ke compressor akibat perbedaan tekanan antara Gas/Liquid Separator dan inlet compressor (liquid ring). Operasi normal flow rate liquid ring kira-kira 32 m3/hr. pada 38 oC. Shell dan tube cooler pada liquid ring line menjamin pendinginan pada ring dan oleh karena itu kompresi gas isothermal. Cooler didisain untuk duty 2 compressor. Flare gas dalam kondisi kering tetapi proses kompresi, gas menjadi jenuh dengan air. Ini menyebabkan air secara kontinyu menurun dalam system. Akibat kenyataan ini dan untuk menghilangkan liquid ring water proses dari hydrocarbon, line make up water ke line suction compressor disediakan. Hydrocarbon yang terkondensasi meluap ke OWS dari tempat dimana kondensat dikeluarkan dengan menggunakan Level Controll Valve. Water proses meluap melalui weir ke alat pengumpul. Level di alat tersebut di jamin oleh control valve yang dikontrol oleh level transmitter. Excess water dikirim ke OWS.Unit ini mempunyai by-pass / spill back antara inlet dan outlet unit untuk mengontrol tekanan inlet. Jika tekanan inlet turun dibawah nilai tertentu, valve mulai membuka sampai tekanan inlet naik. Gas dari Gas/Liquid Separator dialirkan ke Flare Gas Amine Absorber dimana gas ditreating di Amine unit untuk menghilangkan H2S yang ada dalam gas. Gas treated dari Amine Absorber dialirkan ke Fuel Gas header. Jika volume gas dilepas ke flare system melebihi kapasitas Flare Gas Recovery System, kelebihan volume gas akan mengalir ke flare stack. Jika volume gas yang dilepas ke flare system lebih kecil dari kapasitas penuh (disain) recovery unit, valve spillback akan mengarahkan discharge gas kembali ke suction header untuk mempertahankan kapasitas FGRS.

Pemilihan Compressor

Pemilihan compressor dan perancangan compressor adalah penting untuk kapasitas dan kemampuan system. Pada tahap perancangan project, John Zink memlih tipe dan jumlah compressor yang paling cocok untuk aplikasi. Teknologi liquid compressor digunakan secara umum karena kontruksinya yang kuat dan tahan terhadap hantaman liquid dan penyumbatan gas yang kotor. Bagaimanapun aplikasi spesifikasi teknik memungkinkan menggunakan tipe compressor lain seperti rotary screw, reciprocating, sliding vane, atau rotary lobed. Liquid ring compressor lebih disukai dan paling tepat dari type lain (seperti reciprocating, screw, sentrifugal, dll) yang tersedia di pasar untuk servis ini, dimana liquid ring compressor menjamin mendekati kompresi isothermal dan pada hakekatnya beroperasi explosion proof.

Liquid Seal

Selama operasi, flare gas recovery unit melepaskan gas dari main flare header. Dalam kondisi yang tidak terkendali, hal ini akan menciptakan kondisi vakum yang tidak diinginkan dalam header dan memungkinkan udara tertarik masuk ke system dari flare tip. Oleh karena itu kondisi positip pressure dalam flare header harus dipertahankan dengan menggunalan liquid seal. Liquid seal drum mempunyai peralatan internal yang menjamin flow gas yang ke flare tip dalam kondisi steady hingga menaikkan kapasitas makimum smokeless flare dengan jumlah tambahan energi yang minimum.

Keuntungan utama liquid seal yakni :

Mempunyai performance yang terbukti baik dalam banyak flare.
Meminimize noise akibat tidak stabilnya pembakaran
Positif flame arrestor dalam kejadian flash back.
Meminimize entrainment.

FGRU (Flare Gas Recovery Unit) menarik gas dari upstream liquid seal drum flare header dan me-recover gas yang normalnya dibakar di flare. Recovery system beroperasi untuk mempertahankan sedikit positip pressure pada flare header upstream liquid seal, hal ini untuk menjamin udara tidak masuk ke flare gas recovery unit. Jika sejumlah gas dilepaskan ke flare system melebihi kapasitas flare gas recovery unit, pressure dalam flare header akan naik sampai melewati tekanan balik yang diciptakan oleh level liquid dalam liquid seal drum. Pada titik ini, sejumlah gas lebih akan mengalir ke flare. Jika sejumlah gas yang dilepas ke flare system lebih kecil dari kapasitas penuh FGRU, maka system akan menurun secara otomatis dengan mengatur stage compressor dan mengarahkan discharge gas kembali ke suction header. Dasar operasi FGRU menggunakan teknologi liquid ring compressor sebagai berikut :

