Faktor Sekunder

B. Faktor Sekunder

Yang termasuk ke dalam faktor sekunder antara lain adalah :

1. Harga tanah dan gedung Harga tanah dan gedung yang murah merupakan daya tarik tersendiri. Perlu dikaitkan dengan rencana jangka panjang. Jika harga tanah mahal mungkin hanya dapat diperoleh luasan tanah yang terbatas, sehingga perlu dipikirkan untuk membuat bangunan bertingkat walaupun pembangunan gedungnya lebih mahal.

2. Kemungkinan perluasan Perlu diperhatikan apakah perluasan di masa yang akan datang dapat dikerjakan di satu tempat atau perlu lokasi lain, apakah di sekitar sudah banyak pabrik lain.

Hal ini menjadi masalah tersendiri dalam hal perluasan pabrik di masa mendatang.

3. Fasilitas servis Terutama untuk pabrik kimia yang relatif kecil yang tidak memiliki bengkel sendiri. Perlu dipelajari adanya bengkel –bengkel di sekitar daerah tersebut yang mungkin diperlukan untuk perbaikan alat –alat pabrik. Perlu juga dipelajari adanya fasilitas layanan masyarakat, misalnya rumah sakit umum, sekolah – sekolah, tempat –tempat ibadah, tempat–tempat kegiatan olahraga, tempat–tempat rekreasi, dan sebagainya. Untuk pabrik yang besar, mungkin beberapa fasilitas tersebut dapat dilayani sendiri walaupun merupakan beban tambahan. Keuntungannya, selain merupakan daya tarik bagi para pekerja, juga membantu penjagaan kesehatan fisik dan mental sehingga efisiensi kerja dapat tetap dipertahankan.

4. Fasilitas finansial Perkembangan perusahaan dibantu oleh fasilitas finansial, misalnya adanya pasar modal, bursa, sumber –sumber modal, bank, koperasi simpan pinjam, dan lembaga keuangan lainnya. Fasilitas tersebut akan lebih membantu untuk memberikan kemudahan bagi suksesnya usaha pengembangan pabrik.

5. Persediaan air Suatu jenis pabrik memerlukan sejumlah air yang cukup banyak, misalnya pabrik kertas. Karena itu, di daerah lokasi diperlukan adanya sumber air yang kemungkinan diperoleh dari air sungai, danau, sumur (air tanah), atau air laut.

6. Peraturan daerah setempat Peraturan daerah setempat perlu dipelajari terlebih dahulu, mungkin terdapat beberapa persyaratan atau aturan yang berbeda dengan daerah lain.

7. Masyarakat daerah Sikap, tangggapan dari masyarakat daerah terhadap pembangunan pabrik perlu diperhatikan dengan seksama, karena hal ini akan menentukan perkembangan pabrik di masa yang akan datang. Keselamatan dan keamanan masyarakat perlu dijaga dengan baik. Hal ini merupakan suatu keharusan sebagai sumbangan kepada masyarakat.

8. Iklim di daerah lokasi Suatu pabrik ditinjau dari segi teknik, adakalanya membutuhkan kondisi operasi misalnya kelembaban udara, panas matahari, dan sebagainya. Hal ini berhubungan dengan kegiatan pengolahan, penyimpanan bahan baku atau produk. Disamping itu, iklim juga mempengaruhi gairah kerja dan moral para karyawan. Keaktifan kerja karyawan dapat meningkatkan hasil produksi.

9. Keadaan tanah Sifat –sifat mekanika tanah dan tempat pembangunan pabrik harus diketahui. Hal ini berhubungan dengan rencana pondasi untuk alat –alat, bangunan gedung, dan bangunan pabrik.

10. Perumahan Bila di sekitar daerah lokasi pabrik telah banyak perumahan, selain lebih membuat kerasan para karyawan juga dapat meringankan investasi untuk perumahan karyawan.

11. Daerah pinggiran kota Daerah pinggiran kota dapat menjadi lebih menarik untuk pembangunan pabrik. Akibatnya dapat timbul aspek desentralisasi industri. Alasan pemilihan daerah lokasi di pinggiran kota antara lain :

Upah buruh relatif rendah Harga tanah lebih murah Servis industri tidak terlalu jauh dari kota

8.1 Lokasi Pabrik

Penentuan lokasi pabrik sangat menentukan kemajuan dan kelangsungan dari industri, baik pada masa sekarang maupun pada masa yang akan datang, karena hal ini berpengaruh terhadap faktor produksi dan distribusi dari pabrik yang didirikan. Pemilihan yang tepat mengenai lokasi pabrik harus memberikan suatu perhitungan biaya produksi dan distribusi yang minimal serta pertimbangan sosiologi, yaitu pertimbangan dalam mempelajari sikap dan sifat masyarakat di sekitar lokasi pabrik.

Berdasarkan faktor-faktor tersebut, maka pabrik pembuatan Etilen glikol ini direncanakan berlokasi di daerah hilir Sungai Rokan, Kabupaten Rokan Hilir, Riau.

Dasar pertimbangan dalam pemilihan lokasi pabrik ini adalah :

1. Bahan baku Suatu pabrik sebaiknya berada di daerah yang dekat dengan sumber bahan baku dan daerah pemasaran sehingga transportasi dapat berjalan dengan lancar. Bahan baku utama yang berupa Etilen Oksida dapat diperoleh dari suplier-suplier bahan kimia untuk industri (PT.Prima Ethycholindo dll) yang terletak di Merak Jawa Barat kemudian dikirim ke Provinsi Riau melalui pelabuhan yang lokasinya dekat dengan pabrik dan Carbon dioksida diperoleh dari pabrik yang berlokasi di Provinsi Riau.

2. Letak dari pasar dan kondisi pemasaran Produk Etilen glikol dan Dietilen glikol ini dapat diangkut ataupun dikapalkan dengan mudah ke daerah pemasaran dalam dan luar negeri. Kebutuhan Etilen glikol dan Dietilen glikol menunjukkan peningkatan dari tahun ke tahun, dengan demikian pemasarannya tidak akan mengalami hambatan. Kota Dumai mempunyai pelabuhan dan relatif dekat dengan negara industri lain seperti Singapura dan Malaysia. Selain itu, kawasan ini juga merupakan daerah industri sehingga produknya dapat dipasarkan kepada pabrik yang membutuhkannya di kawasan industri tersebut atau diekspor ke mancanegara.

3. Fasilitas transportasi Pabrik ini direncanakan didirikan dekat dengan jalan raya (lintas Dumai –Pekanbaru) dan Pelabuhan Dumai sehingga mempermudah transportasi untuk pengiriman produk. Bahan baku yang berbentuk gas dikemas dalam tabung khusus, dan padatan yang digunakan diangkut dengan menggunakan truk. Sedangkan produk yang dihasilkan berbentuk cairan dikemas dalam tabung khusus dan diangkut dengan menggunakan kapal dan truk.

4. Kebutuhan tenaga listrik dan bahan bakar Listrik untuk kebutuhan pabrik diperoleh dari generator pembangkit tenaga listrik. Disamping itu, disediakan juga cadangan dari Perusahaan Listrik Negara (PLN) Wilayah III Riau –Sumbar. Bahan bakar solar untuk generator dapat diperoleh dari PT. Pertamina (detikfinance.com, 2008)

5. Kebutuhan air Air merupakan kebutuhan penting bagi suatu pabrik industri kimia, baik itu untuk keperluan proses maupun untuk keperluan lainnya. Kebutuhan air diperoleh dari Sungai Rokan yang mengalir di sekitar pabrik. Kebutuhan air ini berguna untuk proses, sarana utilitas dan keperluan domestik.

6. Tenaga kerja Tenaga kerja termasuk hal yang sangat menunjang dalam operasional pabrik, tenaga kerja untuk pabrik ini direkrut dari :

Perguruan tinggi lokal seperti Universitas Riau, Politeknik Chevron Riau, masyarakat sekitar pabrik dan Perguruan Tinggi lainnya Tenaga ahli yang berasal dari daerah sekitar dan luar daerah

7. Harga tanah dan bangunan Tanah yang tersedia untuk lokasi pabrik masih cukup luas, biaya harga tanah dan bangunan untuk pendirian pabrik relatif rendah.

8. Kemungkinan perluasan dan ekspansi Ekspansi pabrik dimungkinkan karena tanah yang tersedia cukup luas dan di sekeliling pabrik belum banyak berdiri pabrik serta tidak mengganggu pemukiman penduduk.

9. Kondisi iklim dan cuaca Seperti daerah lain di Indonesia, iklim di sekitar lokasi pabrik relatif stabil. Untuk daerah ini belum terjadi bencana alam yang berarti sehingga memungkinkan pabrik berjalan dengan lancar.

10. Masyarakat di sekitar pabrik Sikap masyarakat diperkirakan akan mendukung pendirian pabrik pembuatan Etilen glikol ini karena akan menyediakan lapangan kerja bagi mereka. Selain itu pendirian pabrik Etilen glikol ini diperkirakan tidak akan mengganggu keselamatan dan keamanan masyarakat di sekitarnya.

11. Perumahan Mengingat di sekitar lokasi pabrik belum banyak tersedia perumahan bagi karyawan, maka direncanakan untuk mendirikan fasilitas perumahan karyawan (mess) beserta lapangan olah raga (terbuka ataupun tertutup) sebagai salah satu daya tarik bagi karyawan yang akan bekerja di pabrik. Hal ini akan meningkatkan biaya investasi perusahaan.

8.2 Tata Letak Pabrik

Tata letak pabrik adalah suatu perencanaan dan pengintegrasian aliran dari komponen –komponen produksi suatu pabrik, sehingga diperoleh suatu hubungan yang efisien dan efektif antara operator, peralatan, dan gerakan material proses dari bahan baku menjadi produk. Tata letak suatu pabrik memainkan peranan penting dalam menentukan biaya konstruksi, biaya produksi, serta efisiensi keselamatan kerja. Oleh karena itu tata letak pabrik harus disusun secara cermat untuk menghindari kesulitan di kemudian hari.

Beberapa faktor yang perlu dipertimbangkan pada penyusunan tata letak pabrik pembuatan Etilen glikol ini adalah (Peters dan Timmerhaus, 2004):

1. Urutan proses produksi dan kemudahan/aksesbilitas operasi, jika suatu produk perlu diolah lebih lanjut maka pada unit berikutnya disusun berurutan sehingga sistem perpipaan dan penyusunan letak pompa lebih sederhana.

