Tabel C.31. Spesifikasi Belt Conveyor BC-101
Alat Belt Conveyor
Kode BC-101
Fungsi Untuk mengangkut bahan baku Urea dari Warehouse W-101
ke Bucket Elevator BE-101 Tipe
Troughed Belt on 20
o
Idlers Power
2 hp Luas permukaan belt 0,11 ft
2
0,010 m
2
Lebar belt Panjang belt
35 cm 7 m
Kecepatan belt 200 ftmin 61 mmin
Jumlah
1 Buah
14. Bucket Elevator BE-101
Fungsi : Untuk membawa padatan Urea menuju Mixing Tank MT-101
Tipe : Continous Bucket Elevator
Dasar Pemilihan : Jumlah bucket lebih banyak dan lebih rapat serta membentuk susunan bucket yang kontinyu
: Memiliki sudut kemiringan 45° : Dapat digunakan untuk material-material dengan berbagai
bentuk dan ukuran
Gambar C.23. Continous Bucket Elevator Sumber μ Perry’s, Ed.7
th
, hal. 21-13
Data Operasi : Laju alir massa = 1735,52 kgjam
Over design factor = 20
Walas, M., 1990, Tabel 1.4, hal 7 Sehingga kapasitas Bucket Elevator = 1,2 x 1735,52 kgjam x 1 ton1000 kg
= 2,08262 tonjam
Gambar C.24. Spesifikasi Belt Elevator Berdasarkan kapasitas sebesar 2,08262 tonjam serta menurut Tabel. 21-9, hal.
21- 1θ, Perry’s, Ed.7
th
, 1999, didapatkan spesifikasi Bucket Elevator sebagai
berikut :
Ukuran bucket = 8 x 5,5 x 7,75 in 203 x 140 x 197 mm Kapasitas = 35 tonjam
Bucket spacing = 8 in 203 mm
Elevator center = 25 ft
Putaran poros = 28 rpm Power
poros = 1,8 Hp Rasio daya tinggi = 0,06
Power yang digunakan P :
P = Tinggi Elevator x Rasio DayaTinggi + Power poros Brown, G., 1950, hal. 61
= 25 ft x 0,06 + 1,8 = 3,3 hp
Berdasarkan power motor sebesar 3,3 hp didapatkan efisiensi motor sebesar 84 Peter, Timmerhaus, 2002, Fig. 12-18, hal. 516
Power motor = 3,30,84 = 3,928 Hp 4 Hp
Tabel C.32. Spesifikasi Alat BE-101 Alat
Bucket Elevator Kode
BE-101 Fungsi
Untuk membawa padatan Urea menuju Mixing Tank MT-101
Tipe Continous Bucket Elevator
Power 4 Hp
Dimensi Bucket Ukuran bucket : 8 x 5,5 x 7,75 in 203 x 140 x 197 mm
Jarak antar bucket : 8 in 203 mm Tinggi elevator : 25 ft 7,620 m
Kapasitas : 35 tonjam Jumlah
1 buah
15. Feeder FE-101
Fungsi : Menampung sementara dan mengumpankan CONH
2
padat menuju MT-101 Jenis
: Feeder Bahan Konstruksi
: Carbon Steel SA 283 grade C 0,1 Carbon, 0,25 Mo, 1,85 Ni, 0,8 Cr
Pertimbangan : - Mempunyai allowable stress cukup besar 12.650psi
- Tahan terhadap korosi 0,05 Sulfur Acid - Temperatur Operasi -28°C
– 343,33°C
Brownell, Young, 1959 Kondisi Operasi
: Temperatur : 308,15 K
Tekanan : 1 atm
d D
h H
Gambar C.25. Feeder CONH
2
a. Menentukan Kapasitas Storage
Tabel C.33. Komponen bahan di dalam storage Komponen
Massa kg kmol
Wi ρi kgm
3
wiρi CONH
2
1722,94 28,68
0,99 1022,18
9.71E-04
H
2
O 12,58
0,698 0,01
885,45
8.18E-06
Total 1735,522
1
9.79E-04
i
wi
1
Coulson, 1983:238
ρ =
04 -
9.79E 1
= 1021,040 kgm
3
= 63,7413 lbft
3
Waktu tinggal = 0,25 jam W = kapasitas x waktu tinggal
= 1735,522 kgjam x 0,25 jam = 433,88 kg
Volume padatan =
W
=
3
1021.040 433,88
m kg
kg
= 0,4249 m
3
= 15,01 ft
3
Over design : 20 V = 1,2 x 0,4249 m
3
= 0,510 m
3
= 18,01 ft
3
b. Menentukan Dimensi Storage
V
tot
= V shell + V konis terpancung V
shell
= ¼ π D
2
H V
konis
= π h1β D
2
+ D.d + d
2
Wallas, 1988: 627 Dimana :
D = diameter shell, ft d = diameter ujung konis, ft
H = tinggi shell, ft H = tinggi konis, ft
= sudut konis h =
2 d
D tg
Hesse, Pers 4-17: 92
Diketahui angle of repose sudut gelinding zat = 40
o
Tabel 5.3, Hal: 79, Walas, 1988. Angle of repose
akan mempengaruhi kemiringan pada bagian conical
. Pada perhitungan ini diambil nilai = 40
o
, karena pada kemiringan tersebut, padatan masih bisa menggelinding.
h = 2
40 d
D tg
= 419
, d
D
maka V konis = 0,262h D
2
+ D.d + d
2
V konis = 0,262 x 0,419D - d D
2
+ D.d + d
2
V konis = 0,131 x D
3
– d
3
Diketahui bahwa : 4
d
D Ludwig,
Hal.165 d = D4
maka, V
tot
= V
konis terpancung
+ V
shell
Diambil HD = 2 Tabel 4.27. Ulrich, 1984:248
V
tot
= 0,110 x D
3
- D4
3
+ ¼ x π x D
2
x 2D V
tot
={0,110 x D
3
-D4
3
}+ 0,βη x π x βD
3
18,01 ft
3
= 0,110 x D
3
-D4
3
+ 1,5714 D
3
18,01 ft
3
= 1,686 D
3
D
3
= 8,299 ft
D = 2,02 ft =
24,29 in = 0,62 m
H = 4,05 ft =
48,59 in = 1,24 m
D = 1,01 ft = 12,14 in =
0,31 m H =
0,50 ft = 6,07 in =
0,15 m
Volume konis = 0,131 x D
3
– d
3
= 0,131 x 2,02
3
– 1,01
3
= 0,951 ft
3
V
shell
= ¼ π D
2
H = ¼ x 3,14 x 2,02
2
x 4,05 = 13,03 ft
3
H
total
= H + h = 4,05 + 0,50 = 4,55 ft
Tinggi padatan di dalam shell V padatan di shell = volume padat
– volume konis = 15,01
– 0,951 = 14,05 ft
3
V padatan di shell = Hs
x D
x 4
2
14,05 ft
3
= Hs
. 02
, 2
4 14
, 3
2
H
s
= 3,2930 ft Tinggi CONH
2
di storage = H
s
+ h = 3,293 ft + 0,50 ft
= 3,79 ft
c. Menentukan tekanan desain
Asumsi :
1. Tekanan ke arah dinding konis diabaikan karena material termasuk free
flowing sehingga pada proses pengeluaran bahan tidak menempel pada dinding feeder
2. Tekanan didalam feeder hanya terjadi karena akibat gaya gravitasi yaitu
berupa tekanan hidrostatik saja.
P abs = P operasi + P hidrostatis dimana P hidrostatis =
144 1
h
Pers 3.17. Brownell, 1959:46
P abs = 14,7 +
144 1
79 ,
3 63,7413
P abs = 17,35 psi
Tekanan desain 5-10 di atas tekanan kerja normalabsolut. Rules of thumb
. Walas,1988:xviii Tekanan desain yang dipilih 10 diatasnya, jadi
P desain = 1,1 x 17,35 psi = 19,08 psi
d. Menentukan Tebal Dinding Storage
C P
6 ,
E .
f ri
. P
t
s
Pers 14.31 Brownell, 1959:275
Dimana : t
s
= Tebal shell, in P = Tekanan dalam tangki
f = Allowable stress = 12.650 psi Tabel 13.1 Brownell,1959:251 ri = Jari-jari dalam storage
E = Efisiensi pengelasan = 80 0,8 tipe double welded butt joint Tabel 13.2 Brownell,1959:254
c = Faktor korosi = 0,125 10 tahun Tabel 6, Timmerhaus,1991:542
t
s
= 08
, 19
6 ,
- 0,8
12.650 24,292
x 19,08
+ 0,125 = 0,1479 in diambil tebal standar = 316 in
e. Tebal Dinding Konis Storage, tc
Kemiringan konis = = 40
o
C P
6 ,
E .
f cos
2 D
. P
tc
Pers 6.154. Brownell
Young,1959:118 =
125 ,
08 ,
19 6
, -
0,8 4012.650
2cos 24,29
19,08
= 0,1875 in diambil tebal standar = 316 in
Tabel C.34. Spesifikasi Alat Feeder
Alat Feeder
Fungsi Menampung sementara dan mengumpankan CONH
2
padat menuju MT-101 Kapasitas
433,88 kg Dimensi
Diameter shell D Diameter konis bawah d
Tebal shell t
s
Tebal konis t
c
= =
= =
2,02 1,01
0,1875 0,1875
ft ft
in in
Tinggi storage Ht =
4,05 ft Tekanan Desain
19,08 psi Bahan konstruksi Carbon Steel SA-283 Grade C
Jumlah
1 Buah
16. Mixing Tank MT-101
Fungsi : Tempat mencampurkan CONH
2
dan H
2
O sehingga diperoleh larutan CONH
2
untuk umpan Reaktor RE- 202
Jenis : Vessel vertikal dengan pengaduk
Bahan Konstruksi : SA-167 Grade 11 Type 316 18 Cr, 10 Ni, 2 Mo Pertimbangan
: - Mempunyai allowable stress cukup besar 18.750 psi
- Tahan terhadap korosi
Tekanan : 1 atm
Air Asam Fosfat
Out
Gambar C.26. Mixing Tank
Tabel C.35. Input MT-101
Komponen kgjam
kmoljam xi
ρ kgm
3
cp xiρ
xi
CONH
2
1722.94 28.68705802 0.724435776 1022.18
0.9600 7.09E-04
0.7546206 Air
655.38 36.41009216 0.275564224 885.45
0.4400 0.00031121 0.626282327
Jumlah 2378.326364 65.09715018
1,000 1.02E-03
1.380902927
ρ
campuran
= ρ
campuran
= 980.4604 kgm
3
ρ
campuran
= 61,208 lbft
3
campuran
=
campuran
= 0,7241cp
campuran
= 0,000724Ns.m
2 campuran
= 0,000724 kgm.s
a. Menghitung diameter dan dan tinggi tangki
Volume cairan dalam mixing tank = m ρ
= 2,425 m
3
= 85,659 ft
3
Faktor keamanan = 20 Maka volume mixing tank = 2,91 m
3
= 102,791 ft
3
Bentuk mixing tank dirancang berupa silinder tegak dengan head dan bagian bawah berbentuk torisperical.
H = ID Volume headbottom = 0,000049 ID
3
Volume mixing tank = Volume silinder + 2 x volume head 102,791 ft
3
= 14 x л x ID
2
x H + 0,000098 D
3
102,791 ft
3
= 0,79 ID
3
+ 0,000098 D
3
102,791 ft
3
= 0,79 ID
3
ID
3
= 130,93 ft
3
ID = 5,08 ft = 1,55 m = 60,93 in
H = ID = 5,08 ft = 1,55 m = 60,93 in H
= 5,08 ft = 1,55 m = 60,93 in
Tinggi cairan dalam silinder h
l
= h
l
= 4,232 ft = 1,289 m = 50,78 in
xi xi
xi
xi
2
xID xVl
4
b. Menghitung tebal shell
Tebal shell dihitung menggunakan persamaan 13.1 Brownel Hal. 254:
Tekanan design P
abs
= P
operasi
+ P
hidrostatik
P
operasi
= 1 atm = 14,7 psi P
hidrostatik
= ρ x ggc x h P
hidrostatik
= 4,23 psi P
abs
= 18,93 psia dengan faktor keamanan = 10
maka, P
desain
= 20,83 psi Material yang digunakan SA-167 Grade 11 Type 316 dengan data sebagai
berikut: f = 18.750
psi B Y hal. 342 E = 0,8 single-welded butt join. BY, hal 254
Faktor korosifitas c untuk 15 tahun = 0,25 Timmerhaus, 1991
Maka t
s
= 0,2922 in Tebal shell dihitung menggunakan Pers.13.1 Brownell:254
Dipilih tebal shell =
3 8
in = 0,375 in dari Tabel 5.7 Brownell: 89
c. Menghitung tebal head
Gambar C.27. Torispherical Head
OD
ID A
B icr
b = tinggi dish
a t
r
O A
sf
C
c p
fE piD
ts
12 .
2
Keterangan : t
= Tebal head, in Icr = Inside corner radius, in
rc = Radius of dish, in
sf = Straight flange,in
OD = Diameter luar, in ID = Diameter dalam, in
b = Depth of dish, in
OA = Tinggi head, in Tebal head t
h
: t
h
=
C P
2 ,
fE .