Flare gas yang direcover mengalir langsung ke FGRU skid dan menuju liquid ring compressor. Gas yang direcover dan sebagian liquid sealing bergabung didalam compressor dan dischargenya masuk ke vessel separator, disini liquid dan gas akan dipisahkan. Selanjutnya sealing liquid compressor didinginkan menggunakan heat exchanger dan dikembalikan lagi ke compressor. Volumetric control dilengkapi dengan menggunakan sensor tekanan suction yang mengawali signal ke Programmable Logic Controller (PLC). PLC mengontrol peralatan yang penting untuk menjaga flow yang tepat ke FGRU.

Preliminary Design

Refinery menghubungi team engineer flare gas recovery yang mempunyai pengalaman dari segi teknologi flae dan aplikasi recovery untuk melakukan penilaian engineering awal dan studi kelayakan. Team engineering ini melakukan pengujian untuk mengumpulkan data operasi dan mereview peralatan existing untuk menetapkan design system flare gas recovery yang secara efisien mengontrol emisi pada modal dan biaya operasi yang efisien. Untuk menentukan flow rate flare header secara tipical, engineer memasang peralatan instrumentasi di upstream pada masing-masing flare. Flow ini diukur dan direcord secara electronic untuk beberapa minggu untuk mengetahui pola aliran dihubungkan dengan kondisi normal operasi harian. Selama survey flare gas, Juru teknik laboratorium refinery mengumpulkan sampel gas yang dianalisa dengan gas chromatography untuk menentukan komposisi flare gas. Secara bersamaan, team mereview design dan operasi kedua fasilitas flare untuk menentukan kemungkinan hubungan hasil antara flare existing dengan flare gas recovery unit yang baru. Tahapan penting ini memperkenalkan modifikasi ke peralatan flare existing dan control yang diperlukan untuk integrasi dan menjaga performance flare gas recovery unit yang optimum. Hasil test menunjukan bahwa liquid seal vessel flare existing harus dimodifikasi untuk mendapatkan / memenuhi parameter performance refinery yang ditentukan.

0 comments

Distillation

Posted by Flora Sawita Labels: Proses

Distilasi adalah suatu proses yang melibatkan campuran liquid atau uap yang terdiri dari dua atau lebih komponen dipisahkan menjadi fraksi komponen yang diinginkan, dengan memasukan dan mengeluarkan panas. Pemisahan komponen dari campuran liquid dengan distilasi tergantung pada titik didih masing-masing komponen. Dan juga tergantung pada konsentrasi, karena masing-masing mempunyai karakteristik titik didih. Sehingga proses distilasi tergantung pada karakteristik tekanan uap campuran liquid

Dalam kolom distilasi akan terdapat transfer panas atau energi yang tentu akan menaikan tekanan uap, di mana tekanan uap berhubungan dengan titik didih. Liquid akan mendidih pada saat tekanan uapnya sama dengan lingkungannya. Kemudahan liquid untuk mendidih tergantung pada jumlah komponen volatile yang ada pada liquid. Liquid dengan tekanan uap tinggi (high volatility) akan menguap pada temperatur yang lebih rendah. Distilasi terjadi karena adanya perbedaan komponen volatility pada campuran liquid.

Perpindahan massa pada kolom distilasi terjadi pada suatu stage dengan memanfaatkan kesetimbangan fasa uap-cair dari suatu komponen. Tekanan uap liquid pada temperatur tertentu terjadi kesetimbangan antara molekul meninggalkan atau masuk permukaan liquid. Cairan dan uap yang tidak berada dalam kondisi setimbang akan dikontakkan hingga terjadi perpindahan massa dan produk dalam stage tersebut akan mendekati kondisi kesetimbangan. Komponen-komponen volatile diharapkan akan banyak berada pada uap yang meninggalkan stage dibandingkan dengan uap yang memasuki stage, sebaliknya diharapkan cairan yang meninggalkan stage akan memiliki komponen-komponen volatile. Bila proses ini dilakukan berulang-ulang diharapkan akan di dapatkan derajat pemisahan yang tinggi.

Distilasi secara umum dapat dibedakan menjadi:

1. Distilasi Atmosferik

• Dilakukan pada tekanan sedikit diatas tekanan atmosfir

• Minyak dipanaskan sampai temperatur tertentu sebelum terjadi perengkahan.