2. Pengembangan lokasi baru atau penambahan/perluasan lokasi yang belum dikembangkan pada masa yang akan datang.

3. Distribusi ekonomis dari fasilitas logistik (bahan baku dan bahan pelengkap), fasilitas utilitas (pengadaan air, steam, tenaga listrik dan bahan bakar), bengkel untuk pemeliharaan/perbaikan alat serta peralatan pendukung lainnya.

4. Pemeliharaan dan perbaikan.

5. Keamanan (safety) terutama dari kemungkinan kebakaran dan keselamatan kerja.

6. Bangunan yang meliputi luas bangunan, kondisi bangunan dan konstruksinya yang memenuhi syarat.

7. Masalah pembuangan limbah cair.

8. Service area, seperti kantin, tempat parkir, ruang ibadah, dan sebagainya diatur sedemikian rupa sehingga tidak terlalu jauh dari tempat kerja.

9. Letak tempat Misalnya di suatu lokasi yang agak tinggi, bila digunakan untuk menempatkan tangki penyimpan cairan maka cairan dalam tangki tersebut dapat dialirkan ke tempat yang lebih rendah tanpa menggunakan pompa.

10. Fasilitas jalan, gudang, dan kantor sebaiknya ditempatkan dekat jalan, tujuannya untuk memperlancar arus lalu lintas.

11. Fleksibilitas dalam perencanaan tata letak pabrik dengan mempertimbangkan kemungkinan perubahan dari proses/mesin, sehingga perubahan –perubahan yang dilakukan tidak memerlukan biaya yang tinggi.

Jadi penyusunan tata letak peralatan proses, tata letak bangunan dan lain-lain akan berpengaruh secara langsung pada modal, biaya produksi, efisiensi kerja dan keselamatan kerja.

Pengaturan tata letak pabrik yang baik akan memberikan beberapa keuntungan, seperti :

a. Mengurangi jarak transportasi bahan baku dan hasil produksi, sehingga mengurangi biaya material handling

b. Memberikan ruang gerak yang lebih leluasa sehingga mempermudah perbaikan mesin dan peralatan yang rusak atau di blowdown

c. Mengurangi ongkos produksi

d. Meningkatkan keselamatan kerja

e. Meningkatkan pengawasan operasi dan proses agar lebih baik

8.3 Perincian Luas Tanah

Luas areal yang diperlukan untuk lokasi pabrik pembuatan Etilen Glikol diperkirakan sebagai berikut : Tabel 8.1 Pembagian Penggunaan Areal Tanah

No 2 Penggunaan Areal Tanah Luas (m )

1 Pos keamanan

2 Areal bahan baku

5 Perumahan karyawan

6 Ruang kontrol

7 Areal proses

8 Areal produk

13 Tempat ibadah

14 Gudang peralatan

16 Unit pemadam kebakaran

17 Unit pengolahan air

18 Ruang boiler

19 Unit pembangkit listrik

20 Unit pengolahan limbah

21 Areal perluasan 1900

24 Sarana olahraga

25 Areal antar bangunan 150

Total

*) merupakan prasarana pabrik

Maka total luas tanah yang dibutuhkan untuk membangun pabrik pembuatan Etilen glikol adalah 20.000 m 2 .

16 I

Gambar 8.1 Tata Letak Pabrik Etilen glikol

Keterangan Gambar 8.1 No

1 Area Proses

14 Taman I

2 Pos Keamanan

15 Kantin

3 Areal Bahan Baku

16 Laboratorium

4 Areal Produk

17 Poliklinik

5 Gudang Peralatan

18 Areal Perluasan

6 Parkir I

19 Sarana Olahraga

7 Ruang Boiler

20 Ruang Kontrol

8 Unit Pembangkit Listrik

21 Unit Pemadam Kebakaran

9 Bengkel

22 Tempat Ibadah

10 Unit Pengolahan Air

23 Perumahan Karyawan

11 Unit Pengolahan Limbah

12 Perkantoran

13 Perpustakaan

BAB X ANALISA EKONOMI

Untuk mengevaluasi kelayakan berdirinya suatu pabrik dan tingkat pendapatannya, maka dilakukan analisa perhitungan secara teknik. Selanjutnya perlu juga dilakukan analisa terhadap aspek ekonomi dan pembiayaannya. Dari hasil analisa tersebut diharapkan berbagai kebijaksanaan dapat diambil untuk pengarahan secara tepat. Suatu rancangan pabrik dianggap layak didirikan bila dapat beroperasi dalam kondisi yang memberikan keuntungan.

Berbagai parameter ekonomi digunakan sebagai pedoman untuk menentukan layak tidaknya suatu pabrik didirikan dan besarnya tingkat pendapatan yang dapat diterima dari segi ekonomi. Parameter-parameter tersebut antara lain:

1. Modal investasi / Capital Investment (CI)

2. Biaya produksi total / Total Cost (TC)

3. Marjin keuntungan / Profit Margin (PM)

4. Titik impas / Break Even Point (BEP)

5. Laju pengembalian Modal / Return On Investment (ROI)

6. Waktu pengembalian Modal / Pay Out Time (POT)

7. Laju pengembalian internal / Internal Rate of Return (IRR)

10.1 Modal Investasi

Modal investasi adalah seluruh modal untuk mendirikan pabrik dan mulai menjalankan usaha sampai mampu menarik hasil penjualan. Modal investasi terdiri dari:

10.1.1 Modal Investasi Tetap / Fixed Capital Investment (FCI)

Modal investasi tetap adalah modal yang diperlukan untuk menyediakan segala peralatan dan fasilitas manufaktur pabrik. Modal investasi tetap ini terdiri dari:

1. Modal Investasi Tetap Langsung (MITL) / Direct Fixed Capital Investment (DFCI), yaitu modal yang diperlukan untuk mendirikan bangunan pabrik, membeli dan memasang mesin, peralatan proses, dan peralatan pendukung yang diperlukan untuk operasi pabrik.

Modal investasi tetap langsung ini meliputi: - Modal untuk tanah - Modal untuk bangunan - Modal untuk peralatan proses - Modal untuk peralatan utilitas - Modal untuk instrumentasi dan alat kontrol - Modal untuk perpipaan - Modal untuk instalasi listrik - Modal untuk insulasi - Modal untuk investaris kantor - Modal untuk perlengkapan kebakaran dan keamanan - Modal untuk sarana transportasi Dari hasil perhitungan pada Lampiran E diperoleh modal investasi tetap

langsung, MITL sebesar = Rp 493.193.350.801,-

2. Modal Investasi Tetap Tak Langsung (MITTL) / Indirect Fixed Capital Investment (IFCI), yaitu modal yang diperlukan pada saat pendirian pabrik (construction overhead) dan semua komponen pabrik yang tidak berhubungan secara langsung dengan operasi proses. Modal investasi tetap tak langsung ini meliputi: - Modal untuk pra-investasi - Modal untuk engineering dan supervisi - Modal untuk biaya kontraktor ( contractor’s fee) - Modal untuk biaya tak terduga (contigencies) Dari perhitungan pada Lampiran E diperoleh modal investasi tetap tak langsung, MITTL sebesar Rp 152.907.752.056,-

Maka total modal investasi tetap, MIT = MITL + MITTL = Rp. 493.193.350.801,- + Rp. 152.907.752.056,- = Rp. 646.101.102.857,-

10.1.2 Modal Kerja / Working Capital (WC)

Modal kerja adalah modal yang diperlukan untuk memulai usaha sampai mampu menarik keuntungan dari hasil penjualan dan memutar keuangannya. Jangka waktu pengadaan biasanya antara 3 – 4 bulan, tergantung pada cepat atau lambatnya hasil produksi yang diterima. Dalam perancangan ini jangka waktu pengadaan modal kerja diambil 3 bulan. Modal kerja ini meliputi: - Modal untuk biaya bahan baku proses dan utilitas - Modal untuk kas

Kas merupakan cadangan yang digunakan untuk kelancaran operasi dan jumlahnya tergantung pada jenis usaha. Alokasi kas meliputi gaji pegawai, biaya administrasi umum dan pemasaran, pajak, dan biaya lainnya.

- Modal untuk mulai beroperasi (start-up) - Modal untuk piutang dagang

Piutang dagang adalah biaya yang harus dibayar sesuai dengan nilai penjualan yang dikreditkan. Besarnya dihitung berdasarkan lamanya kredit dan nilai jual tiap satuan produk. Rumus yang digunakan:

Dengan: PD = piutang dagang

IP = jangka waktu yang diberikan (3 bulan) HPT = hasil penjualan tahunan

Dari hasil perhitungan pada Lampiran E diperoleh modal kerja, MK sebesar Rp . 355.131.865.698,- Maka, total modal investasi = Modal Investasi Tetap + Modal Kerja = Rp 646.101.102.857,- + Rp. 350.604.306.664 = Rp 996.705.409.521,-

Modal investasi berasal dari:

- Modal sendiri/saham-saham sebanyak 60 dari modal investasi total

Dari Lampiran E diperoleh modal sendiri = Rp 598.023.245.713,- - Pinjaman dari bank sebanyak 40 dari modal investai total

Dari Lampiran E diperoleh pinjaman bank = Rp 398.682.163.808

10.2 Biaya Produksi Total (BPT) / Total Cost (TC)

Biaya produksi total merupakan semua biaya yang digunakan selama pabrik beroperasi. Biaya produksi total meliputi:

10.2.1 Biaya Tetap (BT) / Fixed Cost (FC)

Biaya tetap adalah biaya yang jumlahnya tidak tergantung pada jumlah produksi, meliputi: - Gaji tetap karyawan - Depresiasi dan amortisasi - Pajak bumi dan bangunan - Bunga pinjaman bank - Biaya perawatan tetap - Biaya tambahan - Biaya administrasi umum - Biaya pemasaran dan distribusi - Biaya asuransi Dari hasil perhitungan pada Lampiran E diperoleh biaya tetap, BT sebesar

= Rp 366.441.772.453,-

10.2.2 Biaya Variabel (BV) / Variable Cost (VC)

Biaya variabel adalah biaya yang jumlahnya tergantung pada jumlah produksi. Biaya variabel meliputi: - Biaya bahan baku proses dan utilitas - Biaya karyawan tidak tetap/tenaga kerja borongan - Biaya pemasaran - Biaya laboratorium serta penelitian dan pengembangan (litbang) - Biaya pemeliharaan - Biaya tambahan Dari hasil perhitungan pada Lampiran E diperoleh biaya variabel, BV sebesar Rp 719.484.484.404,- Maka, biaya produksi total = Biaya Tetap + Biaya Variabel

= Rp 366.441.772.453,-+ Rp 719.484.484.404,-

= Rp 1.085.926.256.857,-

10.3 Total Penjualan (Total Sales)

Penjualan diperoleh dari hasil penjualan produk etilen glikol, dietilen glikol

dan etilen karbonat yaitu sebesar Rp 1.437.714. 356.325,-

10.4 Bonus Perusahaan

Sesuai fasilitas tenaga kerja dalam pabrik pembuatan etilen glikol, maka perusahaan memberikan bonus 0,5% dari keuntungan perusahaan yaitu sebesar Rp 1.758.940.497

10.5 Perkiraan Rugi/Laba Usaha

Dari hasil perhitungan pada Lampiran E diperoleh:

1. Laba sebelum pajak

= Rp 351.788.099.468

2. Pajak penghasilan

= Rp.104.991.247.691,-

3. Laba setelah pajak

= Rp 245.037.911.279,-

10.6 Analisa Aspek Ekonomi

10.6.1 Profit Margin (PM)

Profit Margin adalah persentase perbandingan antara keuntungan sebelum pajak penghasilan PPh terhadap total penjualan.