2 w
r .
P
. c
Brownell and Young,1959: 258 Dimana :
w =
icr r
c
3 .
4 1
Brownell and Young,1959:258 Keterangan :
t = Tebal head in P = Tekanan desain psi
rc = Radius knuckle, in icr = Inside corner radius in
w = stress-intensitication factor E = Effisiensi pengelasan
C = Faktor korosi in
OD = ID + 2 x tebal dinding OD = 61,68 in
dari Tabel 5.7 Brownell:89 diambil OD = 120 in dengan OD perhitungan = 119,86 in untuk t
s
=
3 8
in = 0,375 in, Diperoleh:
rc = 114 in
Brownell Young,1959:89 icr
= 7,25 in
Maka : w = 1,741 in
t
h
= 0,3878 in t
hstandar
=
7 16
in = 0,4375 in
Depth of dish b Brownell and Young,1959:87
b =
b = 20,94 in
Tinggi Head OA
Untuk t
s 3
8
dipilih sf = 3 in OA = t
h
+ b + sf Brownell and Young,1959, Hal:87 OA = 13,2428 in
OA = 1,1036 ft
d. Menentukan Tinggi Tangki Total
H
mixer
= tinggi silinder + 2 x tinggi head H
t
= 87,41 in = 7,28 ft
e. Desain Pengaduk
Dari Fig. 10.57 Coulson, untuk volume vessel = 2,425 m
3
dan viskositas 0,0007242 Ns.m
2
, digunakan impeller tipe turbine.
2 2
2
icr
ID icr
rc rc
Gambar C.28. Agitator Selection Guide
Karena turbin memiliki range volume yang besar dan dapat digunakan untuk kecepatan putaran yang cukup tinggi, sehingga dipilih jenis flat six
blade turbine whit disc dengan geometri sebagai berikut:
Dari Table 3.4-1 geometri proportions untuk sistem pengadukan standar Geankoplis, 1993.
Diameter tanki D
t
= 5,0778 ft = 60,93 in = 1,54 m Tinggi cairan
H
t
= 5,0778 ft = 60,93 in = 1,54 m Diameter impeller:
D
a
= 12 D
t
D
a
= 2,53 ft = 30,4670 in = 0,7739 m D
d
= 23 D
a
D
d
= 1,69 ft = 20,31 in = 0,51 m Panjang blade:
L = 14 D
a
L = 0,63 ft = 5,07 in = 0,12 m
Lebar baffle: J = 112 D
t
J = 0,42 ft = 6,093in = 0,15 m Lebar impeller:
W = 15 D
a
W = 0,507 ft = 6,093 in = 0,15 m Tinggi impeller:
E = 13 D
t
E = 1,69 ft = 20,31 in = 0,51m
Jumlah impeller yang digunakan: Menurut Dickey 1984 dalam Walas 1990 Hal. 288, kriteria jumlah
impeller yang digunakan didasarkan pada viskositas liquid dan rasio ketinggian H terhadap diameter tangki D.
Diketahui bahwa : D
t
= 5,077 ft H
t
= 5,077 ft H
L
D = 1 µ
liquid
= 0,7242 cP
Tabel C.36. Pemilihan jumlah impeler Viscositas,cP
Max Jumlah
Clearance H D
Lower Upper
25000 1,4
1 h3
- 25000
2,1 2
D3 23h
25000 0,8
1 h3
- 25000
1,6 2
D3 23h
Rasio HD maksimum untuk penggunaan 1 buah impeller adalah 1,4 untuk viskositas liquid 25000 cP dan rasio HD = 1 maka jumlah impeller yang
digunakan sebanyak 1 buah.
f. Daya pengadukan
Kecepatan putaran motor standar yang tersedia secara komersil adalah 37, 45, 56, 68, 84, 100, 125, 155, 190 dan 320 rpm. Walas, 1990
N = 56 rpm N = 0,933 rps
Bilangan Reynold, N
re
= N
re
= 756773,79 Dari Gambar 10.6 Walas 1990 untuk kurva 1 diperoleh angka daya,
Np = 5
Gambar C.29. Grafik mencari nilai Np
Kebutuhan daya teoritis : P =
P = 34,3874 ft.lb
f
s P = 0,0625 hp
Efisiensi motor = 80 Motor yang digunakan = 0,0782 hp
mix 2
a mix
N D
c a
mix p
g D
N N
5 3
. .
.
g. Panjang batang sumbu pengaduk axis length
Axis length L = tinggi total tangki + jarak dari motor ke bagian atas
bearing – jarak pengaduk dari dasar tanggi
Tinggi total tangki: H
total
= 7,285 ft Jarak dari motor ke bagian atas bearing:
S = 1 ft Jarak pengaduk dari dasar tangki :
E = 1,69 ft Axis length
L = 6,59 ft Axis length
L = 2,0094 m
h. Diameter sumbu, Ds axis diameter
T
c
= Pers.14.8, M.V. Joshi:400
Keterangan: T
c
= momen putaran kg.m P = daya hp
N = kecepatan putaran rpm T
c
= 1,00 kg.m Dari M.V Joshi, Pers. 14.10 pp.400,
T
m
= 1,5 or 2,5 x T
c
Digunakan T
m
= 1,5 T
c
T
m
= 1,500 kg.m Z
p
=
T
m
= torsi maksimum P = shear stress
fs = section of shaft cross section Material sumbu yang digunakan commercial cold rolled steel.
N x
π x
2 60
x 75
x P
s m
f T
Axis shear stress yang diizinkan : 550 kgcm
2
Modulus elastisitas : 19,5 x 105 kgcm
2
Batasan elastis pada tegangan : 2.460 kgcm
2
Zp = 0,2727 Zp =
d
3
=
d = 1,1159 cm Digunakan diameter sumbu 4 cm.
i. Mengecek Waktu Pengadukan Sempurna
Kriteria untuk pengadukan sempurna adalah:
dengan : Q
R
= kecepatan sirkulasi m
3
jam Fv = debit kecepatan umpan masuk mixer m
3
jam Untuk turbin dengan 6 blade, wi = 15 Di dan Re 10
4
,
Re = 62369382,70 Re 10
4
N
QR
= 1,86
Maka, Q
R
= N
QR
.N.Di
3
= 3978,41 m
3
jam
Menghitung flow rate campuran
∑
= 0,0664 m
3
jam Jadi, sehingga pengadukan sempurna sekali.
16 d
.
3
16
x Zp
10 Fv
Q
R
μ ρ.N.Di
Re
2
Di ID
0.93 N
QR
10 92
, 59920
Fv Q
R
Secara sederhana:
Tabel C.37. Spesifikasi Alat MT
–101
Alat
Mixing Tank
Kode MT-101
Fungsi Tempat mencampurkan CONH
2
dan H
2
O sehingga diperoleh larutan CONH
2
untuk umpan Reaktor RE-202 Jenis
Vessel vertikal dengan pengaduk Bahan Konstruksi
SA-167 Grade 11 Type 316 Kapasitas
2,91 m
3
Dimensi OD
H
total
Tebal shell Tebal head
Impeller Jumlah
= 120 in = = 7,28 ft
= 0,375 in = 0,4375 in
= Disc six flat-blade open turbine
= 1 buah impeller Power
0,0782 hp Jumlah
1 buah
17. Heater HE-102
Jenis : Double Pipe Heat Exchanger
Fungsi : Menaikkan temperatur air dari 30
o
C menjadi 42
o
C Pemilihan : Sesuai untuk HE dengan luas perpindahan panas kurang 200 ft
2
Gland Gland
Gland Return
Bend
Return Head
Tee
Gambar C.30. Double Pipe Heat Exchanger Kern, 1965, Hal.102 Data perhitungan :
Fluida panas : Steam Laju alir, W = 22,9648 kgjam = 50,628 lbjam
T masuk, T
1
= 300
o
C = 572
o
F T keluar, T
2
= 300
o
C = 572
o
F Fluida dingin : air
Laju alir, w = 642,80 kgjam = 1417,1260 lbjam T masuk, t
1
= 30
o
C = 86
o
F T keluar, t
2
= 42
o
C = 107,6
o
F
a. Neraca panas
Beban panas, Q = 32265,54505 kJjam = 30581,7158 Btujam
b. Menghitung
∆T
LMTD
Driving force dari proses perpindahan panas adalah perbedaan temperatur
antara fluida panas hot fluid dengan fluida dingin cold fluid. Perbedaan temperatur yang terjadi di setiap titik di sepanjang heat exchanger
ditunjukkan melalui nilai ∆T
LMTD
Log Mean Temperature Difference. Karena nilai ∆T
LMTD
pada jenis aliran countercurrent lebih besar daripada jenis aliran paralel maka luas area perpindahan panas surface area yang
dibutuhkan akan lebih kecil sehingga dipilih jenis aliran countercurrent Kern, 1965, Hal: 90.
Tabel C.38. Temperatur aliran panas dan dingin
Hot fluid Cold fluid
Differences
572
Higher temp. F
107,6 464,4
∆t
2
572
Lower temp. F
86 486
∆t
1
Differences F
21,6 378
∆t
2
- ∆t
1
T
1
- T
2
t
2
- t
1
T
1
- t
1
AH-301 T
1
T
2
t
1
t
2
Gambar C.31. Aliran countercurrent pada heat exchanger
LMTD =
1 2
2 1
1 2
2 1
t T
t T
ln t
T t
T
Pers. 5.14, Kern 1965
= 475,118
o
F
c. Menghitung Temperatur Kalorik, T
c
dan t
c
T
avg
=
2 T
T
2 1
= 2
572 572
= 572
o
F
t
avg
=
2 t
t
2 1
= 2
6 ,
107 86
= 96,8
o
F Cek viskositas pada terminal dingin untuk tiap fluida
Annulus :
Pada T = 572
o
F µ
= 0,0195 cp Fig.15, Kern 1965
Pipa :
Pada t = 86
o
F µ = 0,86 cp
Fig.15, Kern 1965 Karena viskositas fluida pada terminal dingin 1 cp Kern, 1965, Hal:
111, maka:
T
c
= T
avg
t
c
= t
avg
d. Pemilihan Jenis Alat Perpindahan Panas
Hot fluid = steam dipipa
Cold fluid = air di annulus
Dari Tabel 8 Kern, 1965 range U
d
= 200 - 700 Btuhr.ft
2
°F dan dipilh U
d
= 600 Btuhr.ft
2
.°F. Area perpindahan panas surface area :
A = Δt
. U
Q
D
=
118 ,
475 15
30581,7158
= 0,1072 ft
2
Karena A 200 ft
2
, maka digunakan tipe double pipe dengan ukuran standar yang digunakan Kern, 1965, Hal: 103:
Tabel C.39. Spesifikasi double pipe yang digunakan Kern, Tabel 6.2 dan 11
Annulus : Pipa :
IPS = 2,5 in
IPS = 1,25 in
Sch. No = 40
Sch. No = 40
OD = 2,88 in
OD = 1,66 in
ID = 2,469 in
ID = 1,38 in
a = 0,753 ft
2
ft a =
0,435 ft
2
ft
e. Menghitung Flow Area a
Annulus :
D
2
= 2,46912 = 0,2057 ft
D
1
= 1,6612 = 0,1382 ft
a
a
= 4
D D
2 1
2 2
Pers.6.3 Kern, 1965
= 0,0182ft
2
Diameter equivalent, De :
De =
1 2
1 2
2
D D
D
Pers.6.3 Kern, 1965
= 0,167 ft
Pipa :
D = 1,3812 = 0,115 ft
a
p
=
4 D
2
= 0,01038 ft
2
f. Menghitung Mass Velocity G
Annulus :
G
a
=
a
a W
=
0182 ,
1417,12
= 77822,99 lbhr.ft
2
Pipa :
G
p
=
p
a w
=
0,01038 50,6281
= 4876,712 lbh
g. Menghitung Bilangan Reynold Re
Annulus :
T
avg
= 96,8
o
F µ = 0,86 cp × 2,42
Kern, Fig. 15 = 2,080 lbjam ft
Re
a
= De.G
a
µ Pers. 7.3
=16272,77
Pipa :
Pada t
avg
= 572
o
F µ = 0,0195cp × 2,42
Kern, Fig. 15 = 0,046 lbjam ft
D = 3,06812 = 0,256 ft Kern, Tabel 10
Re
p
= D.G
p
µ Pers. 3.6
= 17335,755
h. Menentukan J
H
Heat Transfer Factor
i. Menentukan Termal Function
j. Menghitung Outside Film Coefficient h
o
dan Inside Film Coefficient h
i
Annulus:
h
o
= 1230 Btuhr.ft
2
.
o
F [table 25 Kern, Hal: 164]
Pipa:
h
io
= 1500 Btuhr.ft
2
.
o
F
k. Menghitung Clean Overall Coefficient U
C
U
C
=
o io
o io
h h
h h
[Pers. 6.38] = 675,824 Btujam.ft
2
.
o
F
l. Menghitung Design Overall Coefficient U
D
R
d
= 0,002 hr.ft
2
.