• Aplikasi : Crude Distillation Unit

2. Distilasi Vakum

• Untuk minyak berat bertitik didih tinggi yang jika dipanaskan lebih lanjut pada tekanan atmosfir akan terjadi perengkahan.

• Dilakukan pada tekanan dbawah satu atmosfir (vakum).

• Aplikasi : Vacuum Unit

3. Distilasi Bertekanan

• Untuk minyak yang sudah menguap pada temperatur kamar.

• Aplikasi : Light End Unit (Debutanizer, Depropanizer, naptha splitter).

Sistem kompleks adalah adalah sistem yang terdiri dari banyak sekali komponen sehingga tidak layak untuk menentukan komposisi campuran tersebut dinyatakan dalam komponen-komponen murninya. Contohnya adalah campuran petroleum. Pada umumya analisa penentuan titik didih pada campuran petroleum menggunakan dua cara, yaitu distilasi ASTM (American Society for Testing and Material) dan distilasi TBP (True Boiling Point).

1. Distilasi TBP

• Disebut distilasi 15/5, kolom eqivalent dengan 15 tahap (plate) & perbandingan refluks 5/1.

• Derajat kemurnian relatif tinggi, setiap komponen terpisahkan dengan baik (dari komponen ringan sampai dengan komponen berat).

• Kondisi operasi, tekanan atmospferik & temperatur sampai dengan 316 ^oC (600 ^oF), kemudian dilanjutkan dengan tekanan vacum dengan tujuan mencegah perengkahan fraksi minyak yang berat.

• Volume minyak mentah 1000-5000 cc sehingga volume distilate setiap fraksi banyak dan cukup untuk analisa kualitas fraksi.

2. Distilasi ASTM atau distilasi Engler

• Derajat kemurnian relatif rendah (tidak ada kolom & refluks).

• Hasil distilasi ASTM dapat digunakan untuk menganalisa minyak mentah.

• Analisa cepat.

• Banyak digunakan untuk mengontrol operasi.

• Untuk minyak mentah dan produk – produk minyak mentah.

• Volume 100 cc.

• Tekanan atmosferik.

• Pemanasan diatur sedemikian rupa pada 5 – 10 menit diperoleh tetesan pertama, hasil dikumpulkan dengan kecepatan 4 – 5 cc per menit.

• Temperature uap tetesan pertama disebut IBP (Initial Boiling Point).

• Temperature selanjutnya dicatat setelah hasil distillate terkumpul 5 ml, 10 ml dan setiap mendapat 10 ml distilate berikutnya.

• Temperature uap maksimum pada tetesan terakhir disebut (End Point)

Campuran dalam fasa cair yang dipanaskan dalam suatu kolom (bejana) akan mengalami keseimbangan fase uap dan fase cair yang berlangsung singkat, peristiwa ini disebut Equilibrium Flash Vaporization (EFV).

Kurva Equlibrium Flash Vaporization dibuat berdasarkan data Distilasi TBP atau Distilasi ASTM dengan bantuan grafik. Kurva EFV bermanfaat untuk menetukan performance dari unit Flash Distillation pada campuran kompleks.

Variabel Operasi Variabel-variabel yang mempengaruhi operasi kolom stripper adalah sebagai berikut:

1. Temperatur umpan masuk kolom

Temperatur umpan mempengaruhi jumlah komponen yang teruapkan pada flash zone, bila temperatur terlalu rendah, maka akan banyak fraksi ringan yang jatuh ke produk bawah dan sebaliknya bila terlalu tinggi fraksi berat akan terikut ke atas

2. Tekanan kolom

Tekanan kolom akan berpengaruh terhadap temperatur penguapan cairan, bila tekanan kolom rendah maka temperatur yang dibutuhkan juga rendah.

3. Sifat fisik umpan

Semakin banyak fraksi berat pada umpan, maka dibutuhkan energi yang lebih besar untuk memisahkannya.

4. Refluks

Refluks berfungsi untuk menurunkan beban pendinginan pada kondensor, dengan pendinginan ini secara tidak langsung refluks mempengaruhi perolehan produk. Bila laju refluks terlalu tinggi dkhawatirkan fraksi ringan akan terikut pada fraksi di bawahnya dan begitu juga sebaliknya.