Laba sebelum pajak

PM =

total penjualan Rp 350.029.15 8.970 9,-

PM =

x 100%

Rp 1.437.714. 356.325,- = 24,35%

Dari hasil perhitungan diperoleh profit margin sebesar 24,35%maka pra rancangan pabrik ini memberikan keuntungan.

10.6.2 Break Even Point (BEP)

Break Even Point adalah keadaan kapasitas produksi pabrik pada saat hasil penjualan hanya dapat menutupi biaya produksi. Dalam keadaan ini pabrik tidak untung dan tidak rugi.

Biaya Tetap

BEP =

Total Penjualan Biaya Variabel Rp 366.441.77 2.453,-

BEP = x 100%

Rp 1.437.714. 356.325,- - Rp719.484. 484.404,- = 51,02 % Kapasitas produksi pada titik BEP = 51,02 % 80.000 ton/tahun = 40.816,0993 ton/tahun Nilai penjualan pada titik BEP

= 51,02 % x Rp 1.437.714.356.325,- = Rp. 733.523.649.753,-

Dari perhitungan diperoleh BEP = 51,02,18 , maka pra rancangan pabrik ini layak.

10.6.3 Return on Investment (ROI)

Return on Investment adalah besarnya persentase pengembalian modal tiap tahun dari penghasilan bersih.

Laba setelah pajak

ROI =

Total modal investasi

Rp 996.705.40 9.521,- = 24,58% Analisa ini dilakukan untuk mengetahui laju pengembalian modal investasi total dalam pendirian pabrik. Kategori resiko pengembalian modal tersebut adalah: ROI 15 resiko pengembalian modal rendah

15 ROI 45 resiko pengembalian modal rata-rata ROI 45 resiko pengembalian modal tinggi Dari hasil perhitungan diperoleh ROI sebesar 21,2 %, sehingga pabrik yang akan

didirikan ini termasuk resiko laju pengembalian modal rata-rata.

10.6.4 Pay Out Time (POT)

Pay Out Time adalah angka yang menunjukkan berapa lama waktu pengembalian modal dengan membandingkan besar total modal investasi dengan penghasilan bersih setiap tahun. Untuk itu, pabrik dianggap beroperasi pada kapasitas penuh setiap tahun.

POT =

x 1 tahun

0,2458 POT = 4,07 tahun

Dari harga di atas dapat dilihat bahwa seluruh modal investasi akan kembali setelah 4,72 tahun operasi.

10.6.5 Return on Network (RON)

Return on Network merupakan perbandingan laba setelah pajak dengan modal sendiri.

Laba setelah pajak

RON =

Modal sendiri

10.6.6 Internal Rate of Return (IRR)

Internal Rate of Return merupakan persentase yang menggambarkan keuntungan rata-rata bunga pertahunnya dari semua pengeluaran dan pemasukan besarnya sama.

Dari perhitungan Lampiran E diperoleh IRR = 39,45% sehingga pabrik akan menguntungkan karena apabila IRR ternyata lebih besar dari MARR ( Minimum Acceptable Rate of Return) yang diperkirakan saat ini sebesar 18,36%. Perkiraan MARR didasarkan pada inflasi Indonesia pada tahun 2008 sebesar 11,1( topeng_digital.blogsome.com) dan suku bunga deposito sebesar 7,25% (suku bunga deposito rupiah Bank Mandiri untuk jangka waktu 24 bulan dan ≤ 5 miliar rupiah.

BAB XI KESIMPULAN

Hasil analisa perhitungan pada Pra Rancangan Pabrik Pembuatan Etilen Glikol dari etilen oksida dengan proses Karbonasi dengan kapasitas 80.000 ton/tahun diperoleh beberapa kesimpulan, yaitu :

1. Kapasitas rancangan pabrik etilen glikol direncanakan 80.000 ton/tahun.

2. Bentuk hukum perusahaan yang direncanakan adalah Perseroan Terbatas (PT).

3. Bentuk organisasi yang direncanakan adalah organisasi sistem garis dan staf dengan jumlah tenaga kerja yang dibutuhkan 166 orang.

4. Luas tanah yang dibutuhkan adalah 20.000 m 2

5. Analisa Ekonomi : Modal Investasi

: Rp. 646.101.102.857,-

Biaya Produksi per tahun

: Rp 1.085.926.256.857,-

Hasil Jual Produk per tahun : Rp 1.437.714. 356.325,-

Laba Bersih per tahun

: Rp 245.037.911.279,- Profit Margin : 24,35% Break Event Point : 51,02 % Return of Investment : 24,58% Pay Out Time : 4,07 tahun

Return on Network

Internal Rate of Return

Dari hasil analisa aspek ekonomi dapat disimpulkan bahwa pabrik pembuatan etilen glikol ini layak untuk didirikan.

DAFTAR PUSTAKA

Anonim. 2006. Ethylene Oxide. http://www.Shell_Chemical_Limited.com. diakses 4 Juni 2009 Anonim. 2007. Carbondioxide. http://www.wikipedia.org/wiki/ Carbondioxide. diakses 4 Juni 2009

Anonim a . 2009. Air. http://www.wikipedia.org/wiki/air . diakses 4 Juni 2009 Anonim b .2009.Ethylene Carbonate. http://www.wikipedia.org/wiki/EtilenCarbonate

diakses 4 Juni 2009 Anonim c . 2009. Ethylene Glycol. http://www.wikipedia.org/wiki/Ethylene_Oxide

diakses 4 Juni 2009 Anonim d .2009. Chemical Pricing. http//www.advance-scientific.net diakses 18

Agustus 2009 Badan Lingkungan Hidup Provinsi Riau. 2009. http//www.blh.riau.go.id diakses 19

19 Agustus 2009

Bank Indonesia. 2009. Kurs Transaksi Bank Indonesia. diakses 19 Agustus 2009 Bank Mandiri. 2009. Cicilan Ringan KPR dan Kredit Usaha. Jakarta Becker, Mitchell dan Howard. M Sachs. 1985. Purification Of Ethylene Glycol

Derived From Ethylene Carbonate . USA: PatentStorm 4519875 Beckart Enviromental, Inc. 2006. Bioprocesing Using Activated Sludge. http//beckart.com.html Bhise, Vijay. 1983. Process For Preparing Ethylene Glycol. USA:PatentStorm 4400559 Bhise, Vijay dan Harold Gilman.1985. Preparing Ethylene Glycol From Ethylene Oxide . USA: PatentStorm4508927 Badan Pusat Statistik.2008. Statistika Perdagangan Indonesia. Volume 1. Katalog 8202008. Jakarta Brownell, L.E, Young E.H.1959. Process Equipment Design. Wiley Eastern Ltd. New Delhi Chuse, Robert Eber. 1954. Pressure Vessel. Section VIII. USA: America Society Of Mechanical Engineers

Crities, Ron dan George Tchobanoglous. 2004. Small and Decentralized Wastemanagement System . Singapore: Mc.Graw-Hill, Inc

Considine, Douglas M. 1974. Instruments And Controls Handbook. 2 nd Edition. USA: Mc.Graw-Hill, Inc

Doherty, M.F. and Malone, M.F. 2001. Conceptual Design of Destillation System. McGraw-Hill Companies, Inc. New York

Degremont. 1991. Water Treatment Handbook. 5 th Edition. New York : John Wiley & Sons.

Emulsifier.2007.Ethylene Oxide. http//www.emulsifier.in/about_ethylene_oxide.html diakses 4 Juni 2009 EPA. 1986. Ethoxy. http//www.EPA.gov/ttn/chief/le/ethoxy.pdf. diakses 4 Juni 2009

Geankoplis, C.J. 1997. Transport Process and Unit Operation. 3 rd edition. New Delhi: Prentice-Hall of India

Huntsman a . 2006. Ethylene Glycol. USA : Huntsman Corporation Huntsman b . 2006. Diethylene Glycol. USA : Huntsman Corporation

Icis Pricing. 2009. Ethylene Glycol Prices. http//www.icispricing.com. diakses 19 Agustus 2009 Kawabe, Kazuki, Kazuhiko Murata dan Toshiyuki Furuya.1998. Ethylene Glycol

Process . USA: PatentStorm57636961 Kawamura. 1991. An Integrated Calculation of Wastewater Engineering. New York.

John Wiley and Sons Inc Kern, D.Q. 1965. Process Heat Transfer. New York : McGraw-Hill Book Company Kirk, R.E dan Othmer, D.F. 1990. Encyclopedia of Chemical Engineering

Technology . New York : John Wiley and Sons Inc Laboratorium Analisa FMIPA.1999. USU Press. Medan Lorch, Walter. 1981. Handbook of Water Purification. Britain : McGraw-Hill Book

Company, Inc Madura, Jeff. 2000. Introduction to Business. 2nd Editon. USA: South-Western

College Publishing

Manulang, M. 1982. Dasar-dasar Marketing Modern. Edisi 1. Yogyakarta : Penerbit Liberty.

McKetta, JJ dan W. Cunningham. 1984. Encyclopedia of Chemical Processing and Design . Volume 21. New York : Marcel Dekker Inc

Mc Cabe, W.L, Smith J.M. 1983. Operasi Teknik Kimia. Jilid 1, Edisi Keempat.