o
FBtu Kern, Tabel 8
D
U 1
=
Rd Uc
1
= 002
, 675,824
1
= 0,00347 U
D
= 287,38 Btuhr.ft
2
.
o
F
m. Menghitung Luas Permukaan Perpindahan Panas Yang Dibutuhkan
A = t
. U
Q
D
=
11 ,
475 38
, 287
30581,7157
= 0,2239 ft
2
a” = 0,435 ft
2
ft Kern, Tabel 11
Panjang pipa : L =
a A
= 0,5148 ft linier Panjang hairpin = 12, 15, 20 ft
Kern, Hal: 103 Diambil L
h
= 12 ft
Hairpin terdiri dari 2 pipa n = 2 , maka jumlah hairpin yang diperlukan : Hairpin =
h
2.L L
= 12
2 0,2239
= 0,429
= 1 buah
Koreksi panjang pipa: L
kor
= 2.L
h
x hairpin = 1 x 12 x 2
= 24 ft linier
n. Menghitung Luas Permukaan Perpindahan Yang Tersedia
Sebenarnya
A = L
kor
x a” = 24 x 0,435
= 10,44 ft
2
o. Menghitung Actual Design Overall Coefficient U
Daktual
U
Daktual
= t
A. Q
=
118 ,
475 36
, 73
30581,715
= 258 Btuhr.ft
2
.
o
F
p. Menghitung Dirt Factor R
d
R
d
=
d c
d c
U U
U U
=
258 85
, 675
258 82
, 675
= 0,00239 hr.ft
2
.
o
F Btu
R
d
yang diperlukan = 0,002 hr.ft
2
.
o
FBtu Kern, Tabel 12 Rd
hitung
Rd
diperlukan
memenuhi
q. Menghitung Pressure Drops
ΔP Annulus :
De’ = D
2
– D
1
= 0,205 – 0,1383
= 0,0674 ft
Re
a
’ = μ
.G De
a a
=
2,080 77822
0674 ,
= 25218,712 Kern, Pers. 3.47b
Fa
= De
ρ g
2 L
Ga f
4
2 2
Pers.6.14 Kern, 1965
=
0674 ,
0,03518 10
. 18
, 4
2 24
77822 012
, 4
2 8
2
= 996,620 ft V
a
=
3600 Ga
=
3600 03518
, 77822
=
26,68 fts
i
ΔF
=
g 2
V x
2
2
=
2 ,
32 2
68 ,
26 2
2
= 22,098 ft
Pa
=
144 ρ
ΔFi ΔFa
2 1
=
144 03518
, 098
, 22
620 ,
996 2
1
x
=
3,239 psi ΔP
a
untuk liquid 10 psi memenuhi
Pipa :
Re
p
= 17335,7559 Kern, Pers. 3.47b
ρ = 0,068024 lbft
3
Appendix A.3-3, Geankoplis Fp
= D
g 2
L G
f 4
2 2
=
167 ,
0682 ,
10 .
18 ,
4 2
24 7124
, 4876
000525 ,
4
2 8
2
= 1848,417 ft Pp
= 144
Fp
= 144
0682 ,
417 ,
848 .
1
= 0,573 psi ΔP
p
untuk steam 1 psi memenuhi
Tabel C.40. Spesifikasi HE –102
Alat Heater
Kode HE-101
Fungsi Menaikan temperatur air dari 30
o
C menjadi 42
o
C untuk melarutkan urea di dalam mixing tank MT-
101 Bentuk
Double Pipe Heat Exchanger Dimensi pipa
Annulus :
IPS = 2,5 in
Sch. No. 40 OD
= 2,88in ID
= 2,469in Inner pipe
: IPS
= 1,25 in Sch. No. 40
OD = 1,66in
ID = 1,38 in
Jumlah hairpin = 1 buah
Panjang 1 pipa = 12 ft
∆P, annulus = 3,239psi
∆P, inner pipe = 0,573 psi
18. Pompa PP-102
Fungsi : Mengalirkan Air menuju ke Mixing Tank MT-101.
Tipe Pompa : Centrifugal pump
Alasan Pemilihan : Dapat digunakan range kapasitas yang besar dan tekanan tinggi
Konstruksi sederhana sehingga harganya relatif lebih murah
Kecepatan putarannya stabil
Tidak memerlukan area yang luas
V
1
P
1
T
1
Z
1
V
2
P
2
T
2
Z
2
V
3
P
3
Z
3
V
4
P
4
Z
4
Gambar C.33. Skema Aliran pada Pompa
Friction loss yang perlu diperhitungkan antara lain :
Friksi karena kontraksi dari tangki ke pipa Friksi pada pipa lurus
Friksi pada elbow Friksi karena ekspansi
Friksi pada valve Friksi pada pipa tee
Asumsi :
Sifat-sifat fisis cairan dianggap tetap Fluida incompressible
Data-data perhitungan : feed = 885,448 kgm
3
feed = 0.440 cp = 0,00044 kgm.s
T
1
= 42
o
C T
2
= 42
o
C
P
1
= 1 atm P
2
= 1 atm F
V
= 642,804 kgjam F
V
= 642,804 kgjam
a. Menghitung Debit Cairan
Diambil over design = 10 F
V design
= 1,1 x 642,804 kgjam = 707,085 kgjam
= 0,196 kgdetik
Fv Q
885,448 707,085
= 0,799 m
3
jam = 0,000221 m
3
detik = 0,470 ft
3
menit = 3,516 galmenit
b. Menghitung Diameter Pipa
Diameter pipa optimum untuk material carbon steel dihitung dengan persamaan Coulson, 1983, pers. 5.14:
D
opt
= 226 × G
0,5
× ρ
-0,35
Keterangan : D
opt
= Diameter pipa optimum mm G = Laju alir massa kgs
= Densitas larutan kgm
3
D
opt
= 226 × 0,196 kgs
0,5
× 885,448 kgm
3 -0,35
= 9,3151 mm = 0,3667 in
Dari Appendix A.5-1 Geankoplis 1993:892, diperoleh ukuran comersial pipe
: Tabel C.41. Ukuran Comersial Pipe
Karakteristik in
Meter NPS
0,75 0,75
Sch 40
40 OD
1,050 1,050
ID 0,824
0,824
c. Menentukan Bilangan Reynold N
Re
Bilangan reynold N
Re
dapat dihitung dengan persamaan Geankoplis, 1993, Pers.4.5-5 :
N
Re
=
μ x
ID x
ρ v
Keterangan : N
Re
= Bilangan Reynold = Densitas larutan kgm
3
ID = Diameter dalam pipa m v
= Kecepatan aliran ms = Viskositas larutan kgm.s
Dimana : Q
tangki
= Q
pipa
=
pipa pipa
v D
2
4
v
pipa
= =
= 0,645 mdetik
N
Re
=
s kgm.
00044 ,
m 021
, ms
645 ,
kgm 448
, 885
3
= 27169,693 Aliran Turbulen, N
Re
4000
d. Menghitung Panjang Equivalent
Faktor koreksi, = 1 Untuk aliran turbulen
Diameter pipa = 0,824 in = 0,021 m Roughness, ε = 0,00004θ untuk pipa comercial steel
εD = 0,0022 Dari gambar. 2.10-3, Geankoplis, 1993, diperoleh f = 0,008
Untuk panjang equivalent, dari gambar. 127 Brown, 1950, diperoleh : Tabel C.42. Panjang Equivalent Pipa
Komponen Jumlah
Le ft Le m
Total m Pipa lurus
1 48
14,631 14,631
Standard elbow 4
2 0,610
2,438 Globe valve
1 20
6,096 6,096
Gate valve fully open 1
0,5 0,152
0,152 standard tee
4,5 1,372
0,000 Total panjang equivalent
23,317
e. Menghitung Friction loss
1. Friksi karena kontraksi dari tangki ke pipa
h
c
=
2 1
3
1 55
,
A A
2
V
2
=
2
V K
2 c
Keterangan : h
c
: friction loss V : kecepatan pada bagian downstream
α : faktor koreksi, aliran turbulen = 1 A
3
: luas penampang pipa yang lebih kecil A
1
: luas penampang tangki yang lebih besar Dimana : A
3
A
1
= 0 Kc = 0,55
h
c
=
2 V
K
2 c
Pers.2.10-16, Geankoplis, 1993
=
1 2
0,645 x
0,55
2
= 0,114 Jkg
2. Friksi pada pipa lurus
N
Re
= 23.248,107 ID = 0,0022
f = 0,008 Gambar.2.10-3, Geankoplis,1993
F
f
=
2
V ID
L f
4
2
= 1
2 0254
, 021
, 0,645
23,317 0,008
x 4
2
x
= 292,033 Jkg
3. Friksi pada sambungan elbow
Jumlah elbow = 4 K
f
= 0,75 tabel 2.10-1, Geankoplis
h
f
=
2 V
K
2 f
= 1
2 0,645
0,75 4
2
= 0,624 Jkg
4. Friksi karena pipa tee
Jumlah tee = 0 K
f
= 1
h
f
=
2
2
V K
f
= 0,000 Jkg 5.
Friksi karena ekspansi
K
ex
=
2 2
4
1
A A
A
4
= luas penampang pipa yang lebih kecil A
2
= luas penampang tangki yang lebih besar A
2
A
4
= 0 K
ex
= 1 h
e
=
2
2
V K
ex
= 1
2 0,645
1
2
= 0,208 Jkg
6. Friksi pada valve
Globe valve wide = 1 = K
f
= 9,5 Tabel 2.10-1, Geankoplis, 1983 Gate valve wide
= 1 = K
f
= 0,17 Tabel 2.10-15, Geankoplis, 1983
h
f
=
2
2
V K
f
= 1
2 0,645
0,17 1
5 ,
9 1
2
= 2,012 Jkg
Total friksi, ΣF = h
c
+ F
f
+ h
f
,
elbow
+ h
f
,
tee
+ h
e
+ h
f
,
valve
= 0,114 + 292,033 + 0,624 + 0,000 + 0,208 + 2,012 Jkg = 294,991 Jkg
f. Menghitung tenaga pompa yang digunakan
Persamaan neraca energi yang dijelaskan melalui persamaan Bernaulli Pers. 2.7-28 Geankoplis, 1983 :
W
p
. = - W
s
=
F p
p Z
Z g
V V
1 2
1 2
2 1
2 2
2 =
991 ,
294 885,448
101,325 -
101,325 500
, 3
8 ,
9 1
2 645
,
2 2
= 328,896 Jkg W
p
=
Jkg 328,896
Dimana = 23 dari Gambar.3.3-2, Geankoplis, 1983 Hal: 146, maka : W
p
=
40 ,
2.187,090
= 1429,983 Jkg
Power , P = G.W
p
= 0,196 kgs x 1429,983 Jkg = 280,866 Js
= 0,377 hp Jadi digunakan pompa dengan daya 0,5 hp.
g. Menghitung beda tekanan antara bagian suction dan discharge
F
W Z
Z g
V V
p p
s 4
3 2
2 3
3 4
2
24 1
.
4 3
s
W p
p
144 275
, 55
988 ,
2 896
, 328
3 4
3
ft lb
x kg
J p
p
atm
psia p
p 875
, 2
252 ,
42
4 3
h. Menghitung NSPH
Cek Kavitasi : P
v
= 0,004 atm NPSH Net Positive Suction Head available :
suction suction
V 1
F H
g P
P A
NPSH
NPSH A = 11,624 m
NPSH Net Positive Suction Head Required : Dari gambar 7.2 b Walas :
N = 3.500 rpm S = 7.900 single suction
Q = 0,470 ft
3
min
NPSH =
3 4
5 ,
S Q
N
pers. 7.15 Walas, 1988
= 0,204 ft = 0,062 m NPSH A NPSH R, pompa aman dari kavitasi
Keterangan : NPSH
R
= Net Positive suction head required ft NPSH
A
= Net Positive suction head available ft
Tabel C.43. Spesifikasi Pompa PP –102
Alat Pompa
Fungsi Mengalirkan Air menuju ke Mixing Tank
MT-101. Jenis
Centrifugal pump , single suction, single stage
Kapasitas 3,516.gpm
Efisiensi Pompa 23
Dimensi NPS = 0,75 in
Sch = 40 in
Beda ketinggian = 3,5 m Power motor
0,5 hp NPSH
0,062 m
19. Pompa PP-103
Dengan melakukan perhitungan seperti di atas diperoleh spesifikasi pompa sebagai berikut :
Tabel C.44. Spesifikasi Pompa PP –103
Alat Pompa
Fungsi Mengalirkan larutan urea dari Mixing Tank
MT-101 menuju ke Reaktor Jenis
Centrifugal pump , single suction, single stage
Bahan Konstruksi Stainless Steel austenitic
AISI tipe 316 Kapasitas
11,681 gpm Efisiensi Pompa
35 Dimensi
NPS = 0,75 in Sch
= 40 in Beda ketinggian = 3,5 m
Power motor 10 hp
NPSH 0,139 m
20. Reaktor RE-202
Fungsi : Tempat mereaksikan CONH
2 aq
dan HCHO
g
Tekanan operasi : 1,2 atm
Temperatur operasi : 70
o
C Konversi
: 97 Tipe reaktor
: Reaktor Alir Tangki Berpengaduk Fase reaksi
: cair – gas
Kondisi : Isotermal
Tipe perancangan : Vertikal vessel dengan torispherical head sebagai
tutup atas dan bawah, dilengkapi dengan sistem pendingin dan pengaduk.