0 comments

Thermal Cracking Process

Posted by Flora Sawita Labels: Proses

Thermal Cracking Process ( Proses Perengkahan Termal) Proses perengkahan thermal (thermal Cracking) adalah suatu proses pemecahan rantai hydrocarbon dari senyawa rantai panjang menjadi hydrocarbon dengan rantai yang lebih kecil melalui bantuan panas. Suatu proses perengkahan thermal bertujuan untuk mendapatkan fraksi minyak bumi dengan boiling range yang lebih rendah dari feed (umpannya). Dalam proses ini dihasilkan: gas, gasoline (naphtha), gas oil (diesel), residue atau coke. Feednya dapat berupa gas oil atau residue.

Setelah mengalami pemanasan awal dan ditampung dalam akumulator, proses pemanasan selanjutnya dilakukan dalam suatu furnace (dapur) sampai mencapai temperatur rengkahnya. Keluar dari furnace, minyak yang sudah pada suhu rengkah tadi dimasukkan dalam suatu soaker, yaitu suatu alat berbentuk drum tegak yang berguna untuk memperpanjang reaksi perengkahan yang terjadi. Selanjutnya hasil perengkahan dimasukkan kedalam suatu menara / kolom pemisah (fractionator) dimana berikutnya akan dipisahkan masing-masing fraksi yang dikehendaki. Ada juga bagian yang dikembalikan lagi untuk direngkah lebih lanjut yang disebut recycle stock. Selain menghasilkan produk BBM (bahan bakar minyak) dan gas, dalam proses perengkahan thermal juga dihasilkan cokes. Cokes yang diharapkan hanya terbentuk di dalam chamber (coke drum) dapat pula terbentuk di dinding tubes heater/furnace dan transfer line (pipa transfer). Cokes tersebut terbentuk sedikit demi sedikit dan pada akhirnya akan terakumulasi. Jika akumulasi sudah dianggap mengganggu jalannya operasi, maka unit perengkahan thermal tersebut harus dihentikan untuk proses penghilangan akumulasi cokes atau SAD (Steam Air Decoking). Untuk memperkirakan apakah akumulasi cokes sudah berlebihan dan mengganggu operasi atau belum biasanya dilihat dari tanda-tanda sbb :

Penurunan tekanan antara inlet dan outlet furnace sampai tingkat maksimum tertentu.
Tekanan soaker/reaction chamber yang makin tinggi sampai tingkat maksimum tertentu.
Temperatur tube metal (tube skin) makin naik.

Pembersihan akumulasi cokes tersebut disamping secara proses (SAD), dapat juga dilakukan secara mekanis menggunakan pompa bertekanan tinggi (aquadyne/hammelmann). I. UNIT VISBREAKINGAdapun alat utama dari unit ini adalah sebagai berikut : 1. FLASH CHAMBER Fungsi utama flash chamber adalah memisahkan residue dari recycle untuk menghindari coking dalam heater/furnace. Agar residue tidak overcracking, maka dapat dilakukan quenching dari inlet flash chamber agar tempeaturnya menjadi kurang lebih 450 degC saja. Kadang-kadang hal ini dihilangkan jika sudah dilengkapi dengan sistem washing di top column dari flash chamber, karena dianggap cukup membantu mendinginkan bottom temperature. Sistem washing ini mempunyai keuntungan antara lain :

Mencuci atau menahan residue yang akan ikut keatas bersama uap.
Residue tidak terlalu melekat dengan coke terutama sepanjang dinding chamber.

Bahan pencuci biasanya adalah sidecut yang dingin dari fractionator. Untuk mengurangi residence time dari residue didalam flash chamber, dibuat suatu bentuk leher yang memanjang pada bagian bottom dengan menjaga level kurang lebih 50%. Typical bottom temperature didalam first stage flash chamber adalah 425 degC dengan overhead temperature 390 degC. Sedangkansecond stage flash chamber bottom suhunya 400 degC dan overheadnya 296 degC. 2. REACTION CHAMBER Reaction Chamber membantu fungsi furnace agar tidak terlalu besar. Dalam reaction chamber proses perengkahan terjadi tanpa harus menambah panasan. Temperatur keluar furnace kira-kira 480 degC dan keluar reaction chamber akan turun menjadi kurang lebih 465 degC. Tekanan reaction chamber dijaga kurang lebih 16.2 kg/cm2g untuk menjaga agar semua material masih dalam fase liquid hingga pembentukan coke minimum. Reaction chamber juga membantu berfungsi sebagai surge chamber yang dapat menahan fluktuasi operasi. 3. PROCESS VARIABLE Seperti dijelaskan didepan bahwa visbreaker ini menghasilkan light dan haeavy fraction. Yang diutamakan sebenarnya bukan light fractionnya tetapi heavy heavy fractionnya diinginkan seminimum mungkin tetapi masih memenuhi spec fuel oil. Variabel-variabel utamanya adalah :