Jakarta : Erlangga. Mc Cabe, W.L, Smith J.M. 1999. Operasi Teknik Kimia. Jilid 1, Edisi Keempat.

Jakarta : Erlangga. MEG Global Group. 2008. Ethylene Glycol Product Guide. Kanada : MEG Global

Group Co Metcalf dan Eddy. 1984. Wastewater Engineering Treatment, Disposal, Reuse. New

Delhi : McGraw Hill Company Metcalf dan Eddy. 1991. Wastewater Engineering Treatment, Disposal, Reuse. New

Delhi : McGraw Hill Company Montgomery, Douglas C. 1992. Reka Bentuk dan Analisis Uji Kaji (Terjemahan).

Kuala Lumpur : Universiti Sains Malaysia Pulau Penang. Nalco. 1988. The Nalco Water Handbook. 2 nd Edition. New York : McGraw-Hill

Book Company

Perry, John H (Ed). 1999. Perry’s Chemical Engineers Handbook. Edisi Ketujuh.

New York : McGraw-Hill Book Company. Peters, M.S; Klaus D. Timmerhaus dan Ronald E. West. 1991. Plant Design and

Economics for Chemical Engineer. 4th edition. International Edition. Singapore : McGraw-Hill.

Peters, M.S; Klaus D. Timmerhaus dan Ronald E. West. 2004. Plant Design and

Economics for Chemical Engineer. 5th edition. International Edition. Singapore : McGraw-Hill.

PT. Aneka Gas Indutri. 2009. Medan PT. Halim Sejahtera Cipta Mandiri. 2009. Medan

PT. Prudential Life Assurance.2009. Price Product List. Jakarta PT. Bratachem Chemical. 2009. Price Product List. Jakarta Reklaitis, G.V. 1983. Introduction to Material and Energy Balance. New York :

McGraw-Hill Book Company Riaupos. 2009. Rusunawa Terganjal Masalah Lahan. http//riaupos.com. diakses 18

Agustus 2009 Rusjdi, Muhammad. 1999. PPh Pajak Penghasilan. Jakarta : PT. Indeks Gramedia. Rusjdi, Muhammad. 2004. PPN dan PPnBM. Jakarta : PT. Indeks Gramedia. Shakhashiri.2008. Chemical of The Week : Carbon Dioxide. http//scifun.com diakses

4 Juni 2009 Siagian, Sondang P. 1992. Fungsi-fungsi Manajerial. Jakarta : Offset Radar Jaya. Smith, J.M, Van Ness, H.C. 2001. Chemical Engineering Thermodynamics. Edisi

keenam. New York : McGraw-Hill Book Company. Treybal, R.E. 1984. Mass Transfer Operation. New York : McGraw-Hill Book

Company. Turton, Richard, Richard C. Bailie , Wallace B. Whiting and Joseph A. Shaeiwitz.

2003. Analysis, Synthesis, and Design of Chemical Processes. 2 nd edition. Pearson Education Inc.

Ulrich, Gael D. 1984. A Guide To Chemical Process Design Economics. New York : Jhon Wiley and Sons Inc.

Walas, Stanley M. 1988. Chemical Process Equipment. USA : Butterworth Publisher Waluyo. 2000. Perubahan Perundang-undangan Perpajakan Era Reformasi. Jakarta

: Salemba Empat.

LAMPIRAN A PERHITUNGAN NERACA MASSA

Basis perhitungan

= 1 jam operasi

Satuan berat

= kilogram (kg)

Kapasitas produksi

= 80.000 ton/tahun = 80.000.000 kg/tahun

Waktu operasi

= 330 hari/tahun

Berat molekul

: -C 2 H 6 O 2 = 62,068 gr/mol - (C 2 H 6 O 2 ) 2 = 106 gr/mol -C 3 H 4 O 3 = 88,06 gr/mol

-C 2 H 4 O

= 44,053 gr/mol - CO 2 = 44 gr/mol

-H 2 O

= 18 gr/mol

Bahan baku

= - Etilen Oksida (C 2 H 4 O) 99%

- Karbon dioksida (CO 2 ) 99,99% ≈ 100%

Produk akhir

= Etilen Glikol (C 2 H 6 O)

80000000 kg / tahun

Produksi etilen glikol/jam =

330 hari / tahun ( 24 jam / jam ) = 10101,0101 kg/jam

Kemurnian produk

= 0 , 99 x 10101 , 0101 = 10.000 kg/jam = 161,1136 kmol/jam

Misal

: - F = laju alir massa, kg/jam

- W = fraksi massa - N = laju alir mol, kmol/jam - X = fraksi mol

-C 2 H 4 O

= Etilen Oksida -C 3 H 4 O 3 = Etilen Karbonat

-C 2 H 6 O

= Etilen Glikol

- (C 2 H 4 O) 2 = Dietilen Glikol - CO 2 = Karbon dioksida

= Air

Perhitungan Alur Mundur LA.1 Kolom Destilasi

EC Data: (Becker,1985) - Asumsi Kemurnian Produk 99%

- Data: (Bhise, 1983),

21 Komposisi X EG = 0,2482

Komposisi X EG = 0,99

21 Komposisi X 31

Komposisi X DEG = 0,6263 Komposisi X 21

DEG = 0,009

EC = 0,001

Komposisi X 31

EC = 0.1255

- Data: ( Kawabe, 1998) Komposisi X 27

EG = 0,99

Komposisi X 27

EG = 0,01

Neraca masssa total

21 31 N 27 =N + N

Neraca Massa Komponen: Etilen Glikol (LK):

15 0,99 N 24 = 0,2482 N + 0,99 (10101,0101 kg/jam)

15 0,99 N 24 = 0,2482 N + 10.000 kg/jam ................................................... (1)

Dietilen Glikol:

21 31 0,009 N 27 = 0,6263 N + 0,01 N

21 0,009 N 31 = 0,6263 N + 0,01 (10101,0101 kg/jam)

21 0,009 N 31 = 0,6263 N + 101,0101 kg/jam ...................................................(2)

Eliminasi pers (1) dan pers (2)

21 31 EG : 27 0,9900 N = 0,2482 N + 161,1136 N

21 31 DEG: 0,0090 N 27 = 0,6263 N + 0,9529 N -

21 31 27 0,0089 N = 0,0022 N + 1,45 N

21 31 27 0,0089 N = 0,6200 N + 0,9434 N -

21 31 27 0 N = -0,6178 N + 0,4433 N

31 N =

0,8201 kmol/jam

21 N = 162,9467 kmol/jam

Alur 21 (Feed = F) Total 21 =N = 162,9467 mol/jam

21 Etilen Glikol 21 :N xX

EG =142,5783 x 0,99

= 161,3172 kmol/jam

21 DEG 21 :N xX

DEG = 142,5783 x 0,009

= 1,4665 kmol/jam

21 Etilen karbonat 21 :N xX EC = 142,5783 x 0,001 = 0,1638 kmol/jam

Alur 31 (Bottom = B) Total 31 =N = 0,8201 kmol/jam

31 Etilen Glikol 31 :N xX

EG = 0,7626 x 0,2482

= 0,2036 kmol/jam

= 0,5136 kmol/jam

31 Etilen karbonat 31 :N xX EC = 0,7626 x 0,1255 = 0,1029 kmol/jam

Alur 27 (Destilat = D) Total 27 =N = 162,0665kmol/jam

27 Etilen Glikol 27 :N xX

EG = 141,8082 x 0,99

= 161,1136 kmol/jam

27 DEG 27 :N xX

= 0,9529 kmol/jam Tabel LA.1 Neraca massa destilasi

DEG

=141,8082 x 0,01

Alur masuk

(kg/kmol)

N (Kmol/jam)

F (Kg/jam)

C 2 H 6 O 2 62,068

C 3 H 4 O 3 18 0,1638

keluar Komp

(Kmol/jam)

(Kg/jam)

(Kmol/jam)

(Kg/jam)

C 2 H 6 O 2 0,2036

C 4 H 10 O 3 0,5586

C 3 H 4 O 3 0,1029

LA.2 Kondensor

Tabel LA.2 Konstanta persamaan tekanan uap antoine: Tabel LA.2 Konstanta persamaan tekanan uap antoine:

Komp

C 2 H 6 O 2 16,1847

C 4 H 10 O 3 17,6738

C 3 H 4 O 3 13,1897

Menentukan kondisi umpan Umpan masuk pada kondisi uap jenuh (Trial umpan sampai syarat Σyi/Ki = 1) P

Tabel LA.3 Titik didih umpan masuk destilasi Komponen

Xif = Yif/Ki αif = Ki/Khk

C 2 H 6 O 2 0,9900

C 4 H 10 O 3 0,0090

C 3 H 4 O 3 0,0010 1469,2572

Menentukan kondisi operasi atas (kondensor total) Untuk mengetahui suhu pada destilat, maka perlu perhitungan trial dew point sampai syarat Σyid/Ki = 1 terpenuhi

Tabel LA.4 Dew point destilat Komponen

Yid/Ki

αid

C 2 H 6 O 2 0,9941

C 4 H 10 O 3 0,0059

C 3 H 4 O 3 0 1407,3073

Menentukan kondisi operasi bottom (reboiler) Untuk mengetahui suhu pada Vb, maka perlu perhitungan trial bubble point sampai syarat Σxi,Ki = 1 terpenuhi

Tabel LA.5 Boiling point produk bawah Komponen

Xib,Ki

αib

C 2 H 6 O 2 0,2482

C 4 H 10 O 3 0,6263

C 3 H 4 O 3 0,1255

Tabel LA.6 Omega point destilasi Ф = 0,0001 dan = 1,1

Komponen

xi,f

alfa I

(alfa I*Xif)/(alfa I - teta)

C 2 H 6 O 2 0,9910

C 4 H 10 O 3 0,0366

C 3 H 4 O 3 0,0001

(alfa I*Xid)/(alfa I - teta)

C 2 H 6 O 2 0,9941

C 4 H 10 O 3 0,0059

Mencari refluks minimum Umpan dimasukkan pada dew point yaitu 468,15 K, sehingga q = 0

sehingga 1 q

Untuk mengetahui nilai Rm, maka perlu perhitungan trial omega sampai syarat

α i Φ Rm + 1 = 1,2991 Rm = 0,2991

72,7041 kmol/jam

Alur Ld (Alur 26) Total : Ld = 72,7041 kmol/jam

Etilen Glikol : Ld 19 EG =X EG x Ld = 0,99 x 72,7041 = 71,977 kmol/jam Dietilen Glikol : Ld 19