Sistem pemanas : Coil pendingin
Alasan pemilihan : 1. Pada RATB, suhu dan komposisi campuran di
dalam reaktor selalu sama.
2. Konstruksi relatif lebih mudah dan murah 3. Transfer massa dan panas berlangsung dengan
baik karena adanya pengadukan. 4. Cocok untuk reaksi fasa gas-cair, adanya
pengadukan mengakibatkan gas HCHO terdifusi dengan seragam ke dalam larutan urea.
Fogler 3
rd
Ed, 1λλλν hal 10 dan τ’Brien γ
rd
Ed, 2009; hal 114
Gambar C.34. Reaktor Dimana : F
11
= Laju alir umpan gas dari separator F
16
= Laju alir umpan larutan urea dari mixing tank F
17
= Laju alir gas keluar F
18
= Laju alir produk yang keluar Reaktor kgjam
a. Menentukan Volume Reaktor
Dalam perancangan ini digunakan reaktor alir berbentuk tangki berpengaduk CSTR yang dilengkapi koil pendingin dengan pertimbangan :
1. Reaksi berlangsung pada fase cair-gas 2. Proses kontinyu
Asumsi-asumsi: 1. Pengadukan sempurna, sehingga komposisi zat alir keluar reaktor sama
dengan komposisi zat di dalam reaktor. 2. Reaktor beroperasi secara isotermal dan non-adiabatis, sehingga panas
hasil reaksi harus diserap dan dikontrol menggunakan air pendingin. 3. Tidak ada reaksi samping pada kondisi perancangan.
Reaksi pembentukan Urea Formaldehid:
13 CONH
2 2 l
+ 18 CH
2
O
g
9 HOCH
2
NHCONH
2 l
+ 3NHCONHCH
2
OH
2l
+ NHCONCH
2
OH
3 l
1. Menentukan Persamaan Laju
Reaksi antara CONH
2 2 aq
dan HCHO
g
merupakan suatu reaksi
heterogen cair-gas. Diketahui dari jurnal Kinetics And Mechanism Of Urea Formaldehyde Reaction by B.Raveendran Nair and D.Joseph
Francis Department of Applied Chemistry, University of Cochin 682 022,India Received 29 march 1982;revised 12 August 1982, Volume
T = 70
o
C , P=1,2
atm
24
bahwa reaksi pembentukan Urea Formaldehyde merupakan reaksi orde dua terhadap urea CONH
2 2
dan formaldehid HCHO maka : -r
a
= k.C
A
.C
B
...............a Keterangan :
-r
a
: laju reaksi, kmolm
3
.jam k : konstanta laju reaksi; 24,42 m
3
kmol.jam C
A :
konsentrasi CONH
2 2
sisa, kmolm
3
C
B :
konsentrasi HCHO sisa, kmolm
3
Neraca massa di reaktor:
[ ] [
] [ ]
[ ] [
] [ ]
Fogler, 2nd ed, 1992. F
a0
– F
a1
= F
a0.
X F
a0
– F
a1
= -r
a1
.V
1
dimana : -r
a
= k.C
A
.C
B
Fogler, 2nd ed, 1992. ⁄
⁄
2.
Menentukan Densitas Campuran dan Debit
Densitas komponen masuk reaktor ditunjukkan pada Tabel F.8.1. Tabel F.45. Densitas komponen masuk reaktor
Komponen Massa
kgjam W
i
ρ
i
kgm
3
W
i
ρ
i
kmoljam x
i i
W
i
.ln
i
CONH
2
1.722,9447 0,16 1.022,18
0,00015696 28,6871 0,081
0,9600 -0,0065
H
2
O 655,3817
0,06 1.885,44 3,2368E-05
36,3899 0,102 0,4400
-0,0501 HCHO
1.206,0613 0,11 1.557,65
7,2102E-05 40,1619 0,113
0,0115 -0,5012
CH
3
OH 13,8275
0,001 1.617,68 7,9597E-07
0,4316 0,001 0,0094
-0,0060 O
2
809,8474 0,075 2.102,18
3,5874E-05 25,3077 0,071
0,0229 -0,2848
HCHO 1.206,0613
0,112 1.557,65 7,2102E-05
40,1619 0,113 0,0115
-0,5012 CO
71,8043 0,006 1.363,63
4,9034E-06 2,5635 0,007
0,0198 -0,0262
N
2
5.052,7684 0,470 4.211,26
0,00011172 180,3916 0,509
0,0195 -1,8526
Total 10.738,69
1,000 0,00048683
354,0951 1,000
-3,2287
ρ
mix
=
i i
w 1
=
000486 ,
1
= 2.054,08 kgm
3
= 128,23 lbft
3
o
=
campuran densitas
total massa
=
3
kgm 08
, 054
. 2
kgjam 69
, 738
. 10
= 5,228 m
3
jam = 184,61 ft
3
jam
3.
Menentukan Volume dan Waktu Tinggal
Ca
o
= = 5,4872 kmolm
3
Cb
o
= v
BM m
v BM
m
= 7,6821 kmolm
3
= 5,48 x 5,228 = 28,6871 kmoljam = 7,68 x 5,228 = 40,1619 kmoljam
= 0,8606 kmoljam
= 1,6330 kmoljam Ca
1
= = 0,1646 kmolm
3
Cb
1
= = 0,3123 kmolm
3
V = = 21,7045 m
3
Menentukan waktu tinggal
= = 4,15 jam
1. Menentukan Dimensi Reaktor
a. Diameter Dalam Shell D
i
V
total
= 4
H ID
L 2
+
4 sf
ID
2 i
+ 0,000076 I
3
D
Keterangan : ID
= Diameter dalam shell,ft H
L
= Tinggi cairan, ft
Diambil perbandingan tinggi cairan terhadap diameter dalam shell standar dan tinggi sf adalah :
H
L
= ID Geankoplis, 1993
sf = 2 in = 0,167 ft
V
total
= 4
H ID
L 2
+
4 sf
ID
2 i
+ 0,000076 I
3
D
Diperoleh ID = 9,86 ft = 118,63 in Maka tinggi cairan adalah :
H
L
= ID = 9,86 ft = 118,63 in = 3,00 m Diameter dalam shell standar yang digunakan adalah :
D
i
= 119 in = 9,91 ft = 3,02 m
b. Menghitung Tekanan Desain
Tekanan operasi P
ops
= 1 atm 14,696 psi
P
hidrostatik
=
144 H
g g
. ρ
L c
mix
Keterangan : g
= Percepatan gravitasi = 32,174 fts
2
g
c
= Faktor konversi percepatan gravitasi = 32,174 g
m
.cmg
f
.s
2
P
hidrostatik
= 4,625 psi Tekanan desain adalah 5 - 10 di atas tekanan kerja normal Coulson,
1983. Tekanan desain diambil 10 atau 1,1. Jadi, tekanan desain adalah:
P
desain
= 1,1 P
operasi
+ P
hidrostatik
= 1,1 14,696 + 4,625 psi = 21,253 psi = 1,446 atm
c. Bahan Konstruksi
Material = Stainless Steel SA 167 Grade 11 type 316 Brownell:342 Alasan = Sesuai digunakan untuk tekanan tinggi dan diameter besar.
f = 18.750 psi
C = 0,25 in
E = 0,85
d. Menghitung Tebal Shell
Brownell Young, 1959:45 Keterangan :
t
s
= Tebal shell in P = Tekanan operasi psi
f = Allowable stress psi r
i
= Jari-jari shell in E = Efisiensi pengelasan
C = Faktor korosi in t
s
=
25 ,
21,253 0,6
- 0,85
750 .
18 2
114 21,253
= 0,326 in digunakan tebal standar 38 in = 0,375 ft
e. Diameter Luar Shell OD
s
OD
s
= ID + 2. t
s
= 118 in + 2 38 in = 118,75 in
= 9,56 ft = 2,91 m
f. Menentukan tinggi reaktor
Tinggi total reaktor = tinggi shell H
s
+ 2 x tinggi tutup
1. Tinggi Shell H
s
Volume desain reaktor merupakan penjumlahan volume shell, volume head
and bottom torispherical, dan volume straight flange head and bottom
. V
r
= V
shell
+ V
head atas
+ V
head bawah
+ V
straight flange
F.9
169,844 ft
3
=
4 H
D I
π
s 2
+
4 sf
D I
π 2
2
+ 2
0,000076 I
3
D
H
s
= 117,87 in Diambil H
s
= 118 in = 9,5 ft = 2,89 m
2. Tinggi Tutup OA
OA = t
h
+ b + sf Keterangan :
b = Depth of dish inside, in t
h
= tebal torispherical head, in sf = straight flange, in
a. Menghitung tebal head
C P
. 2
, E
. f.
2 V
. ID
. P
t
h
Brownell Young,pers. 7.77,1959
k 2
6 1
V
2
Brownell Young,pers. 7.76,1959 Keterangan :
V = stress-intensification factor k = ,
b a
mayor-to-minor-axis ratio
a =
2 ID
= 2
114 = 57 in
b = 5
, 28
4 114
4
ID
in
k = 2
5 ,
28 57
V = 1
2 2
6 1
2
t =
25 ,
2 ,
253 ,
1 2
85 ,
18.750 2
1 114
253 ,
1 2
= 0,326 in Digunakan tebal plat standar =
3 8
in
OD
ID A
B icr
b
a t
r OA
sf
Gambar C.35. Dimensi torisherical flanged and dish Heads
b. Tinggi Tutup OA
Tinggi head and bottom torrispherical adalah : OA
= t
h
+ b + sf = 0,375 in + 28,5 in + 2 in
= 30,875 in = 2,57 ft = 0,78 m
3. Tinggi Cairan H
L,s
Tinggi cairan di shell H
L,S
= H
L
– OA = 118 in
– 30,875 in = 83,125 in
= 6,93 ft = 2,11 m
4. Menghitung Tinggi Total Reaktor
Tinggi total reaktor = tinggi shell H
s
+
OA atau
tutup tinggi
2
= 9,5 ft + 2 x 2,57 ft = 14,65 ft = 4,46 m
5. Perancangan Sparger
- Menentukan Koefisien Difusifitas D
AL
Proses difusi terjadi di dalam fasa cair. Persamaan yang digunakan adalah :
Coulson Vol 6, 1989; hal 255, Pers 8.22
Keterangan : Φ
: Association parameter = 1
M : Berat molekul larutan, kg kgmol = 267,9886
T : Temperatur, K = 453 K
μ : Viskositas larutan, kgm.det = 9,7467 x 10
-5
V
m
: Volume molal zat terlarut, m
3
kmol Berdasarkan Tabel 8.6 Coulson Vol 6, 1989; hal 256
V
m
H
2
= 0,0143 m
3
kmol Difusifitas HCHO dalam Urea solution :
D
AL
= 1,1428 x 10
-7
m
2
det
-
Me e tuka Δ
gas
pada T = 343 K dan P = 1 atm Δ
= 766,1451-0,3228 kgm
3
= 765,8223 kgm
3
- Menghitung Surface Tension
Pers 8.23, hal 258; Coulson Vol 6, 1989 Keterangan :
L
: Surface tension, dynecm P
ch
: Sudgen’s parachor
ρ
L
: Densitas cairan, kgm
3
ρ
v
: Densitas saturated vapor, kgm
3
0,6 m
0,5 18
AL
V μ
T M
10 .
3 ,
117 D
12 4
v L
ch L
10 M
ρ ρ
P
M : Berat molekul
Dari Coulson Vol 6, 1989; hal 258 dapat dicari nilai P
ch
: P
ch
H
2
= 34,2 Maka
L
= 0,0001 mJm
2
= 0,0001 dynecm
2
= 9,1232 x 10
-8
kg det
- Menghitung Diameter Gelembung Treyball 3
rd
Ed, 1980; Pers 6.1, hal 141 Keterangan :
d
b
: Diameter gelembung, m d
o
: Diameter oriffice = 10 mm standar = 10
-2
m
L
: Tegangan muka cairan g
: Percepatan gravitasi, m det
2
Δ : Densitas cairan-gas, kgm
3
Jadi diameter gelembung = 9,0015 x 10
-5
m = 9,0015 x 10
-3
cm = 0,0900 mm
- Menentukan Koefisien Transfer Massa Campuran K
L
Berdasarkan tabel 23-9, hal 23-43; Perry, 1999 untuk mechanically agitated bubble reactors diperoleh K
L
= 400 cms = 4 ms - Menghitung diameter hole sparger
Berdasarkan Perry, 1999 diameter hole ditentukan dengan persamaan : D
h
=
ρ ρ
Perry, 1999; hal 6-53 Keterangan :
D
h
: diameter hole, cm d
b
: diameter bubble, cm ρ
L
: densitas liquid, grcm
3
ρ
G
: densitas gas, grcm
3
3 1
L o
b
Δρ g
σ d
6 d
: tegangan permukaan liquid g
: percepatan gravitasi, 980cmdet
2
Maka D
h
= 0,9954 cm = 0,01 m
Jadi luas tiap hole : 4
9954 ,
2
Ah
= 0,7777 cm
2
- Laju volumetrik tiap lubang Q
h
Q
h 65
=
π
Perry, 1999 Q
h 65
= Q
h
= 1,0740 x 10
-4
cm
3
det
- Kecepatan superficial gas masuk tiap lubang u
sg
u
sg
= Q
h
A
h
Perry, 1999 = 1,0740x10
-4
0,7777
= 0,0001 cm det = 1,3810x10
-6
m det = 0,0050 m jam
- Menghitung diameter sparger
Keterangan : Q
t
: laju alir total umpan gas masuk, m
3
jam Dimana Q
total
= PnRT = 0,0410 m
3
jam D
s
: diameter sparger, m 14
. 3
. 4
. 4
14 .