Charge stock properties
Cracking temperature
Residence time

Secara umum dapat dikatakan bahwa kenaikan baik temperatur maupun residence time maka visbreaking severity akan naik. Kenaikan dari severity of cracking akan menaikkan produksi gas dan gasoline dan mengurangi viscosity dari cracked residu. Feed stock dengan harga K rendah, hasil gas dan gasoline makin rendah, tetapi makin tinggi viscosity residuenya dan makin tinggi BS&W pada cracking temperature dan residence time tertentu. II. DELAYED COKINGProses delayed coking dikembangkan dalam rangka me-minimize residue yang dihasilkan dari pengolahan minyak mentah melalui thermal cracking yang lebih severe. Jadi pada dasarnya proses delayed coking adalah juga proses thermal cracking yang dilakukan pada temperatur yang relatif sangat tinggi. Sebagai feed untuk unit ini kebanyakan adalah vacuum residue (short residue) . Pada operasi sebelum adanya delayed coking unit, operasi thermal cracking dijaga sedemikian rupa sehingga tidak akan terbentuk coke dalam heater/furnace. Namun dengan berkembangnya teknologi dan semakin meningkatnya kebutuhan oil product, telah dapat dikembangkan suatu proses dimana pada pemanasan residue sampai temeperatur yang tinggi didalam heater/furnace tetapi coke tetap tidak terbentuk didalam heater/furnace tubes. Hal ini dilakukan dengan memberikan velocity yang tinggi (residence time yang minimum) di dalam heater dan menambah drum/chamber di outlet heater untuk tempat terjadinya coking, sehinga proses ini kemudian disebut "Delayed coking". Dari segi reaksi kimiawi sebenarnya tidak berbeda dengan reaksi didalam proses thermal cracking yang lain, hanya disini sebagai salah satu produk akhir adalah carbon (coke). Coke dalam kenyataannya masih mengandung sejumlah volatile matter (VM) atau Hydrocarbon (HC) dengan boiling point tinggi. Untuk menghilangkan atau mengurangi kandungan volatile matter didalamnya, coke dipanasi lebih lanjut sampai 2000 - 2300 degF didalam suatu tanur/kiln yang berputar (Unit Calciner). Telah banyak kilang-kilang didunia yang memiliki unit delayed coking baik dengan tujuan untuk memproduksi calcined coke maupun dalam rangka maximizing oil products. Produk yang lain seperti unsaturated LPG, naphtha, gas oil kemudian diproses lebih lanjut untuk mendapatkan produk akhir yang on-spec. Selanjutnya naphtha diolah lebih lanjut di NHDT (Naphtha Hydrotreater), gas oil di proses di Hydrocracker. 1. DISKRIPSI PROSES Umpan vacuum residue yang berasal dari bottom vacuum column pertama-tama dimasukkan kedalam fractionator pada tray ke 2 sampai ke 4 dari bawah. Tujuannya adalah :

Untuk mendinginkan uap hydrocarbon yang datang dari coke chamber ke fractionator untuk mencegah terbentuknya coke didalamnya dan sekaligus untuk mengkondensasikan sebagian heavy oil yang akan di-recycle.
Adanya lighter material didalam vacuum residue feed sudah dapat stripped out.
Untuk preheating feed.