DEG =X DEG x Ld = 0,01 x 72,7041 = 0,727 kmol/jam

Alur 27

21 Total: F 27 = F = 162,0665 kmol/jam

21 Etilen Glikol = F 27

EG =F EG = 161,1136 kmol/jam

21 Dietilen Glikol = F 27

DEG = F DEG = 0,9529 kmol/jam

Alur Vd (Alur 25)

25 26 F 27 = F + F = 234,7706 kmol/jam

26 Etilen Glikol : F 27 EG +F EG = 71,977 + 161,1136 = 233,0907 kmol/jam

26 Dietilen Glikol : F 27 DEG + F DEG = 0,727 + 0,9529 = 1,68 kmol/jam

Tabel LA.7 Neraca massa kondensor

Alur Masuk 25 (Vd)

Komp

(kg/kmol)

N (Kmol/jam)

F (Kg/jam)

C 2 H 6 O 2 62,068

Alur keluar

N (Kmol/jam)

F (Kg/jam)

N(Kmol/jam)

F (Kg/jam)

C 2 H 6 O 2 161,1136

C 4 H 10 O 3 0,9529

LA.3 Reboiler

Lb = Vb + B atau Lb = Ld + (q x F) dengan q = 0 Maka Lb = Ld Lb = 72,6882 kmol/jam Vb = Lb - B = 71,8231 kmol/jam

31 Vb Komposisi : X Ld

EG =X EG =X EG = 0,2482

31 Vb Komposisi : X Ld

DEG

=X DEG =X DEG = 0,6263

31 Vb Komposisi : X Ld

EC =X EC =X EC = 0,1255

Alur Lb Total : Lb = B + Vb = 72,6882 kmol/jam

Etilen Glikol Ld : Lb EG = 72,6882 x X EG = 18.0443 kg/jam Dietilen Glikol Ld : Lb

DEG = 72,6882 x X DEG = 45.5214 kg/jam Etilen Karbonat Ld : Lb

EC = 72,6882 x X EC = 9.1225 kg/jam

Alur Vb Total

: Vb =Lb –B

= 71,8231 kmol/jam

Etilen Glikol Vb : Vb EG = 71,8231 x X EG = 17,8296 kmol/jam Dietilen Glikol : Vb Vb

= 71,8231 x X DEG = 44,9796 kmol/jam Etilen Karbonat : Vb Vb

DEG

EC = 71,8231 x X EC = 9,0139 kmol/jam

Tabel LA.8 Neraca massa reboiler

Alur Masuk (Lb)

Komp

(kg/kmol)

N (Kmol/jam)

F (Kg/jam)

C 2 H 6 O 2 62,068

C 3 H 4 O 3 88 9,1225

Alur keluar

Komp

alur 31

alur Vb

N (Kmol/jam)

F (Kg/jam)

N(Kmol/jam)

F (Kg/jam)

C 2 H 6 O 2 0,2036

C 4 H 10 O 3 0,5586

C 3 H 4 O 3 0,1029

LA.4 Flash Drum

Dari perhitungan di Reboiler diperoleh data laju alur sebagai berikut: Alur 31 (Bottom = B)

31 N = 0,8651 kmol/jam N 31

EG = 0,2036 kmol/jam N 31

= 0,5586 kmol/jam N 31

DEG

EC = 0,10291 kmol/jam

Menentukan Pi saturated Tabel LA.9 Konstanta persamaan tekanan uap antoine ln P = A – (B/(T+C)) (P dalam kPa dan T dalam K)

Komp

C 2 H 6 O 2 16,1847

C 4 H 10 O 3 17,6738

C 3 H 4 O 3 13,1897

(Sumber : Reklaitis, 1983)

Tabel LA.10 Tekanan uap jenuh komponen pada T = 250 o C = 523,15 K

Komponen

Pvp

C 2 H 6 O 2 401,735991

C 4 H 10 O 3 125,6666344

C 3 H 4 O 3 82,61138182

Menentukan Pbuble dengan Zi=Xi

Pb = Σ Xi,Pivp………………,(Smith, 2001)

Pb = 185,5116329 Kpa

Menentukan P dew dengan Zi = Yi

Pdew = 1

………… (Smith, 2001)

Σ Yi/Pi sat Pdew = 139,5846503 Kpa

P = 141 kPa Pd < P < Pb

Karena P yang dihitung terletak antara Pbubl dan Pdew Ki = Pisat/P

k1 = 2,849191425 k2 =

0,891252726 K3 =

0,585896325 Tabel LA.11 Data Trial Temperatur dan Komposisi Flash Drum II Komponen

Ki (Pi/P) Xi Pi

Ki Xi

1/ Σ(Yi/Pi)

C 2 H 6 O 2 0,2353 401,7360

C 4 H 10 O 3 0,6457 125,6666

C 3 H 4 O 3 0,1190

Penentuan komposisi umpan dan bottom Flash Drum I mol umpan total (alur 31) 31 N = 0,7626 kmol/jam

Z i (K i 1)

1 V(K 1)

j = 0,1,2,3, ,,,, dst dilakukan iterasi hingga nilai V j+1 =V j (Smith, 2001)

Iterasi Vo = 0,7240 Iterasi Vo = 0,7240

f ’ (V o ) = -1,1265

0 , 0001 V 1 0 , 7240

1 , 1265 V 1 0 , 7241

basis F = 1 mol maka X i i

maka V = 0,8 Tabel LA.12 Nilai V flash drum

Komp

Zi,Ki

Ki-1

sum (Zi,Ki/(1+V(Ki-1)))

dimana L = 1 – V = 0,2

Y 1 = 0,27043 ≈ 0 Y 2 = 0,63031 Y 4 = 0,10424 ≈ 0

Σ Yi = 1,00499

Dari hasil diatas diperoleh, pada produk atas terdapat semua Dietilen glikol dan etilen glikol (temperatur Flash Drum (250 o

C (523,15 K)) jauh melebihi titik didih senyawa tersebut pada 1,41 atm (141 kPa)), Sedangkan semua Etilen karbonat terdapat pada bagian bottom karena tidak menguap ke bagian destilat,

Neraca Massa Komponen :

31 32 Etilen Glikol 35 :F

EG =F EG +0xF EG

31 32 F

EG =F EG = 0,2036 kmol/jam

31 32 Dietilen Glikol 35 :F

DEG =F DEG +0xF DEG

31 32 F

DEG =F DEG = 0,5586 kmol/jam

31 32 Etilen Karbonat : F 35

EC =0 xF EC +F EC

31 33 F

EC =F EC = 0,1029 kmol/jam

Tabel LA.13 Neraca massa Flash Drum

Alur Masuk

Komp

(kg/kmol)

N (Kmol/jam)

F (Kg/jam)

C 2 H 6 O 2 62,068

C 3 H 4 O 3 88,06

Alur keluar

Komp

alur atas

alur bwh

N (Kmol/jam)

F (Kg/jam)

N(Kmol/jam) F (Kg/jam)

C 2 H 6 O 2 0,2036

C 4 H 10 O 3 0,5586

9,0636 TOT

C 3 H 4 O 3 0 0,1029

LA.5 EVAPORATOR

Asumsi : efisiensi penguapan air pada evaporator = 100 % - Alur keluar F 20 = 162,9474 kmol/jam = 10182,5084 kg/jam

- Data: (Bhise, 1983),

18 Komposisi X H2O = 0, 9485

Komposisi X EG = 0,739

18 Komposisi X 19

H2O = 0,243

Komposisi X CO2 = 0, 0484

Komposisi X EO

Neraca Massa Total:

18 19 F 2 = F +F

Neraca Massa Komponen:

18 19 Etilen Glikol 20 :N

=0xN +N

18 20 0,739 x N =N = 161,3172 kmol/jam.................................. (3)

18 19 Air 20 :F

Air

=F Air +0xF Air

18 19 0,243 x F

= 0, 9485 x F ....................................................... (4)

Eliminasi Persamaan (3) dan (4) sehingga:

18 19 EG : 20 0,739 N = 0 N + 161,3172 N

18 19 DEG: 20 0,243 N = 0,9485 N + 0 N -

18 19 20 0,17969043 N = 0 N + 39,2195 N

18 19 20 0,17969043 N = 0,7010657 N + 0 N -

18 19 20 0 N = -0,701066 N + 39,2195 N

19 N = 55,92947 kmol/jam

18 N = 218,8902 kmol/jam

Alur 19 Total 19 =N = 55,9427 kmol/jam

19 Air 19 :N xX

EG = 55,9427 x 0,9485

= 53,0639 kmol/jam

19 Karbon Dioksida : N 19 xX

DEG

= 55,9427 x 0,0484

= 2,705 kmol/jam

19 Etilen Oksida 19 :N xX

EC = 55,9427 x 0,0031

= 0,1738 kmol/jam

Alur 18

18 19 Total = 20 N = N +N = 218,8902 kmol/jam Etilen Glikol 18 :N

=161,3172 kmol/jam DEG 18 :N

EG = 0 + 141,1526

= 1,4665 kmol/jam Etilen karbonat 18 :N

DEG = 0 + 1,2832

= 0,1638 kmol/jam Air 18 :N

EC = 0 + 0,1433

= 53,0639 kmol/jam Karbon Dioksida : N 18

Air

= 2,705 kmol/jam Etilen Oksida 18 :N

= 0,1738 kmol/jam

Tabel LA.14 Neraca massa Evaporator

alur masuk

(kg/kmol)

N (Kmol/jam) F (Kg/jam)

C 2 H 6 O 2 62,068

C 3 H 4 O 3 88,06

Alur keluar

N (Kmol/jam)

F (Kg/jam)

N (Kmol/jam)

F (Kg/jam)

C 3 H 4 O 3 0 0 0,1638

CO 2 2,7050

- TOT

LA.6 SEPARATOR II

- Alur masuk F 17 = 218,8902 kmol/jam = 11264,3365 kg/jam

- Asumsi: Separator dapat memisahkan CO 2 sebanyak 90%

- Data: (Bhise, 1983), Komposisi X 15

EO = 0,0018

Komposisi X 15

CO2 = 0,3921

Menentukan Pi saturated Tabel LA.15 Konstanta persamaan tekanan uap antoine ln P = A – (B/(T+C)) (P dalam kPa dan T dalam K)