3
2
sg s
sg s
sg
U Qt
D U
Qt D
U Qt
A
u
sg
: kecepatan superfiacial gas, ms D
s
= 14
, 3
. 005
, 0410
,
3
jam m
jam m
= 3,2401 m
- Menghitung pitch sparger Digunakan triangular pitch dengan jarak ke pusat :
C = 1,5 x D
h
C = 1,5 x 0,9954 cm
= 1,4930 cm Tinggi h
= C x sin 60
o
= 1,2930 cm Luas segitiga = ½ x C x h
= 0,9652 cm
2
- Menentukan banyaknya hole
Luas hole total = π4 D
s 2
= 8,2410 m
2
Jumlah hole = luas hole total luas 1 hole
= 10η.λθγ,0λβ4 buah ≈ 10η.λθγ
2. Desain Sistem Pengaduk
D
a
B a
f f
l e
B a
f f
l e
E H
L W
J
D
t
D
d
L
Gambar C.36. Basis perancangan tangki berpengaduk
a. Dimensi pengaduk
Digunakan impeller dengan jenis : Jenis
: six flat blade open turbin Dasar pemilihan : Sesuai dengan pengadukan larutan dengan viskositas
Geankoplis 1993,3
rd
ed : 143 . Perancangan pengadukan berdasarkan Geankoplis, 1993 Tabel 3.4-1.
b. Menentukan Diameter Pengaduk
ID = 114 in
3 D
ID
i
D
i
= 38 in = 0,96 m = 3,17 ft
c. Menentukan Tebal t
i
dan Lebar W Pengaduk
t
i
= 0,2 D
i
Brown, 1950 t
i
= 7,6 in = 0,19 m = 0,63 ft
W Di
= 8 Gean Koplis, 1993
W = 4,75 in = 0,12 m = 0,39 ft
d. Menentukan Lebar Baffle, J
Jumlah Baffle : 4 Wallas,1990
J = 12
ID
J = 9,5 in = 0,24 m = 0,79 ft
e. Menentukan Offset Top dan Offset Bottom
Berdasarkan Wallas 1990 : 288 Offset top
= 6
J = 1,58 in = 0,04 m = 0,13 ft
Offset Bottom = 2
D
i
= 19 in = 0,48 m = 1,58 ft
f. Menentukan Jarak pengaduk Dari Dasar Tangki Z
i
3 ,
1 Di
Zi Brown, 1950
Z
i
= 49,40 in = 1,25 m = 4,12 ft
g. Menentukan Jumlah Pengaduk, Nt
Menurut Dickey 1984 dalam Walas 1990 hal. 288, kriteria jumlah impeller yang digunakan didasarkan pada viskositas liquid dan rasio ketinggian
liquid H
L
terhadap diameter tangki D. Diketahui bahwa :
ID = 9,5 ft H
L
= 9,5 ft H
L
ID = 1
µ liquid = 0,0185 cP
Tabel C.46. Pemilihan Jumlah Impeller
Rasio H
L
ID maksimum untuk penggunaan 1 buah impeller adalah 1,4 untuk viscositas liquid 25.000 cP dan rasio H
L
ID = 1 maka jumlah impeller yang digunakan sebanyak 1 buah.
h. Menentukan Putaran Pengadukan
Kecepatan putaran motor standar yang tersedia secara komersil adalah 37, 45, 56, 68, 84, 100, 125, 155, 190 dan 320 rpm. Digunakan putaran motor
68 rpm = 1,133 rps. Walas, 1990 Digunakan putaran motor 84 rpm = 1,4 rps
ρ
mix
= 1.122,913 kgm
3
Viskositas campuran diprediksi dengan persamaan γ.107, Perry’s Chemical Engineering Handbook, 6th ed, p.3-282 :
ln mix = Σ wi.ln mix = 0,0183 mix = 1,0185 cp = 0,001 kgm.s
N
Re
=
mix mix
2 I
. N
. D
Geankoplis,Pers.3.4-1, 1978
=
0,001 913
, 122
. 1
4 ,
1 965
,
2
x x
= 1.438.018,055 Dari Figur 10.6 Walas halaman 292 untuk six blades turbine, Np = 5
Kebutuhan teoritis: P =
17 ,
32 x
550 D
N .
. N
5 i
3 mix
p
Geankoplis,Pers.3.4-2, 1978
=
17 ,
32 550
3,167 x
x1,4 101
, 70
5
5 3
x x
= 17,309 hp
i. Daya yang hilang gland loss
Hilang gland loss = 10 daya teoritis MV. Joshi
= 0,1 x 17,309 hp = 1,7309 hp
j. Menghitung daya input
Daya input = kebutuhan daya teoritis + hilang gland loss = 17,309 hp + 1,7309 hp
= 19,04 hp
k. Efisiensi motor η
Berdasarkan Fig. 4-10, vilbrandt,F.C., 1959, diperoleh: Efisiensi motor = 80
P = 19,04
x 80
100 hp = 23,80 hp
l. Menentukan Kebutuhan Daya
Menurut Walas sebagai panduan untuk sistem gas –liquid, daya pengadukan
yang dibutuhkan adalah sekitar 5 hp1000 gallon liquid.
Volume cairan, V
L
= 16,015 m
3
Volume cairan, V
L
= 4.230,625 gal maka daya yang dibutuhkan adalah
P = = 21,15 hp
P = 11.634,22 ft.lbfs
Kecepatan putaran, N = √
N = 1,497 rps N = 89,81 rpm
Oleh karena itu pemilihan kecepatan putaran impeller dapat digunakan.
m. Panjang Batang Sumbu Pengaduk axis length
axis length L = tinggi total tangki + jarak dari motor ke bagian atas
bearing – jarak pengaduk dari dasar tangki
Tinggi total tangki = 14,64 ft Jarak dari motor ke bagian atas bearing = 1 ft
Jarak pengaduk dari dasar tangki Z
I
= 4,12 ft axis length
L = 14,64 ft + 1 ft – 4,12 ft
= 11,53 ft 3,51 m
n. Diameter Sumbu
d
3
=
16 x
Z
p
Menghitung T
m
Dari M.V Joshi, Pers. 14.10, hal 400, T
m
= 1,5 or 2,5 x T
c
Digunakan T
m
= 1,5 T
c
T
c
=
N x
π x
2 60
x 75
x P
M.V. Joshi, Pers. 14.8, hal 400
Keterangan : T
c
= Momen putaran, kg.m P = Daya, Hp
N = Kecepatan putaran, rpm T
c
=
84 x
π x
2 60
x 75
x 80
, 3
2
= 202,92 kg.m T
m
= 1,5 x 202,92 kg-m = 304,38 kg.m
Menghitung Z
p
Z
p
=
s m
f T
Pers.14.9, M.V. Joshi Keterangan :
T
m
= Torsi maksimum P = Shear stress
f
s
= Section of shaft cross section Material sumbu yang digunakan adalah commercial cold rolled steel.
Axis shear stress yang diizinkan, f
s
= 550 kgcm
2
Batasan elastis pada tegangan = 2.460 kgcm
2
Z
p
= 550
100 x
304,34 = 55,34 cm
Menghitung diameter sumbu d
Z
p
=
16 d
.
3
d
3
=
16 x
Z
p
d = 6,56 cm Digunakan diameter sumbu d = 7 cm
Cek tegangan yang disebabkan oleh bending moment
Tegangan yang disebabkan oleh bending moment equivalent adalah f =
Zp M e
=
32
d M e
3
Menghitung Bending Moment
Me = Bending moment equivalent Me
=
2 m
2
T M
M 2
1
M = F
m
x L F
m
= b
R x
0.75 T
m
Pers.14.11, M.V. Joshi Keterangan :
F
m
= bending moment kg R
b
= Jari-jari impeller = ½ D
i
= ½ x 0,965 m = 0,483 m F
m
=
483 ,
x 0,75
kg.m 304,38
= 840,96 kg L = Panjang axis = 3,51 m
M = 840,96 kg x 3,51 m = 2.955,19 kg.m
Me =
2 m
2
T M
M 2
1
= 2.963,01 kg.m
Tegangan yang disebabkan oleh bending moment equivalent
f =
32
d Me
3
= 47.157,808 kgcm
2
Diameter sumbu
Karena f batasan elastis dalam tegangan 47.157,808 2.460 maka diameter sumbu yang direncanakan memenuhi.
6. Desain Pendingin
Reaksi pembentukan urea formaldehid merupakan reaksi eksotermis dimana sejumlah panas reaksi akan dilepaskan sehingga menyebabkan kenaikan temperatur.
Dari perhitungan neraca panas diperoleh kenaikan temperatur sebesar 32,17
o
C sehingga temperatur akhir bila tanpa pendingin adalah sebesar 102,17
o
C. Karena reaktor dioperasikan secara isotermal 70
o
C maka dibutuhkan media pendingin berupa air sebanyak 11.221 kgjam.
Pemberian atau pengambilan sejumlah panas pada sebuah tangki proses dapat dilakukan dengan 2 cara yaitu dengan memberikan jacket atau lilitan pipa panjang
coil di dalam tangki proses tersebut Kern, D., 1950, Hal: 716. Untuk menentukan pemakaian jacket atau coil pada tangki proses, dilakukan perhitungan terhadap luas
selubung tangki terhadap luas transfer panas Moss, D., Ed.3th, 2004, Hal: 35 antara lain:
Jika luas tra sfer pa as ≤ luas selubu g ta gki proses : e ggu aka jacket Jika luas transfer panas luas selubung tangki proses : menggunakan coil
Luas selubung Reaktor = Luas selimut silinder = x D
s
x H
s
= 274,84 ft
2
Luas transfer panas pada Reaktor = Luas selimut silinder + Luas penampang = x Ds x Hs + x 0,25 x D
s 2
= 345,26 ft
2
Karena luas transfer panas luas selubung tangki proses maka digunakan coil.
Perancangan Coil Pendingin
Fluida pendingin yang digunakan : Air Kecepatan fluida pendingin v
c
= 1,5 - 2,5 Coulson, 1983:534 v
c
= 2,5 ms Luas permukaan aliran A :
A = F
v
v F
v
= laju alir air F
v
= M
M = 11.221 kgjam = 8.547,53 lbjam
air
= 981,199 kgm
3
Maka F
v
= 5,6906 m
3
jam A = 0,00063 m
2
D
coil
= 0,0284 m = 1,117 in Dari Tabel 11. Kern, 1983 diambil ukuran pipa standar :
NPS = 1,25 in Sch. 40 OD
coil
= 1,66 in = 0,13 ft ID
coil
= 1,38 in = 0,11 ft A
= 1,495 in
2
= 0,0096 ft
2
a = 0,362 ft
2
ft
Gambar C.37. koil Pendingin
Perhitungan pada Air : Temperatur masuk, T
1
= 35
o
C = 86
o
F Temperatur keluar, T
2
= 60
o
C = 140
o
F T
av
= 113
o
F ρ
air
= 981,199 kgm
3
= 61,25 lbft
3
2
4
coil
D A
= 0,ηλλ cp = 0,979 lbft.jam
Fluks massa pemanas total G
tot
G
tot
= MA = 891.347,66 lbft
2
.jam
Fluks massa tiap set koil G
i
G
i
=
steam
.v
c
Kecepatan medium pemanas di dalam pipatube pada umumnya berkisar antara 1,25
– 2,5 ms. Dipilih :
v
c
= 2,5 mdetik = 8,2021 fts Diperoleh :
G
i
= 42,527 x 8,2021 = 348,813 lbs.ft
2
Jumlah set koil N
c
N
c
= 0,709 Dipakai , N
c
= 1 set koil Koreksi fluks massa tiap set koil G
i,kor
G
i,kor
= 891.347,66 lbjam.ft
2
Cek Kecepatan Medium Pemanas v
c,cek
v
c,cek
= 29.527,56 ftjam = 8,2021 fts = 2,5 ms memenuhi standar 1,5
– 2,5 ms Koefisien transfer panas fluida sisi dalam tube
c i
cek ,
c
G v
i tot
, c
c
G G
N
c tot
kor ,
i
N G
G
2 ,
8 ,
c b
i
ID v
. t.
02 ,
35 ,
1 .