Fresh feed yang telah bercampur dengan heavy oil yang condenser di bottom factionator dipompakan kedalam coker heater yang kemudian masuk kedalam salah satu dari dua coke chamber (drum). Untuk mengontrol velocity dan mencegah terbentuknya deposit coke didalam tube diinjeksikan steam kedalam tube heater. Sejumlah tertentu dari material yang tidak menguap dalam fluida yang keluar dari heater akan tinggal didalam coke drum dan oleh karena adanya efek temperatur dan residence time akan menyebabkan terbentuknya coke. Uap yang keluar dari puncak coke drum akan dialirkan ke bottom fractionator. Dalam uap yang keluar dari coke drum, mengandung steam danhasil cracking yang terdiri dari gas, naphtha, gas oil. Uap akan mengalir ke top column melalui quench tray, kemudian produk gas oil akan ditarik dari tray diatas feed tray. Sebagaimana dalam crude fractionator, dalam delayed coker fractionator juga dilengkapidengan sistem hot dan cold reflux dengan maksud selain untuk memperbaiki distilasi juga untuk memanfaatkan panas yang didapat dalam column sehingga dapat digunakan untuk preheating dll. Akibatnya yang juga merupakan suatu keuntungan, bahwa beban overhead condensor akan lebih kecil. Untuk menarik naphtha biasa dilakukan pada 8-10 tray diatas gas oil draw-off. 2. OPERASI PENGAMBILAN COKE. Bila coke drum yang in-service (coking) telah penuh dengan coke, aliran feed kemudian dipindahkan (switch) ke drum yang telah kosong dengan mengoperasikan three way valve (switching valve), sementara itu drum yang telah penuh dengan coke diisolate untuk operasi pengambilan/pembongkaran coke. Mula-mula dialirkan steam untuk menghilangkan uap hydrocarbons yang masih ada didalam drum, kemudian didinginkan dengan mengisi air secara pelan-pelan sesuai dengan cooling rate yang dianjurkan agar tidak mengalami shock cooling. Pelaksanaan pengambilan/ pembongkaran coke (decoking), dimulai dengan membuka coke chamber, kemudian dengan mechanical drill atau hydraulic system yang menggunakan air bertekanan tinggi. Dengan sistem mechanical & water jet sedikit demi sedikit coke yang mengisi hampir seluruh coke drum akan terpotong masuk kedalam coke pit atau gerobag yang memang telah disediakan untuk selanjutnya diangkut ke storage. 3. SIFAT FISIS DAN PENGGUNAAN COKE Kebanyakan coke dihasilkan sebagai bahan yang keras, porous, bentuknya tidak teratur dengan ukuran dari 20 inch sampai kecil seperti debu. Coke type ini dikenal sebagai sponge coke. Penggunaan dari coke jenis ini adalah untuk :

Pembuatan electrode untuk digunakan dalam electrical furnace dalam pabrik Titanium oxide, baja.
Pembuatan anode untuk cell electrolytic dipabrik alumina.
Digunakan sebagai sumber carbon didalam pembuatan elemen phosphor, calcium carbide, silica carbide.
Pembuatan graphite.

Typical analysis dari Petroleum sponge coke adalah sebagai berikut : Wt % Wt % (Dari Delayed Coker) (Setelah Calcining) Air 2 – 4 nil Volatile matter 7 – 10 2 - 3 Fixed carbon 85 – 91 95 Kandungan sulfur 0.5 – 1.0 1 – 2 Kandungan sulfur didalam petroleum coke yang dihasilkan adalah bervariasi tergantung pada sulfur yang ada didalam feed stock. Biasanya antara 0.3- 1.5 wt % tapi kadang-kadang juga bisa mencapai 6%. Selain sponge coke, dikenal pula jenis coke lain yang disebut needle coke. Needle coke dihasilkan dari feed stock yang mengandung aromatic yang sangat tinggi. Needle coke ini lebih disenangi daripada sponge coke untuk digunakan sebagai electrode karena ia mempunyai electrical resistively dan coeficient thermal expansion yang lebih rendah sehingga tidak mudah berubah bentuk dan tidak boros pemakaiannya. 4. OPERASI DELAYED COKER Sebagaimana telah disinggung dalam decoking, coke drum diisi dan dikosongkan atas dasar suatu time cycle tertentu, sedang fraksinator dioperasikan secara kontinyu untuk memproduksi LPG, coker naphtha dan coker gas oil. Paling sedikit harus ada dua coke drum, namun ada pula yang lebih seperti di UP II Dumai yang mempunyai empat coke drum dengan pembagian : dua diisi / in operation (coking) dan dua yang lain dikosongkan (decoking) Typical waktu pengoperasian dari coke drum adalah sbb : Operasi Waktu (jam) Pengisian dengan coke 24 Memindah (switch) dan steaming out 03 Pendinginan (cooling down) 03 Drain 02 Buka tutup dan decoking 05 Tutup kembali dan test 02 Pemasangan kembali 07 Spare time 02 48 Operating variable dalam delayed coker antara lain adalah :

Temperatur outlet heater
Tekanan fractionating tower
Temperatur uap ex coke drum yang masuk fractionator
Free carbon content dalam feed.