Komp

C 2 H 6 O 2 16,1847

C 4 H 10 O 3 17,6738

C 3 H 4 O 3 13,1897

(Sumber : Reklaitis, 1983)

Tabel LA.16 Tekanan uap jenuh komponen pada T = 148 o C = 421,15 K Komponen

Pvp

C 2 H 6 O 2 2,105678324

C 4 H 10 O 3 0,305328832

C 3 H 4 O 3 1,090108871 CO 2 24451,16737

Menentukan Pbuble dengan Zi=Xi

Pb = Σ Xi,Pivp………………,(Smith, 2001)

Pb = 9598,110797 Kpa

Menentukan P dew dengan Zi = Yi

Pdew = 1

………… (Smith, 2001)

Σ Yi/Pi sat Pdew = 3,683940099 Kpa

P = 250 kPa Pd < P < Pb

Karena P yang dihitung terletak antara Pbubl dan Pdew Ki = Pisat/P

Substitusi nilai k ke pers, (10,16) Σ [(Zi,Ki)/(1+V(Ki-1))] = 1……………(Smith, 2001)

V = 0,39

Tabel LA.17 Nilai V separator I Komp

Zi,Ki

Ki-1

sum (Zi,Ki/(1+V(Ki-1)))

dimana L = 1 – V = 0,61 Dengan pers, (10,16)……,, (Smith, 2001)

Yi = ((Zi,Ki)/(1+V(Ki-1)))

Y 3 = 0,0335 Y 5 = 0,9896 Y 6 = 0,0036

Σ Yi = 1,0267

Dengan pers, (10,10)……,,,(Smith, 2001)

Xi = Yi/Ki

X 3 = 0,0834

X 5 = 0,0101

X 6 = 0,0007 Σ Xi = 0,0941

Neraca Massa Total:

15 16 17 N = N +N

Neraca Komponen:

15 16 Karbon dioksida : F 17

CO2

=F CO2 +F CO2

16 0,3921 = 0,9896 x F

15 16 Etilen Oksida 17 : F

=F EO + F EO

16 0,0018 = 0,0036 x F + 0,1738................................................ (6)

Eliminasi persamaan (7) dan (8) sehingga :

15 CO2: 16 0,3921 N = 0,9896 N + 2,705

15 EO: 16 0,0018 N = 0,0036 N + 0,17138

15 16 0,00070569 N = 0,0017810 N + 0,004868005

15 16 0,00070569 N = 0,0014078 N + 0,068156765

16 0,0004 N + -0.06328876

16 N =

Kg/jam

15 N =

kg/jam

Alur 16 Total 19 =N = 174,1067 kmol/jam

= 5,6768 kmol/jam

19 Karbon Dioksida : N 19 xY

CO2 = 174,1067 x 0,9896

= 167,821 kmol/jam

19 Etilen Oksida 19 :N xY

= 174,1067 x 0,0036

= 0,6088 kmol/jam

Alur 15

15 16 Total = 17 N = N +N = 392,9969 kmol/jam Etilen Glikol 15 :N

= 161,3172 kmol/jam DEG 15 :N

EG = 0 + 61,3172

= 1,4665 kmol/jam Etilen karbonat 15 :N

DEG = 0 + 1,4665

= 0,1638 kmol/jam Air 15 :N

EC = 0 + 0,1638

= 58,7407 kmol/jam Karbon Dioksida : N 15

Air

= 170,5261 kmol/jam Etilen Oksida 15 :N

= 0,7826 kmol/jam

Tabel LA.18 Neraca massa separator II

Alur masuk

N (Kmol/jam)

F (Kg/jam)

C 2 H 6 O 2 62,068

C 3 H 4 O 3 88,06

Alur keluar

N(Kmol/jam) F(Kg/jam)

N(Kmol/jam)

F (Kg/jam)

C 2 H 6 O 2 0 0 161,3172

C 4 H 10 O 3 0 0 1,4665

C 3 H 4 O 3 0 0 0,1638

LA.7 HEATER

Air

14 Air 15

Neraca Massa Total:

14 N 15 = N

Neraca Massa Komponen:

Alur 14

14 Total = 15 N = N

= 392,9969 kmol/jam

14 Etilen Glikol 15 :N

EG = N EG = 0 + 61,3172

= 161,3172 kmol/jam

14 DEG 15 :N

DEG =N DEG = 0 + 1,4665

= 1,4665 kmol/jam

14 Etilen karbonat 15 :N

EC =N EC = 0 + 0,1638

= 0,1638 kmol/jam

14 Air 15 :N

Air =N Air = 5,6768 + 53,0639

= 58,7407 kmol/jam

14 Karbon Dioksida : N 15

CO2 =N CO2 =167,821 + 2,705

= 170,5261 kmol/jam

14 Etilen Oksida : N 15

=N EO = 0,608 + 0,1738

= 0,7826 kmol/jam

Tabel LA.19 Neraca Massa Heater

Alur keluar 15 Komp

Alur masuk 14

kmol/jam

kg/jam

kmol/jam kg/jam

C 2 H 6 O 2 62,068

C 3 H 4 O 3 88,06

LA.9 REAKTOR HIDROLISIS

6 Air

12 EC

Air

CO2

EO CO2

Data : - Dari perhitungan di Ekspander diperoleh data laju alur sebagai berikut:

N 13 = 392,997 kmol/jam N 13

EG =161,317 kmol/jam N 13

DEG = 1,4665 kmol/jam N 13

EC = 0,1637 kmol/jam N 13

= 58,7407 kmol/jam N 13

Air

CO2 = 170,526 kmol/jam N 13

= 0,7826 kmol/jam

Neraca Massa Total:

13 6 F 12 = F +F

Reaksi I:

C 3 H 4 O 3 (l) + H 2 O (g) C 2 H 6 O 2 (l) + CO 2(g)

Neraca Komponen:

13 6 Etilen Glikol : N 12

EG = N EG +N EG +r 1

1 N EG ( N EG N EG ) 1 61 , 3172 - 0 - 0 161,3172 kmol / jam

Air – 161,3172 - r 2 ................................................ (7)

13 Etilen Karbonat: N 12

EC = N EC - r 1 -2r 1

12 0,1638 = N

EC - 161,3172 - 2 r 1 ............................................... (8)

13 Karbon Dioksida: N 12

CO2 + 161,3172 + 2r 2 .......................................... (9)

Reaksi II:

2C 3 H 4 O 3(l) + H 2 O (g) (C 4 H 10 O 3 ) (l) + 2CO 2(g)

Neraca Komponen:

13 6 Dietilen Glikol : N 12

2 N DEG ( N DEG N DEG ) 1,4665 - 0 - 0 1,4665 kmol / jam

13 Etilen Oksida : N 12

= N EO = 0,667942794 kmol/jam = 1,2832 kmol/jam

Air 6 : 51,3982 = N

Air - 141,1526 - r 2

Air

= 58,7407 + 161,3172 + 1,4665 = 221,5445 kmol/jam

Etilen Karbonat: 0,1638 = N 12

EC - 161,3172 - 2 r 1

12 N

EC = 0,1638 + 161,3172 + 2 (1,4665) = 164,414 kmol/jam

Karbon Dioksida: 170,5261 = N 12

CO2 + 161,3172 + 2r 2

CO2 = 170,5261 -161,3172 - 2 (1,4665) = 6,2758 kmol/jam Tabel LA.21 Neraca Massa Reaktor Hidrolisis

12 N

Alur Keluar

Komp

alur 13 N(Kmol/jam)

F (Kg/jam)

C 2 H 6 O 2 62,068

C 3 H 4 O 3 88,06

CO 2 44 170,5261

TOTAL

Alur masuk 12 Komp

Alur masuk 6

kmol/jam

kg/jam

kmol/jam kg/jam

C 2 H 6 O 2 62,068

C 3 H 4 O 3 88,06

LA.10 SEPARATOR I

- Dari perhitungan di Reaktor Hidrolisis diperoleh laju alir alur 10 yaitu 171,472 kmol/jam - Data: (Bhise, 1983),

Komposisi X 8

CO2 = 0,004

Komposisi X 8

EO = 0,018

Menentukan Pi saturated Tabel LA.22 Konstanta persamaan tekanan uap antoine ln P = A – (B/(T+C)) (P dalam kPa dan T dalam K)

C 3 H 4 O 3 13,1897

3985,44 -68,9974

(Sumber : Reklaitis, 1983)

Tabel LA.23 Tekanan uap jenuh komponen pada T = 100 o C = 373,15 K Komponen

Pvp CO 2 24451,17

C 3 H 4 O 3 1,090109

Menentukan Pbuble dengan Zi=Xi

Pb = Σ Xi,Pivp………………,(Smith, 2001)

Pb = 1116,851 Kpa

Menentukan P dew dengan Zi = Yi

Pdew = 1

………… (Smith, 2001)

Σ Yi/Pi sat Pdew = 1,337Kpa

P = 250 kPa Pd < P < Pb

Karena P yang dihitung terletak antara Pbubl dan Pdew Ki = Pisat/P

Substitusi nilai k ke pers, (10,16) Σ [(Zi,Ki)/(1+V(Ki-1))] = 1……………(Smith, 2001)

V = 0,18

Tabel LA.24 Nilai V separator I Komp Zi,Ki

Ki-1

sum (Zi,Ki/(1+V(Ki-1)))

C 3 H 4 O 3 0,0036

dimana L = 1 - V

L = 0,82

Dengan pers, (10,16)……,, (Smith, 2001)

Yi = ((Zi,Ki)/(1+V(Ki-1)))

Y 1 = 0,9581 Y 2 = 0,0125 Y 3 = 0,0043

Σ Yi = 0,9749

Dengan pers, (10,10)……,,,(Smith, 2001)

Xi = Yi/Ki

X 1 = 0,0098

X 2 = 0,0023

X 3 = 0,9934 Σ Xi = 1,0055

Neraca Massa Total:

8 9 N 10 = N +N

Neraca Massa Komponen:

9 Etilen Karbonat 10 :=N EC +N EC ................................................................... (10)

9 Karbon dioksida 10 : 0,18 = 0,9581 N CO2 + 137,4755 N CO2 ............................(11)

9 Etilen Oksida 10 : 0,004= 0,0125 N EO + 127,7352 N EO ............................(12)

Eliminasi persamaan (11) dan (12) sehingga :