4200 h
h
i
= 8.816,35 Btujam.ft
2
.
o
F h
io
= h
i
x ID
coil
OD
coil
h
io
= 7.329,26 Btujam ft
2
.F Diameter spiral atau heliks koil = 0,7-0,8 x D
shell
Rase, 1977
D
spiral
d
he
= 0,8 x ID
shell
= 0,8 x 9,5 ft
= 7,6 ft h
io,coil
= h
io,coil
= 7.701,895 Btujam.ft
2
.
o
F Koefisien transfer panas fluida sisi luar tube :
Dimana : hi
= koefisien perpindahan panas ID
coil
= diameter dalam koil k
= konduktivitas termal pemanas = 0,29 Btujam.ft
2 o
Fft Cp
= kapasitas panas = 1,058 Btulb
o
F Maka h
o
= 1.007,91 Btujam.ft
2
.
o
F Menentukan koefisien overall bersih, U
c
U
c
= 886,06 Btujamft
2 o
F
R
d
untuk pemanasan = 0,001 Tabel 12, Kern, 1965:845
Menentukan koefisien overall desain, U
D
hd = 1Rd = 1000
io i
io i
c
h h
h h
U
spiral coil
io
D ID
5 ,
3 1
h
3 1
55 ,
tot coil
coil o
k .
Cp .
G .
ID .
ID k
. 36
, h
Menentukan koefisien overall desain, U
D
:
hd Uc
hd Uc
U
D
= 469,79 Btujamft
2 o
F Menentukan Luas perpindahan panas yang diberikan oleh koil, A
Tabel C.47. ∆T
LMTD
hot fluid
o
F cold fluid
o
F Diff
215,9 higher T
140 75,9
∆
t2
158 lower T
86 72
∆t
1
Diff 3,9
∆t
2
- ∆t
1
LMTD = 73,93
o
F = 23,29
o
C
Q = 2.104.704,97 Btujam
A =
t U
Q
D
A = 25,86 ft
2
Beban Panas Tiap Set Koil Q
ci
Asumsi : Beban panas terbagi merata pada tiap set koil
c c
ci
N Q
Q
1 Btujam
97 2.104.704,
Q
ci
2.104.704,97 Btujam Luas Perpindahan Panas Tiap Set Koil
LMTD D
ci ci
T U
Q A
LMTD D
t U
Q A
= 25,86 ft
2
Jarak Antar Pusat Koil J
sp
J
sp
= ½.OD
coil
J
sp
= 0,066 ft = 0,02 m Panjang Satu Putaran Heliks Koil L
he
L
he
= ½ putaran miring + ½ putaran datar
he he
he
d .
. 2
1 r
. .
2 1
L
Diameter spiral atau heliks koil = 0,7-0,8 ID
shell
Rase, 1977 D
spiral
d
he
= 0,7.9,5 ft = 6,65 ft = 2,02 m
he 2
1 2
sp 2
he he
d .
2 1
J d
4 ,
6 2
1 L
= 20,88 ft = 6,36 m
Panjang Koil Tiap Set L
ci
t ci
ci
a A
L
0,362 25,86
L
ci
71,43 ft = 21,77 m Jumlah Putaran Tiap Set Koil
he ci
pc
L L
N
4 42
, 3
ft 20,88
ft 71,43
pc N
putaran
Koreksi Panjang Koil Tiap Set L
ci,kor
= N
pc
x L
he
L
ci,kor
= 4 x 20,88 ft = 83,52 ft = 25,05 m Tinggi Koil L
c
L
c
= J
sp
x N
pc
x N
c
L
c
= 3,98 ft = 1,19 m
Volume Koil V
c
V
c
= N
c
4
OD
2
L
ci
V
c
= 1
52
, 83
0,1328 π4
2
1,15 ft
3
= 0,10 m
3
Cek Tinggi Cairan Setelah Ditambah Koil h
L
Tinggi koil harus lebih kecil daripada tinggi cairan setelah ditambah koil agar seluruh koil tercelup dalam cairan:
shell L
L
A c
V V
h
=
3 2
3
846 ,
70 15
, 1
636 ,
678 ft
ft ft
h
L
= 9,595 ft = 2,878 m h
L
= 9,595 ft L
c
= 3,98 ft semua koil tercelup di dalam cairan Cek Dirt Factor
Dari Tabel 12 Kern, 1965, R
d
min untuk refrigerating liquid, heating, cooling
atau evaporating = 0,001 Syarat : R
d
R
d
min
D c
D c
d
U U
U U
R
001 ,
3 ,
79 ,
469 06
, 886
79 ,
469 06
, 886
memenuhi R
d
Cek Pressure Drop
Syarat : 10 psi
N
Re
= μ
.G ID
t
= 3.933.171,13 Faktor friksi untuk pipa baja f
42 ,
Re
N 264
, 0035
, f
f = 0,0039 Pressure Drop
= 0,1361 psi 10 psi memenuhi
1,250 in
79,8 in
4 7
,8 8
i n
Gambar C.38. Dimensi koil
L k
10 he
2 i
t
. s
. D
. 10
. 22
, 5
L .
G .
f P
Tabel C.48. Spesifikasi Alat RE –202
Fungsi Mereaksikan HCHO dengan Larutan Urea
Kode RE
– 202 Jenis
Reaktor CSTR, vertical Bahan Konstruksi Stainless Steel SA 167 Grade 11 type 316
Kondisi Operasi T , P
: 70
o
C, 1,2 atm Dimensi shell
Diameter Tinggi
Tebal dinding : 9,91 ft = 3,02 m
: 9,5 ft = 2,89 m : 38 in = 0,375 ft
Dimensi head Tebal head
Tinggi head : 38 in
: 2,57 ft = 0,78 m Dimensi sparger
Diameter ring Jumlah hole
Diameter hole : 3,2401 m
: 105.963,0924 : 0,9954 cm
Dimensi koil Diameter
Tinggi Material
Jumlah putara : 6,65 ft = 2,02 m
: 3,98 ft = 1,19 m : carbon steel SA 283 grade C
: 4 Dimensi
pengaduk Diameter
Lebar : 38 in = 0,96 m
: 4,75 in = 0,12 m
Jumlah Kecepatan putaran
Power : 1
: 89,81 rpm = 1,4 rps : 21,15 hp
Diameter lubang : 7 cm
Jumlah
1 Buah
21. Cooler
– 301 CO-301
Fungsi : Menurunkan temperatur keluaran reaktor 202 dari temperatur
70
o
C menjadi 30
o
C. Jenis
: Shell and Tube Exchanger
Data design
Tube Fluida panas
= Aliran F
21
dari RE-202 Laju alir, W
= 3535,35 kgjam 7794,11 lbjam Lampiran B
T
1
= 70
o
C 158
o
F Lampiran B
T
2
= 30
o
C 86
o
F Lampiran B
Shell Fluida dingin
= Cooling water Laju alir, w
= 5726,7 kgjam 12.625,21 lbjam Lampiran A
t
1
= 30
o
C 86
o
F Lampiran B
t
2
= 45
o
C 113
o
F Lampiran B
d. Menghitung Luas Perpindahan Panas
A =
LMTD t
Ud Q
4.
Beban panas Heater – 101
Q = 342.706,09 kJjam Lampiran B
= 324,821,42 Btujam
5.
Menghitung Δt LMTD
Tabel C.49. Suhu Fluida panas dan dingin
Fluida Panas
o
F Fluida Dingin
o
F Δt
o
F 158
Temperatur Tinggi 113
45 86
Temperatur Rendah 86
72 Difference
27 45
Δt
LMTD
=
1 2
2 1
1 2
2 1
t T
t T
ln t
T t
T
= 18,2
o
F
6.
Memilih Ud trial
Dari tabel 8 Kern, 1965 dipilih U
d
untuk hot fluid = light organic
cold fluid = water Range U
d
= 75-150 BTUj ft
2
°F dipilih U
d
= 80 BTUj ft
2
°F
Maka, luas perpindahan panas surface area adalah : A
= LMTD
t Ud
Q
=
F 2
, 18
F ft
BTUj 80
Btujam 324,821,42
o o
2
= 239,82 ft
2
e.
Pemilihan jenis HE
Karena A 200 ft
2
, maka digunakan tipe shell and tube exchanger Sehingga dalam perancangan ini digunakan klasifikasi sebagai berikut,
Tabel 10, Kern L
= 20 ft BWG
= 16 OD tube
= 0,75 in
ID tube = 0,62 in
a” = 0,1963 ft
2
ft
Jumlah tube : Nt
=
A a
L
= 61,0852 tube
Pemilihan pola tube Berdasarkan data jumlah tube yang tersedia secara komersial, dipilih
jumlah tube = 61 buah tube dengan OD tube 0,75 in, 1 in Square pitch untuk 2 passes Kern, Tabel. 9, hal. 841
– 842, 1965. Adapun data selengkapnya adalah sebagai berikut :
- Susunan tube = square pitch
- Jumlah aliran, n = 2 aliran passes
- Pitch, P
T
= 1 in - Diamater shell, ID = 10 in
- Baffle space = ID = 10 in
- C = Pitch, P
T
– OD tube = 0,25 in
- A terkoreksi = σt x L x a”
= 61 x 20 ft x 0,1963 ft = 239,486 ft
2
- U
D
terkoreksi Ud =
Q
LMTD
T A
= 80,1117 Btuhr ft
2 °
F
f.
Analisa Kinerja HE
Analisa kinerja HE meliputi :
4 Menghitung Koefisien Overall Perpindahan Panas U
5 Menghitung Rd
6 Me ghitu g ∆P
4 Menghitung Koefisien Overall Perpindahan Panas
- Menghitung Flow Area
Shell : a
s
=
T
xP xB
IDxC 144
,
= 1
144 10
25 ,
10
= 0,1736 ft
2
Tube :
a
t
= 6
144 0,3020
1 6
144
n a
N
t t
= 0,016 ft
2
- Menghitung Mass Velocity
Shell : G
s
=
s
a W
=
2
ft 1736
, lbhr
7794,11
= 101.231,673 lbhr ft
2
Tube : Gt =
t
a w
=
2
ft 016
, lbhr
12.625,21
= 487.396,46 lbhr ft
2
- Menghitung Reynold Number
Karena viskositas pada terminal dingin untuk tiap fluida 1 cP maka T
c
= T
avg
dan t
c
= t
avg
T
avg
= 2
T T
2 1
=
2 86
113
= 99,5
o
F t
avg
= 2
t t
2 1
=
2 86
158
= 122
o
F Tube :
Viskositas pada T
a
= 311
o
F : µ liquid = 0,2496 cP
= 0,5591 lbhr.ft D
= 0,0517 ft Re
t
=
Gt D
= 5591
, 78
, 153166
0517 ,
= 14154,090 Shell :
Viskositas pada t
a
= 99,5
o
F : µ liquid = 0,6743 cP
= 1,5105 lbhr.ft D
e
= 0,0792 ft Re
s
=
Gs D
e
= 5105
, 1
7760 ,
156706 0792
,
= 8213,1270
- Menentukan Nilai J
H
Heat Transfer Factor
Tube : Nilai J
H
untuk pipa didapat dari figure 24 Kern J
H
= 55 Shell :
Nilai J
H
untuk pipa didapat dari figure 24 Kern
J
H
= 40
- Menentukan Termal Function
Tube : Viskositas pada T
a
= 172,4975
o
F : = 0,5591 lbhr.ft
Kapasitas panas, Cp : Cp
= 0,0933 Btulb.
o
F k
= 0,8597 Btuhr.ft
2
.
o
F.ft
3 1
k μ
. c
= 0,4719 Shell :
Pada t
a
= 99,50
o
F = 1,5105 lbhr.ft
Kapasitas panas, Cp : Cp
= 0,6938 Btulb.
o
F k
= 0,8106 Btuhr.ft
2
.
o
F.ft
3 1
k μ
. c
= 1,0894
- Menghitung Nilai outside film coefficient h
o
dan inside film coefficient h
i
. Tube :
i
h
=
3 1
k μ
c D
k jH
= 4719
, .
0517 ,
0,8597 .
55
=
249,5067 Btuhr.ft
2
.
o
F Shell:
o
h
=
3 1
e
k μ
c D
k jH
= 0894
, 1
. 0792
, 0,8106
. 40
= 446,1743 Btuhr.ft
2
.
o
F
- Menghitung corrected coefficient hio Tube :
io
h
= OD
ID h
i
=
75 ,
6200 ,
5067 ,
249
= 206,2589 Btuhr.ft
2
.
o
F
- Menghitung Clean Overall Coefficient, Uc
U
C
=
o io
o io
h h
h h
= 1743
, 446
206,2589 1743
, 446
206,2589
=
141,0526 Btuhr.ft
2
.
o
F
5 Menghitung Dirt Factor, R
d
Ud 1
= Rd
Uc
1
R
d
=
3693 ,
81 0526
, 141
3693 ,
81 0526
, 141
D C
D
U U
U c
U
= R
d
= 0,0052 Btuhr.ft
2
.
o
F Rd yang diperlukan = 0,003 hr.ft
2
.
o
Fbtu
Tabel 12. Kern, 1965.