Semakin tinggi temperatur yang keluar heater akan menaikkan proses cracking dan reaksi coking sehingga akan menaikkan pula jumlah gas dan coker naptha yang dihasilkan dan sebaliknya produksi coker gas oil yang berkurang. Menaikkan tekanan di fractionator mempunyai pengaruh yang sama dengan menaikkan temperatur outlet heater, karena dengan kenaikan tekanan di fractionator akan menambah jumlah vapor yang terkondensasi termasuk gas oil yang akan dikembalikan sehingga di-recycle bersama feed ke heater. Temperatur dari uap hydrocarbon ex coke drum yang semakin tinggi akan menaikkan end point dari produk coker gas oil sehingga jumlah gas oil yang direcycle menjadi berkurang akibatnya produksi coke akan berkurang pula. Dalam operasi delayed coker secara umum dapat dinyatakan bahwa semakin banyak gas oil yang direcycle akan menaikkan cracking yang selanjutnya akan menghasilkan gas, coker naphtha, dan coke yang lebih banyak dan menurunnya produksi coker gas oil. Refferences :

“How to predict coker yield”; Castiglioni,B.P.; Hydrocarbon Processing, September 1983.
UOP Operating Manual , “Delayed Coking Unit”

0 comments

Proses Pengolahan Biji Timah

Posted by Flora Sawita Labels: Proses

Timah merupakan sumber daya alam utama pulau Bangka Belitung sejak lama. Besarnya kandungan biji timah di daerah ini merupakan yang terbesar dari beberapa daerah lain di Indonesia. Bahkan untuk di dunia, produksi timah asal Indonesia sangat mempengaruhi harga pasar dunia.

Quote:

Didalam sejarah penambangan timah, telah banyak mengalami perkembangan yang sangat signifikan. Proses penambangan timah pun kian efektif dan efesien berkat kemajuan teknologi pertambangan. Sejak dulu telah tercatat berbagai teknik penambangan timah yang terjadi di Bangka Belitung.

Proses penambangan timah terdiri dari beberapa tahapan yang dilakukan secara menyeluruh, hal ini oleh PT. TIMAH di sebut dengan Penambangan Timah Terpadu.

1. EKSPLORASI (exploration)

Quote:

Eksplorasi merupakan kegiatan kajian dan analisa sistematis guna mengetahui seberapa besar cadangan biji timah yang terkandung. Didalam operasional kegiatan eksplorasi melibatkan beberapa komponen seperti surveyor (pemetaan awal), sumur bor/small bore ( mengambil sample timah dengan teknik bor tanah), lab analisis, hingga pemetaan akhir geologis (geological map).

Proses eksplorasi sangat menentukan berjalannya suatu proses penambangan timah. Karena dari tahap inilah muncul DATA PETA GEOLOGIS secara lengkap sebagai panduan utama dalam kebijakan penambangan timah. Sehingga proses selanjutnya dapat ditempuh dengan berbagai analisa operasional yang baik, termasuk rencana anggaran dan sebagainya.

Quote:

2.OPERASIONAL PENAMBANGAN ( mining )
Didalam proses penambangan timah dikenal 2 jenis penambangan yang dikenal di Bangka Belitung.

a. Penambangan Lepas Pantai

Quote:

Pada kegiatan penambangan lepas pantai, perusahaan mengoperasikan armada kapal keruk untuk operasi produksi di daerah lepas pantai (off shore). Armada kapal keruk mempunyai kapasitas mangkok (bucket) mulai dari ukuran 7 cuft sampai dengan 24 cuft.

Kapal keruk dapat beroperasi mulai dari kedalaman 15 meter sampai 50 meter di bawah permukaan laut dan mampu menggali lebih dari 3,5 juta meter kubik material setiap bulan. Setiap kapal keruk dioperasikan oleh karyawan yang berjumlah lebih dari 100 karyawan yang waktu bekerjanya terbagi atas 3 kelompok dalam 24 jam sepanjang tahun.

Hasil produksi bijih timah dari kapal keruk diproses di instalasi pencucian untuk mendapatkan kadar minimal 30% Sn dan diangkut dengan kapal tongkang untuk dibawa ke Pusat Pengolahan Bijih Timah (PPBT) untuk dipisahkan dari mineral ikutan lainnya selain bijih timah dan ditingkatkan kadarnya hingga mencapai persyaratan peleburan yaitu minimal 70-72% Sn.

b.Penambangan Darat

Quote:

Penambangan darat dilakukan di wilayah daratan pulau Bangka Belitung, tentunya system operasional yang digunakan tidaklah sama seperti pada wilayah lepas pantai.

Proses penambangan timah alluvial menggunakan pompa semprot (gravel pump).Setiap kontraktor atau mitra usaha melakukan kegiatan penambangan berdasarkan perencanaan yang diberikan oleh perusahaan dengan memberikan peta cadangan yang telah dilakukan pemboran untuk mengetahui kekayaan dari cadangan tersebut dan mengarahkan agar sesuai dengan pedoman atau prosedur pengelolaan lingkungan hidup dan keselamatan kerja di lapangan. Hasil produksi dari mitra usaha dibeli oleh perusahaan sesuai harga yang telah disepakati dalam Surat Perjanjian Kerja Sama.