8 9 10 0,00072 N = 0,0001 N + 0,0251 N

8 9 10 0,00072 N = 0,0038 N + 0,0031 N

9 10 0 = -0,0038 N + -0,0390 N

9 N = 5,6636

Kmol/jam

8 N = 177,136 Kmol/jam

Alur 9 Total 9 =N = 5,6636 kmol/jam

9 Etilen Karbonat : N 9 xY

EC = 5,8094 x 0,0043

= 0,02516 kmol/jam

9 Karbon Dioksida : N 9 xY

CO2

= 5,8094 x 0,9581

= 5,5658 kmol/jam

9 Etilen Oksida 9 :N xY

= 5,8094 x 0,0125

= 0,0726 kmol/jam

Alur 8

= 177,136 kmol/jam Etilen karbonat 8 :N

8 9 Total = 10 N = N +N

= 164,4392 kmol/jam Karbon Dioksida : N 8

EC = 0,02516 + 164,414

= 11,8416 kmol/jam Etilen Oksida 8 :N

= 0,855221 kmol/jam

Tabel LA.25 Neraca massa separator 1 Komp

Alur Masuk 8 N(Kmol/jam)

F (Kg/jam)

C 3 H 4 O 3 88,06

Alur keluar

N (Kmol/jam)

F (Kg/jam)

N(Kmol/jam)

F (Kg/jam)

C 3 H 4 O 3 0.0252

LA.11 REAKTOR KARBONASI

Data: ( Bhise, 1983) - Konversi Reaksi = 99% - Dari perhitungan di Ekspander I diperoleh data laju alir sebagai berikut:

N 7 = 177,1360kmol/jam N 7

EC = 164,4392 kmol/jam N 7

CO2 = 11,8416 kmol/jam N 7

= 0,8552 kmol/jam

Reaksi:

C 2 H 4 O (l) +

CO 2 (g) C 3 H 4 O 3(l)

Neraca Massa Total:

7 2 N 4 =N + N

Alur 7:

7 2 Etilen Karbonat: 4 N

EC = N EC +N EC -r

EC ( N EC N EC ) 1 64 , 4392 - 0 - 0 164,4392 kmol / jam

7 2 Etilen Oksida : N 4

= N EO +N EO –r

EO = 0 - 0,8552 + 164,4392 = 165,294 kmol/jam

7 2 Karbon Dioksida: N 4

= N CO2 +N CO2 –r

CO2

CO2 = 11,8416 – 0 + 164,4392 = 154,2457 kmol/jam

Dari perhitungan diatas diperoleh laju Etilen Oksida yang diumpankan yaitu = 165,2944 kmol/jam Tabel LA.26 Neraca Massa Reaktor Karbonasi

Alur Keluar

Komp

alur 7 N(Kmol/jam)

F (Kg/jam)

C 3 H 4 O 3 88,06

CO 2 44 11,8796

TOTAL

Alur masuk

N (Kmol/jam)

F (Kg/jam)

N(Kmol/jam) F (Kg/jam)

CO 2 1,6716

73,5526

176,2808

7756,3561

- TOTAL

165,2944

7281,7140

166,96605

7355,2667

176,2808

7756,3561

LAMPIRAN B PERHITUNGAN NERACA PANAS

Basis perhitungan

: 1 jam operasi

Satuan operasi

: kJ/jam

Temperatur basis o : 25 C

2 3 Tabel LB.1 Kapasitas Panas Gas, C 4 pg = a + bT + cT + dT + eT [J/mol K]

Komponen

C 2 H 6 O 2 35,8417 1,08695E-02 2,90598E-04 -4,52216E-07 1,86584E-10

C 4 H 10 O 3 44,6173 1,44518E-01 6,82006E-04 -9,75239E-07 3,91107E-10

C 3 H 6 O 3 40,991

1,28E-02

4,88E-04

-6,59E-07 2,77E-10

C 2 H 4 O 17,9573 2,43445E-02 3,51051E-04 -4,78345E-07 1,90011E-10 CO 2 19,0223 7,96291E-02 -7,37067E-05 3,74572E-08 -8,13304E-12

H 2 O 34,0471 -9,65064E-03 3,29983E-05 -2,04467E-08 4,30228E-12 Sumber: Reklaitis, 1983

2 Tabel LB.2 Kapasitas Panas Liquid, C 3 pl = a + bT + cT + dT [J/mol K]

Komponen

C 2 H 6 O 2 31,0224

C 4 H 10 O 3 26,5129

C 3 H 6 O 3 28,52

1,31424E-06 Sumber: Reklaitis, 1983

Tabel LB.3 Panas Laten [J/mol]

ΔHvl (J/mol)

C 2 H 6 O 2 62 470,6

C 3 H 6 O 3 88,05

Sumber: Reklaitis, 1983

Tabel LB.4 Panas Reaksi Pembentukan [kkal/mol]

Komponen

C 2 H 6 O 2 -93,05

C 4 H 10 O 3 -136,5

C 3 H 6 O 3 -102,5

-12,58 CO 2 -94,05

-57,8

Sumber: Reklaitis, 1983

Tabel LB.5 Data Tekanan Uap Antoine: ln P (kPa) = A – (B/(T+C))

Komponen

C 2 H 6 O 2 16,1847

4493,79

-82,1026

C 4 H 10 O 3 17,6738

6034,08

-53,2122

C 3 H 6 O 3 13,1897

Sumber: Reklaitis, 1983

Tabel LB.6 Data Air Pemanas dan Air Pendingin yang Digunakan

o T( C)

H (kJ/kg)

λ (kJ/kg)

Saturated steam

260

1661,6538

Sumber: Reklaitis,1983

B.1 Heater 1 (E-101)

Saturated steam o 260 C

C 2 H 4 O (g)

Heater I (4)

C 2 H 4 O (g)

14,5 bar, 31 o C 14,5 bar, 100 o C

(E-101)

Kondensat 260 o C

Panas masuk Heater 1 = 1 N

Tabel LB.7 Panas Masuk Heater 1 (E-101)

3 Komponen 3 N

senyawa c pg dT

Panas keluar Heater 2 = 4 N

Tabel LB.8 Panas Keluar Heater 2 (E-102)

4 Komponen 4 N

senyawa c pg dT

Neraca energi total sistem: dQ/dt = Q out -Q in

= 1233471,834 – 106404,9019 = 1127066,932 kJ/jam

Steam yang diperlukan adalah: dQ/dT

(260 o C)

1127066,93 2 kJ/jam

1661,6538 kJ/kg 6 78 , 280236 kg/jam

B.2 Heater 2 (E-102)

Saturated steam

Heater II (2)

CO 2(g)

14,5 bar, 31 o C

(E-102)

14,5 bar, 100 C

Panas masuk Heater 1 = 1 N

Tabel LB.9 Panas Masuk Heater 1 (E-101)

1 Komponen 1 N

senyawa c pg dT

Panas keluar Heater 1 = 2 N

Tabel LB.10 Panas Keluar Heater 1 (E-101)

2 Komponen 2 N

senyawa c pg dT

N c pg dT

512179,8825 Total

CO 2 176,2808

Neraca energi total sistem: dQ/dt = Q out -Q in

= 512179,8825- 39424,1883 = 472755,6942 kJ/jam

Steam yang diperlukan adalah: dQ/dT

m (260 o C)

472755,694 2 kJ/jam

1661,6538 kJ/kg

284,5091 kg/jam

B.3 Heater 3 (E-103)

Saturated steam 260 o C

H 2 O (l)

Heater III

H 2 O (l)

14,5 bar, 30 o C 14,5 bar, 150 o C

Panas masuk Heater 3 = 3 N

Tabel LB.11 Panas Masuk Heater 3 (E-103)

5 Komponen 3 N

senyawa ฀ c pl dT

Panas keluar Heater 3 = 4 N

Tabel LB.12 Panas Keluar Heater 3 (E-103)

6 Komponen 4 N

senyawa ฀ c pl dT

N ฀ c pg dT

2109960,5745 Total

Neraca energi total sistem: dQ/dt = Q out -Q in

= 2109960,5745 – 83013,9278 = 2026946,6466 kJ/jam

Steam yang diperlukan adalah: dQ/dT

(260 o C)

2026946,64 66 kJ/jam

1661,6538 kJ/kg 1219,8368 kg/jam

B.4 Reaktor Karbonasi (R-101)

Air pendingin 30 o C

CO 2 (g) 14,5 bar, 100 o C

2 H 4 O (l) 14,5 bar, 100 o 14,5 bar, 100 o

2 (g)

Air pendingin 55 o C

Panas masuk Reaktor 1 = Panas keluar Heater 1 dan 2 = 1740794,9212 kJ/jam

Reaksi yang berlangsung dalam Reaktor 1 antara lain:

Reaksi I: C 2 H 4 O + CO 2 →C 3 H 4 O 3

ΔH o

1 = ΔH f (produk) – ΔH f (reaktan)

= [-102,5 – (12,58– 94,5] kkal/mol × 4,184 kJ/kkal × 1000 mol/kmol

= -17279.9200 kJ/kmol

ΔH o

1 (260 C) = ΔH 1 (25

C) + Σ σ s ∫c p dT

= - 17279.9200 + 1 × 16208.63096 – 1 × 7432.88992- 1×2905.477083 = -11409,6561 kJ/kmol

Panas reaksi total: ΔH r =r 1 × ΔH 1 = (164,4392 ×-11409,6561)

= -1876194,408 kJ/jam

Panas keluar Reaktor 1 =

N 7 senyawa c p dT

Tabel LB.13 Panas Keluar Reaktor 1 (R-101)

Komponen 5 N

senyawa c pg dT

c pl dT

N senyawa c pg dT

C 3 H 4 O 3 164,4392

Neraca energi total sistem:

dQ/dt = (Q out –Q in ) + ΔH r

= (2706096,2715-1740794,9212) + (-1876194,4) = -910893,0573 kJ/jam

Air pendingin yang diperlukan adalah: m ΔH + dQ/dt = 0

dQ/dT m

H(55 o C) - H(30 C)

- (-910893,0 573 ) kJ/jam

( 2 30,2 - 125,7) kJ/kg

8 716 , 67997 kg/jam

B.5 Heater 4 (E-104)

Saturated Steam o 260 C

14,5 bar, 100 o C 14,5 bar, 150 o C

Panas masuk Heater 4 = 11 N

Tabel LB.14 Panas Masuk Heater 4 (E-104)

Komponen 12 N

senyawa c pl dT

c pg dT

N c p dT

C 3 H 4 O 3 164,414008 16208,6310

Panas keluar Heater 4 = 12 N

Tabel LB.15 Panas Keluar Heater 4 (E-104)