Rd
hitung
Rd
diperlukan
memenuhi
6 Menghitung Pressure Drops
ΔP
Shell : Re
s
= 8.213,1270 f = 0,0015 Fig 29, hal 839, Kern
s = 1,000 No. of crosses, N+1 = 12LB = 12 × 2010 = 24,000
s e
s s
s D
N Ds
fG P
10 2
10 55
, 5
1
0141 ,
1 1
0792 ,
10 55
, 5
24 0792
, 776
, 156706
0015 ,
10 2
psi
∆P
s
10 psi memenuhi
Tube: Re
t
= 14154,090 f
= 0,0003 fig 26, hal 836, Kern ρ
larutan
= 844,0784 kgm
3
pada Tc ρ
air
= 977,3974 kgm
3
pada Tc s
=
air laru
tan
= 0,8636
t t
Ds Ln
fG P
10 2
10 22
. 5
2 1
= 1
8636 ,
0517 ,
10 22
, 5
6 20
78 ,
153166 0003
. 2
1
10 2
= 6,839 × 10
-7
psi
G
t
= 153.166,7800 lbhr.ft
2
003 ,
2
2
g
V Fig.27, Kern
g V
s n
P
r
2
4
2
= 0278
, 003
, 8636
, 2
4
psi ∆P
total
= ∆P
t
+ ∆P
r
= 0,0278 psi
∆P
t
10 psi memenuhi
Tabel C.50. Spesifikasi Cooler –301 CO – 301
Alat Cooler
– 301 Kode
CO-301 Fungsi
Menurunkan temperatur keluaran reaktor 202 dari temperatur 70
o
C menjadi 30
o
C untuk di simpan di dalam tangki penyimpanan produk
Jenis Shell and Tube Exchanger
Dimensi
Tube
OD = 0,75 in
ID = 1 in
BWG = 16
Panjang Tube L = 20 ft
Flow area per tube a = 0,3020 in
2
Surface per lin ft a = 0,1963 ft
2
Pitch = 1,0000 in
Passes = 2
Shell
ID = 10 in
Baffle Spaces = 10 in
Surface area 239,486 ft
2
Pressure drop Tube ΔP
t
= 0,0278 psi
Shell ΔP
s
= 0,0141 psi
Fouling factor 0,0052 hrft
2 o
FBtu Bahan konstruksi Carbon steel SA 285 Grade C
Jumlah 1 buah
22. Pompa PP-301
Dengan melakukan perhitungan seperti di atas diperoleh spesifikasi pompa sebagai berikut :
Tabel C.51. Spesifikasi Pompa PP
–301
Alat Pompa
Fungsi Mengalirkan
produk menuju
tangki penyimpanan produk TP-301
Jenis Centrifugal pump
, single suction, single stage Bahan Konstruksi
Stainless Steel austenitic AISI tipe 316
Kapasitas 17,021 gpm
Efisiensi Pompa 39
Dimensi NPS = 0,75 in
Sch = 40 in
Beda ketinggian = 3,5 m Power motor
30 hp NPSH
0,178 m
23. Tangki Penyimpanan Produk TP-201
Fungsi : Menyimpan Produk Urea Formaldehid selama 7 hari
dengan kapasitas 593938,80 kg Tipe Tangki
: - Silinder vertikal untuk tekanan 1 atm
- Bentuk dasar datar flat bottom - Bentuk atap head Torispherical Roof untuk tekanan 15
psig 1,0207 atm sampai dengan 200 psig 13,6092 atm
Bahan Konstruksi : SA-167 Grade 11 Type 316 18 Cr, 10 Ni, 2 Mo
Pertimbangan : Mempunyai allowable stress cukup besar 18.750 psi
Tahan terhadap korosi Kondisi Operasi : Temperatur design : 50
o
C Temperatur fluida : 30
o
C Tekanan
: 1 atm
Gambar C.39. Tangki penyimpan asam fosfat
l. Menentukan Temperatur dan Tekanan Penyimpanan
Siang hari, diperkirakan temperatur dinding tangki mencapai 50
o
C. Perancangan akan dilakukan pada temperatur tersebut dengan tujuan untuk
menjaga temperatur fluida di dalam tangki. Yaitu untuk menghindari adanya transfer panas dari dinding tangki ke fluida. Oleh karena
temperatur dinding tangki pada siang hari diperkirakan mencapai 50
o
C, dan apabila dinding tangki tidak dirancang sesuai kondisi tersebut, maka
akan terjadi transfer panas dari dinding tangki ke fluida yang menyebabkan tekanan uap fluida semakin besar. Semakin tinggi tekanan
uap, maka perancangan dinding tangki akan semakin tebal. Dimana semakin tebal dinding tangki, maka transfer panas dari dinding ke fluida
akan semakin kecil, sehingga dapat diabaikan. Tabel C.52. Hasil perhitungan tekanan fluida di dalam tangki
Komponen kgjam
kmoljam zf
Pi Pa Pizf Pa
H
2
O 655,38
36,38 0,559
0.457221
0,25567
CONH
2
51,69 0,86
0,013
2.858325
0,0378
UF1
1735,54 19,26
0,296
1.478249
0,4376
UF2
771,35 6,42
0,098
3.706094
0,3657
UF3
321,40 2,14
0,033
11.16389
0,3672
Total 3535,35
65,07 1,00
19,66377 1,46397
Sehingga desain tangki dilakukan pada kondisi: T = 50
o
C P penyimpanan = 1,46397 Pa = 0,0000146 atm
P = 1,000 + 0,0000146 atm = 1,000 atm = 14,70 psi
a. Menghitung densitas campuran
Tabel C.53. Densitas campuran Komponen
kgjam W
i
ρ kgm
3
W
i
ρ
H
2
O 655,38
0,55 885,44
0,00063
CONH
2
51,69 0,13
1039,17 0,000013
UF1
1735,54 0,296 942,35
0,00032
UF2
771,35 0,98
1207 0,000082
UF3
321,40 0,032 1320,06
0,000025
Total 3535,35
1,00 0,00106
liquid
=
wi
wi =
0,00106 1
liquid
= 900.34 kgm
3
= 56.21 lbft
3
b. Menghitung Kapasitas Tangki
Waktu tinggal = 7 hari Jumlah produk urea formaldehid yang harus disimpan dalam 7 hari
sebanyak 593939,80 kg. Jumlah urea formaldehid
= 3535,35 kgjam x 24 jam x 7 hari = 593939,80 kg
Volume liquid =
liqud liquid
ρ m
=
3
kgm 34
. 900
kg 593939,80
= 659,68 m
3
= 23292.52 ft
3
Over Design = 10 Peter and Timmerhaus, 1991, hal. 37
V
tangki
= 10090 x V
liquid
= 1,1 x 659,68 m
3
= 732,98 m
3
= 25883,53 ft
3
c. Menentukan Rasio H
s
D V
tangki
= V
shell
+ V
tutup
= ¼ π D
2
H + 0,000049 D
3
+ ¼ π D
2
sf A
tangki
= A
shell
+ A
tutup
= ¼ π D
2
+ π D H + 0,84β D
2
Keterangan : D = diameter tangki, in
sf = straight flange, in dipilih sf = 3 in Berdasarkan Tabel 4-27 Ulrich 1984, dimana
D H
s
2 Rasio HD yang diambil adalah rasio yang memberikan luas tangki yang
paling kecil. Hasil trial rasio HD terhadap luas tangki dapat dilihat pada Tabel C.1.3. berikut.
Tabel C.54. Hasil Trial H
s
D Terhadap Luas Tangki Trial
HD D ft H ft A ft
2
V
silinder
, ft
3
V
head,
ft
3
V
sf
, ft
3
Vtotal ft
3
1.00 0.40 40.03 16.01 4,619.36 20,138.89
5,430.57 314.45
25,883.91 2.00 0.50 37.72 18.86 4,548.20
21,061.28 4,543.44
279.19 25,883.91
3.00 0.62 35.53 22.03 4,512.52 21,837.08
3,799.03 247.80
25,883.91 4.00 0.68 34.61 23.54 4,507.54
22,137.33 3,511.45
235.13 25,883.91
5.00 0.70 34.33 24.03 4,507.28 22,227.62
3,425.04 231.26
25,883.91 6.00 0.72 34.05 24.52 4,507.64
22,313.60 3,342.78
227.54 25,883.91
7.00 0.78 33.27 25.95 4,511.89 22,548.55
3,118.13 217.23
25,883.91 8.00 0.80 33.03 26.42 4,514.24
22,620.05 3,049.82
214.04 25,883.91
9.00 0.90 31.90 28.71 4,531.58 22,935.45
2,748.75 199.71
25,883.91 10.00 1.00 30.92 30.92 4,556.06
23,194.53 2,501.82
187.57 25,883.91
11.00 1.10 40.03 16.01 4,619.36 20,138.89
5,430.57 314.45
25,883.91 12.00 1.20 37.72 18.86 4,548.20
21,061.28 4,543.44
279.19 25,883.91
13.00 1.30 35.53 22.03 4,512.52 21,837.08
3,799.03 247.80
25,883.91 14.00 1.40 34.61 23.54 4,507.54
22,137.33 3,511.45
235.13 25,883.91
15.00 1.50 34.33 24.03 4,507.28 22,227.62
3,425.04 231.26
25,883.91 16.00 1.60 34.05 24.52 4,507.64
22,313.60 3,342.78
227.54 25,883.91
17.00 1.70 33.27 25.95 4,511.89 22,548.55
3,118.13 217.23
25,883.91 18.00 1.80 33.03 26.42 4,514.24
22,620.05 3,049.82
214.04 25,883.91
19.00 1.90 31.90 28.71 4,531.58 22,935.45
2,748.75 199.71
25,883.91
Gambar C.40. Rasio H
s
D Optimum
Terlihat bahwa rasio H
s
D yang memberikan luas tangki yang paling kecil yaitu 0,7. Maka untuk selanjutnya digunakan rasio H
s
D = 0,7 D = 34,33 ft
= 411,93 in = 10,46 m
D
standar
= 35 ft 420 in
H = 23,54 ft = 282,45 in
= 7,17 m H
standar
= 25 ft 300 in
4,500.00 4,520.00
4,540.00 4,560.00
4,580.00 4,600.00
4,620.00 4,640.00
0.00 0.20
0.40 0.60
0.80 1.00
1.20
Lu as,
A
HD
Rasio HD Optimum
Cek rasio HD : H
s
D = 2535 = 0,71 memenuhi
d. Menentukan Jumlah Courses tingkatan plate
Lebar plat standar yang digunakan : L = 6 ft
Appendix E, item 1, B Y Jumlah courses =
ft 6
ft 25
= 4,17 buah
e. Menentukan Tinggi Cairan di dalam Tangki
V
shell
= ¼ π D
2
H = ¼
π 35 ft
2
25 ft = 24040,63 ft
3
V
dh
= 0,000049 D
3
= 0,000049 35 ft
3
= 2,10 ft
3
V
sf
= ¼ π D
2
sf = ¼
π 420 in
2
3 = 415422,00 in
3
= 240,41 ft
3
V
tangki baru
= V
shell
+ V
dh
+ V
sf
= 24040,63 ft
3
+ 2,10 ft
3
+ 240,41 ft
3
= 24283.13 ft
3
= 687,63 m
3
V
ruang kosong
= V
tangki baru
- V
liquid
= 24283.13 ft
3
– 23295,52 ft
3
= 987,61 ft
3
V
shell kosong
= V
ruang kosong
– V
dh
+ V
sf
= 987,61 ft
3
– 2,10 ft
3
+ 240,41 ft
3
= 745,11 ft
3
H
shell kosong
=
2
. .
4 D
V
kosong shell
=
2
35 11
, 745
4
= 0,77 ft
H
liquid
= H
shell
– H
shell kosong
= 25 ft – 0,77 ft
= 24,23 ft
f. Menenetukan Tekanan desain
Ketebalan shell akan berbeda dari dasar tangki sampai puncak. Hal ini karena tekanan zat cair akan semakin tinggi dengan bertambahnya jarak
titik dari permukaan zat cair tersebut ke dasar tangki. Sehingga tekanan paling besar adalah tekanan paling bawah. Tekanan desain dihitung
dengan persamaan :
P
abs
= P
operasi
+ P
hidrostatis
fluida
= 900,34 kgm
3
= 56,21 lbft
3
P
hidrostatis
= 144
H g
g
L c
= 144
ft 23
, 24
9,81 9,81
lbft 900,34
3
= 9,46 psi P
abs
= 14,70 psi + 9,46 psi = 24,16 psi
Tekanan desain 5 -10 di atas tekanan kerja normalabsolut Coulson, 1988 hal. 637. Tekanan desain yang dipilih 10 diatasnya. Tekanan
desain pada courses ke-1 plat paling bawah adalah: P
desain
= 1,1 x P
abs
= 1,1 x 24,16 psi = 26,58 psi
Berikut ini adalah tabel perhitungan tekanan desain untuk setiap courses : Tabel C.55. Tekanan Desain Masing-masing Courses
Courses H ft H
L
ft P
hid
psi P
absolut
psi P
desain
psi 1
25.00 24.23
9.46 24.16
26.58
2
19.00 18.23
7.11 21.82
24.00
3
13.00 12.23
4.77 19.48
21.42
4
7.00 6.23
2.43 17.13
18.85
5
1.00 0.23
0.09 14.79
16.27
g. Menentukan Tebal dan Panjang Shell
Tebal Shell Untuk menentukan tebal shell, persamaan yang digunakan adalah :
t
s
= c
P 6
, E
. f
. 2
d .