Pada daerah tertentu, penambangan timah darat menghasilkan wilayah sungai besar yang disebut dengan kolong/danau. Kolong/danau itulah merupakan inti utama cara kerja penambangan darat, karena pola kerja penambangan darat sangat tergantung pada pengelolaan dan pemanfaatan sumber daya air dalam jumlah besar. Sehingga bila kita lihat dari udara, penambangan timah darat selalu menimbulkan genangan ari dalam jumlah besar seperti danau dan tampak berlobang-lobang besar.

Produksi penambangan darat yang berada di wilayah Kuasa Pertambangan (KP) perusahaan dilaksanakan oleh kontraktor swasta yang merupakan mitra usaha dibawah kendali perusahaan. Hampir 80% dari total produksi perusahaan berasal dari penambangan di darat mulai dari Tambang Skala Kecil berkapasitas 20 m3/jam sampai dengan Tambang Besar berkapasitas 100 m3/jam.

3.PENGOLAHAN (smelting)

Quote:

Untuk meningkatkan kadar bijih timah atau konsentrat yang berkadar rendah, bijih timah tersebut diproses di Pusat Pencucian Bijih Timah (Washing Plant). Melalui proses tersebut bijih timah dapat ditingkatkan kadar (grade) Sn-nya dari 20 - 30% Sn menjadi 72 % Sn untuk memenuhi persyaratan peleburan. Proses peningkatan kadar bijih timah yang berasal dari penambangan di laut maupun di darat diperlukan untuk mendapatkan produk akhir berupa logam timah berkualitas dengan kadar Sn yang tinggi dengan kandungan pengotor (impurities) yang rendah.

4.PELEBURAN (refining)

Quote:

Proses peleburan merupakan proses melebur bijih timah menjadi logam Timah. Untuk mendapatkan logam timah dengan kualitas yang lebih tinggi, maka harus dilakukan proses pemurnian terlebih dahulu dengan menggunakan suatu alat pemurnian yang disebut crystallizer.

Produk yang dihasilkan berupa logam timah dalam bentuk balok atau batangan dengan skala berat antara 16 kg sampai dengan 26 kg per batang. Produk yang dihasilkan juga dapat dibentuk sesuai permintaan pelanggan (customize) dan mempunyai merek dagang yang terdaftar di London Metal Exchange (LME).

Quote:

5.DISTRIBUSI DAN PEMASARAN (marketing)

Quote:

Kegiatan pemasaran mencakup kegiatan penjualan dan pendistribusian logam timah.Pendistribusian logam timah hampir 95% dilaksanakan untuk memenuhi pasar di luar negeri atau ekspor dan sebesar 5% untuk memenuhi pasar domestik. Negara tujuan ekspor logam Timah antara lain adalah wilayah Asia Pasifik yang meliputi Jepang, Korea, Taiwan, Cina dan Singapura, wilayah Eropa meliputi Inggris, Belanda, Perancis, Spanyol dan Italia serta Amerika dan Kanada.

Pendistribusian dilaksanakan melalui pelabuhan di Singapura untuk ekspor sedangkan untuk domestik dilaksanakan secara langsung dan melalui gudang di Jakarta. Tipe pembeli logam timah dapat dikelompokkan atas pengguna langsung (end user) seperti pabrik atau industri solder serta industri pelat timah serta pedagang besar (trader).

Produk yang dihasilkan mempunyai kualitas yang telah diterima oleh pasar internasional dan terdaftar dalam pasar bursa logam di London (London Metal Exchange). Kualitas setiap produk yang dihasilkan oleh perusahaan dijamin dengan sertifikat produk (weight and analysis certificate) yang berstandar internasional dan berpedoman kepada standar produk yang ditetapkan oleh London Metal Exchange (LME) sehingga dapat diperdagangkan sebagai komoditi di pasar bursa logam.

Contoh gambar produk produksi PT Tambang Timah:

1,Bangka Tin

Quote:

2.Mentok Tin

Quote:

3.Bangka Low Lead

Quote:

4.Tin Alloy

Quote:

5.Tin Solder

Quote:

0 comments

Palm | Kelapa Sawit

About Us

Follower

Popular Posts

Blog Archive

About This Web