P
d
Brownell Young,1959, hal.256 Keterangan :
ts = ketebalan dinding shell, in P
d
= tekanan desain, psi D = diameter tangki, in
F = nilai tegangan material, psi SA-167 Grade 11 Type 316 = 18.750 psi
Tabel 13.1, Brownell Young, 1959:342 E = efisiensi sambungan 0,75
jenis sambungan las single-welded butt joint without backing strip, no radiographed
C = korosi yang diizinkan corrosion allowance 0,125 in10 tahun Tabel 6, Coulson vol.6:217
Menghitung ketebalan shell t
s
pada courses ke-1: t
s
=
81 ,
29 6
, -
0,75 x
psi x18.750
2 240
x psi
81 ,
29
in
+ 0,125 in = 0,52 in 0,625in
Tabel C.56. Ketebalan shell masing-masing courses Courses
H ft P
desain
psi t
s
in ts
standar
in
1.00 25.00
26.58 0.52
0.625
2.00 19.00
24.00 0.48
0.625
3.00 13.00
21.42 0.45
0.625
4.00 7.00
18.85 0.41
0.4375
5.00 1.00
16.27 0.37
0.375
Panjang Shell Untuk menghitung panjang shell, persamaan yang digunakan adalah :
L =
n 12.
length weld
- D
π.
o
Brownell and Young,1959 Keterangan :
L = Panjang shell, in D
o
= Diameter luar shell, in n = Jumlah plat pada keliling shell
weld length = Banyak plat pada keliling shell dikalikan dengan
banyak sambungan pengelasan vertikal yang diizinkan.
= n x butt welding Menghitung panjang shell L pada courses ke-1 :
t
s
= 0,625 in D
o
= D
i
+ 2.t
s
= 420in. + 2 x 0,625 in = 421,25in
n = 3 buah butt welding
= 532 in = 0,16 in Brownell and Young,1959, hal. 55
weld length = n . butt welding
= 3 . 532 = 0,47 in
L = 3
x 12
0,47 -
in 21,25
4 3,14.
= 36 ft
Tabel C.57. Panjang shell masing-masing courses Plat
ts, in do in
L ft
1.00 0.625
421.25 36.73
2.00 0.625
421.25 36.73
3.00 0.625
421.25 36.73
4.00 0.438
420.88 36.70
5.00 0.375
420.75 36.69
h. Desain Head Desain Atap
Bentuk atap yang digunakan adalah torispherical flanged and dished head. Jenis head ini untuk mengakomodasi kemungkinan naiknya temperatur di
dalam tangki sehingga mengakibatkan naiknya tekanan dalam tangki, karena naiknya temperatur lingkungan menjadi lebih dari 1 atm. Untuk
torispherical flanged dan dished head , mempunyai rentang allowable
pressuse antara 15 psig 1,0207 atm sampai dengan 200 psig 13,6092
atm Brownell and Young, 1959.
OD
ID A
B icr
b = tinngi dish
a t
r
OA
sf
C
Gambar C.41. Torispherical flanged and dished head.
Menghitung tebal head minimum Menentukan nilai stress intensification untuk torispherical dished head
dengan menggunakan persamaan Brownell and Young, 1959: w =
icr rc
3 4
1 Brownell and Young,1959, hal.258
6
C
r icr
, dimana r
c
=Di Perry, 1997, Tabel 10.65
Menentukan tebal head dengan menggunakan persamaan Brownell and Young, 1959, Hal. 258 :
t
h
= C
0,2P 2fE
.w P.r
c
Keterangan : t
h
= Tebal head in P = Tekanan desain psi
r
c
= Radius knuckle, in
icr = Inside corner radius in w = stress-intensitication factor
E = Effisiensi pengelasan C = Faktor korosi in
Diketahui : r
c
= 420 in icr = 0,06 x 420 in
= 25,20 in Maka :
w =
40
, 14
240 3
. 4
1
= 1,77 in
t
h
=
125 ,
58 ,
26 2
, 75
, 750
. 18
2 77
, 1
420 58
, 26
= 0,83 in dipakai plat standar
5 8
in Tabel 5.6 Brownell and Young, 1959
Untuk t
h
= 78 in, Dari Tabel 5.8 Brownell and Young, 1959 diperoleh sf = 1,5
– 3,5 in. Direkomendasikan nilai sf = 3 in
Depth of dish b Brownell and Young,1959, Hal.87
b =
2 2
icr 2
ID icr
rc rc
=
2 2
40 ,
14 2
240 40
, 14
240 240
= 71,12 in
Tinggi Head OA
OA = t
h
+ b + sf Brownell and Young,1959, Hal.87
OA = 0,875 in + 40,64 in + 3 = 75.00 in = 6,25 ft
i. Menentukan Tinggi Total Tangki
Untuk mengetahui tinggi tangki total digunakan persamaan: H
total
= H
shell
+ H
head
= 300 in + 75 in =375 in = 31,225 ft
j. Desain Lantai
Untuk memudahkan pengelasan dan memperhitungkan terjadinya korosi, maka pada lantai bottom dipakai plat dengan tebal minimal ½ in.
Tegangan yang bekerja pada plat yang digunakan pada lantai harus diperiksa agar diketahui apakah plat yang digunakan memenuhi
persyaratan atau tidak Brownell and Young, 1959. Tegangan kerja pada bottom :
Compressive stress yang dihasilkan oleh asam fosfat S
1
=
2 i
D 4
1 w
Brownell and Young,1959, hal.156
Keterangan :
S
1
= Compressive stress psi w = Jumlah urea formaldehid lbm
D
i
= Diameter dalam shell in
= konstanta = 3,14 S
1
=
2
in 420
14 ,
3 4
1 lb
76 ,
1309417
= 9,46 psi Compressive stress yang dihasilkan oleh berat shell.
S
2
144 ρ
X
s
Brownell and Young,1959, hal.156 Keterangan :
S
2
= Compressive stress psi X = Tinggi tangki ft
s
= Densitas shell = 490 lbmft
3
untuk material steel
= konstanta = 3,14 S
2
= 144
490 23
, 31
= 106,26 psi
Tegangan total yang bekerja pada lantai : S
t
= S
1
+ S
2
= 9,46 psi + 106,26 psi = 115,72 psi
Batas tegangan lantai yang diizinkan :
S
t
tegangan bahan plat f x efisiensi pengelasan E 115,72 psi 18.750 psi x 0,75
115,72 psi 14.062,50 psi memenuhi
Tabel C.58. Spesifikasi Alat TP-201
Alat Tangki Penyimpanan Produk Urea Formaldehid
Kode TP-201
Fungsi Menyimpan Urea Formaldehid dengan kapasitas
593938,80 kg Bentuk
Silinder tegak vertikal dengan dasar datar flat bottom
dan atap head berbentuk torispherical. Kapasitas
732,98 m
3
Dimensi Diameter shell D = 35 ft 420 in
Tinggi shell Hs = 25 ft 300 in Tebal shell t
s
= 0,625 in Tinggi atap
= 6,25 ft 75.00 in Tebal head = 0,875 in
Tinggi total = 31,225 ft 375.00 in Tekanan Desain
115,72 psi Bahan
SA-167 Grade 11 Type 316
LAMPIRAN D PERHITUNGAN UTILITAS
Utilitas berfungsi untuk menyediakan bahan-bahan penunjang untuk mendukung kelancaran pada sistem produksi di seluruh pabrik. Unit-unit yang ada di utilitas
terdiri dari : Unit penyediaan dan pengolahan air Water system dan steam Steam
generation system Unit penyedia udara instrumen Instrument air system
Unit pembangkit dan pendistribusian listrik Power plant and Power distribution system
A. Unit Penyedia Air dan Steam
1. Perhitungan Kebutuhan Air
Kebutuhan air yang disediakan untuk kebutuhan proses produksi di pabrik meliputi:
Air untuk keperluan umum General Uses
Kebutuhan air ini meliputi kebutuhan laboratorium, kantor, karyawan dan lain-lain. Air yang diperlukan untuk keperluan umum ini adalah
sebanyak :
Tabel D.1 Kebutuhan Air Untuk General Uses No.
Kebutuhan Jumlah
Satuan 1. Air untuk karyawan dan kantor = 60 Loranghari
Jadi untuk 134 orang diperlukan air sejumlah 8,04 m
3
hari 2. Air untuk perumahan karyawan :
a. Perumahan pabrik : 20 rumah b. Rumah dihuni 2 orang : 300 Lhari.rumah
Total untuk perumahan : 6.000 Lhari 6,00 m
3
hari 3. Air Untuk Laboratorium diperkirakan sejumlah
1,00 m
3
hari 4. Air Untuk Kebersihan dan Pertamanan
1,00 m
3
hari
16,82 m
3
hari Total
0,7508 m
3
jam 700,83
kgjam
Air untuk pembangkit steam Boiler Feed Water
Tabel D.2 Kebutuhan Air Untuk Boiler Feed Water Nama Alat
Kebutuhan Steam kgjam
Vaporizer VP-101 332,723
Heater HE-101 Heater HE-102
1.007,041 22,964
Jumlah kebutuhan 1.362,729
Over design 10, kebutuhan air umpan boiler 1.499,001
Recovery 90, sehingga make – up
149,901
Air untuk keperluan proses Process water
Tabel D.3 Kebutuhan Air Untuk Process Water Nama Alat
Kebutuhan Air kgjam
Mixing Tank MT-101
642,80
Total 642,80
Over design 10 707,084
Air untuk keperluan air pendingin
Tabel D.4 Kebutuhan Air Untuk Air Pendingin Nama Alat
Kebutuhan Air
Pendingin kgjam Reactor RE-201
4793,6799 Reactor RE-202
Cooler HE-201 Cooler HE-301
11.221,0186 13604,81973
4.097,3574
Jumlah kebutuhan
33716,8749
Over design 10 , kebutuhan air pendingin
37088,5549
Recovery 90, maka make-up air pendingin proses
3708,8554
Air untuk pamadam kebakaran Hydrant Water
Untuk air pemadam kebakaran disediakan = 15,043 kgjam = 0,0152 m
3
jam
Total kebutuhan air dengan treatment = General uses + BFW +
Process water + Air
hydrant + Air pendingin
= 871,230 kgjam + 1.499,001 kgjam + 707,084 kgjam + 15,043
kgjam + 37088,5549 kgjam
= 40180,91 kgjam
= 40,18291 m
3
jam Sehingga kebutuhan air total ± 40,18291 m
3
jam Kebutuhan air di penuhi dengan satu sumber yaitu air sungai DAS
Santan Bontang Kalimantan Timur.
2. Spesifikasi Peralatan Utilitas
a. Bak Sedimentasi BS-101
Fungsi : Mengendapkan lumpur dan kotoran air sungai
Jenis : Bak rectangular
1. Menetukan Volume Bak
Jumlah air sungai = 40180,91 kgjam = 40,18291 m
3
jam Waktu tinggal
= 1- 8 jam http:water.me.vccs.edu Diambil waktu tinggal = 1,5 jam
Ukuran volume bak = 1,1 × 40,18291 m
3
jam × 1,5 jam = 66,3018 m
3
= 17515.08 gallon
2. Menetukan Dimensi Bak
Luas permukaan bak A = Q
c
O.R http:water.me.vccs.edu Dimana :
A = luas permukaan bak, m
3
Q
c
= laju alir, m
3
jam O.R = overflow rate, 500 galjam-ft
2
- 1.000 galjam-ft
2
Diambil overflow rate 500 galjam-ft
2
Sehingga : A = 38,767 ft
2
Kedalaman bak d = 7-16 ft http:water.me.vccs.edu Diambil d
= 16 ft = 4,8768 m Panjang L
= 4 W Dimana W
= V4d
12
=
2 1
16 4
ft3jam 4.275,453
ft
= 6,36 ft = 1,94 m L = 46,36 ft
= 25,45 ft = 7,76 m
3. Menentukan Air Sungai Keluar Bak Sedimentasi
Flow through velocity : 0,5 ftmin http:water.me.vccs.edu
v = 0,0000928 ft
3
-jamgal-min x Q
c
A
x
A
x
= cross-sectional area A
x
= Wd = 6,36 ft16 ft
= 101,807 ft
2
v = 0,0000928ft
3
-mingal-jam x 19.383,399 galjam101,807 ft
2
= 0,018 ftmin 0,0018 ftmin 0,5 ftmin, menandakan lumpur tidak terbawa oleh
aliran air keluar bak sedimentasi. Air sungai keluar
= Air sungai masuk - Drain Asumsi turbidity
= 850 ppm Powell, 1954 x suspended solid = 42
Powell, 1954, Figure 4 Drain
= 42 × 850 ppm = 3,57 × 10
-4
lbgal air