Komponen 12 N

senyawa c pl dT

c pg dT

N c p dT

C 3 H 4 O 3 164,4140 27795,5782

Neraca energi total sistem: dQ/dt = Q out -Q in

= 4608596,4435- 2687598,9950 = 1920997,4485 kJ/jam

Steam yang diperlukan adalah: dQ/dT

(260 o C)

1920997,44 85 kJ/jam

1661,6538 kJ/kg 1 156 , 0755 kg/jam

B.6 Reaktor Hidrolisis (R-102)

Air pendingin 30 o C

H 2 O (l)

14,5 bar, 150 o C C 2 H 6 O 2(l)

Reaktor 2

C 4 H 10 O 3(l)

(R-102)

C 3 H 4 O 3 (l) C 2 H 4 O (l)

C 2 H 6 O 2(l) CO 2 (g) C 4 H 10 O 3(l)

H 2 O (l) C 3 H 4 O 3 (l)

14,5 bar, 150 o C C 2 H 4 O (l)

CO 2 (g) 14,5 bar, 150 o C

Air pendingin

55 o C

Panas masuk Reaktor 2 = Panas keluar Heater 3 + Panas keluar Heater 4

= 2109960,5745+ 4608596,4435 = 6718557,0179 kJ/jam

Reaksi yang berlangsung dalam Reaktor 2 antara lain:

Reaksi I: C 3 H 4 O 3 + H 2 O →C 2 H 6 O 2 + CO 2

ΔH o

1 = ΔH f (produk) – ΔH f (reaktan)

= (-93,05) + (-94,05) – (-102,5)– (-57,8 ) = -26,8 kkal/mol × 4,184 kJ/kkal × 1000 mol/kmol = -112131,2 kJ/kmol

ΔH o

1 (150 C) = ΔH 1 (25

C) + Σ σ s ∫c p dT

= -112131,2 + 1 × 24202,3010 + 1 × 4965,2027 – 1 × 27795,5782

– 1 × 4248,8534 = -120283,1437 kJ/kmol

Reaksi II: 2 C 3 H 4 O 3 +2H 2 O→C 4 H 10 O 3 + 2CO 2

ΔH o

2 = ΔH f (produk) – ΔH f (reaktan)

= (-93,05) + 2(-94,05) – 2(-102,5)– 2(-57,8 ) = -4 kkal/mol × 4,184 kJ/kkal × 1000 mol/kmol = -16736 kJ/kmol

ΔH o

2 (150 C) = ΔH 2 (25

C) + Σ σ s ∫c p dT

= -16736 + + 1 × 24202,3010 + 2 × 4965,2027 – 2 × 27795,5782

– 2 × 4248,8534 = -50066,3998 kJ/kmol

Panas reaksi total: ΔH r =r 1 × ΔH 1 +r 2 × ΔH 2

= (161,3172×-120283,1437)+( 1,4665×-50066,3998) = -19477163,62 kJ/jam

Panas keluar Reaktor 2 = 13 N

Tabel LB.16 Panas Keluar Reaktor 2 (R-102)

Komponen 14 N

senyawa c pl dT

c pg dT

N c p dT

C 2 H 6 O 2 161,3172

C 4 H 10 O 3 1,4665

C 3 H 6 O 3 0,1638

CO 2 170,5261

559439,2066 Total

Neraca energi total sistem:

dQ/dt = (Q out –Q in ) + ΔH r

= (5371449,5173-6718557,0179) + (-19477163,62) = -20824271,1222 kJ/jam

Air pendingin yang diperlukan adalah: m ΔH + dQ/dt = 0

- dQ/dT m

H(55 o C) - H(30 C)

- (-20824271 ,1222 ) kJ/jam

( 230 , 2 1 25,7) kJ/kg

199275,322 kg/jam

B.7 Cooler 1 (E-105)

Air pendingin

1 bar, 30 o C

C 2 H 6 O 2(l)

Cooler I (15)

C 3 H 4 O 3 (l)

3 4 3 (l)

C 2 (E-105) H 4 O (g)

Air pendingin

1 bar, 55 o C

Panas masuk Cooler 1 = 14 N

Tabel LB.17 Panas Masuk Cooler 1 (E-105)

Komponen 14 N

senyawa c pl dT

c pg dT

N c p dT

C 2 H 6 O 2 161,3172 24202,3010

C 4 H 10 O 3 1,4665 31378,0896

C 3 H 6 O 3 0,1638 27795,5782

CO 2 170,5261

200626,3046 Total

Panas keluar Cooler 1 = 15 N

Tabel LB.18 Panas Keluar Cooler 1 (E-105)

Komponen 15 N

senyawa c pl dT

c pg dT

N c p dT

C 2 H 6 O 2 161,3172 14177,6582

C 4 H 10 O 3 1,4665 18223,8004

C 3 H 6 O 3 0,1638 16208,6310

2963844,3052 Neraca energi total sistem: dQ/dt = Q out -Q in

= 2963844,3052- 5317838,0476 = -2353993,7424 kJ/jam

Air pendingin yang diperlukan adalah: m ΔH + dQ/dt = 0

- dQ/dT m

H(55 o C) - H(30 C)

- 2353993,74 24 kJ/jam

( 2 00,9 - 117,3) kJ/kg

22526,2559 kg/jam

B.8 Evaporator ( FE-101 )

Saturated Steam

260 o C 2 H 6 O 2(l) C C 2 H 6 O 2(l)

Kondensat 260 o C

Panas masuk Evaporator =

N 18 senyawa c p dT

Tabel LB.19 Panas Masuk evaporator (FE-101)

Komponen 18 N

senyawa c pl dT

c pg dT

N c p dT

C 2 H 6 O 2 161,3172025 14177,6582

C 4 H 10 O 3 1,466520023 18223,8004

C 3 H 6 O 3 0,163765497 16208,6310

Panas keluar Evaporator =

N 19 senyawa c p dT

Tabel LB.20 Panas Keluar evaporator

Komponen 19 N

senyawa c pl dT

Panas keluar Evaporator = 20 N

Tabel LB.21 Panas Keluar evaporator

Komponen 20 N

senyawa c pl dT

c pg dT

N c p dT

C 2 H 6 O 2 161.3172 18125.3419

C 4 H 10 O 3 1.4665 23385.9669

3400.3828 Total

C 3 H 6 O 3 0.1638 20763.7314

Neraca energi total sistem: dQ/dt = Q out -Q in

= (176791,0299 + 296125,819) - 2738177,6445 = 400239,2044 kJ/jam

Steam yang diperlukan adalah: m ΔH + dQ/dt = 0

- dQ/dT m

H(55 o C) - H(30 C)

400239.204 4 kJ/jam

( 2 30,2 - 125,7) kJ/kg 240,8680 kg/jam

B.9 Heater 5 (E-106)

Saturated Steam o 260 C

C 2 H 6 O 2(l)

1 bar, 196,5 o C

Kondensat

383 , 15 260 C

Panas masuk Heater = 20 N

Tabel LB.22 Panas Masuk Heater (E-106)

20 Komponen 20 N

senyawa ฀ c pL dT

N ฀ c p dT

C 2 H 6 O 2 161,3172025

C 4 H 10 O 3 1,466520023

C 3 H 6 O 3 0,163765497

Panas keluar Heater = 21 N

c p dT

senyawa

Tabel LB.23 Panas Keluar Heater5

21 Komponen 21 N

senyawa ฀ c pl dT

N ฀ c p dT

C 2 H 6 O 2 161,3172025

C 4 H 10 O 3 1,466520023

C 3 H 6 O 3 0,163765497

Neraca energi total sistem: dQ/dt = Q out -Q in

= 5586531.1470- 2961625.8189 =2624905.3281 kJ/jam

Steam yang diperlukan adalah: m ΔH + dQ/dt = 0

- dQ/dT m

H(55 o C) - H(30 C)

2624905,32 81 kJ/jam

( 2 30,2 - 125,7) kJ/kg

1579,6944 kg/jam

B.10 Kondensor (E-107)

Air Pendingin 30 o C

C 2 H 6 O 2(l)

C 4 H 10 O 3 (l)

(23) C 4 H 10 O 3 (l)

H 2 O (g)

1 bar, 197 o C 1 bar, 195 o C

Air Pendingin 55 o C

Untuk mengetahui suhu pada destilat, diperlukan perhitungan suhu umpan masuk hingga Σ K i x i = 1 terpenuhi. Trial titik didih umpan pada bagian atas kolom distilasi

T = 197 o C = 470,15 K P = 1 bar = 100 kPa

B Tekanan Uap Antoine: ln P ( kPa ) A

Tabel LB.24 Titik Didih Umpan Pada Bagian Atas Kolom Distilasi Komponen

Xif = Yif/Ki αif = Ki/Khk

C 2 H 6 O 2 0,9900

C 4 H 10 O 3 0,0090

C 3 H 4 O 3 0,0010 1469,2572

Maka, suhu bagian atas kolom distilasi adalah 470,15 K. Untuk mengetahui suhu pada destilat, maka perlu perhitungan trial dew point sampai

syarat Σ y id /K i = 1 terpenuhi.

Trial dew point destilat T = 100 o C = 373,15 K

P = 1 bar = 100 kPa

Tabel LB.25 Dew Point Kondensor Komponen

Yid/Ki

αid

C 2 H 6 O 2 0,9941

C 4 H 10 O 3 0,0059

C 3 H 4 O 3 0 1407,3073

1 1,0823 Maka, suhu destilat (D) adalah 468,15 K dan suhu L d 468,15 K

Panas masuk Kondensor = 22 N

c p dT

senyawa

Tabel LB.26 Panas Masuk Kondensor (E-107)

Komponen 22 N

senyawa c pl dT

฀ c pg dT

N c p dT

C 2 H 6 O 2 161,1136

C 4 H 10 O 3 0,9529

Panas keluar Kondensor =

N 25 senyawa c p dT

Tabel LB.27 Panas Keluar Kondensor (E-107)

Komponen 23 N

senyawa c pl dT

฀ c pg dT

N c p dT

C 2 H 6 O 2 161,1136173

C 4 H 10 O 3 0,952925481

Neraca energi total sistem: dQ/dt = Q out -Q in

= 2301579.7190- 5550241.0133 = -3248661.2943 kJ/jam

Air pendingin yang diperlukan adalah: m ΔH + dQ/dt = 0

- dQ/dT m

H(55 o C) - H(30 C)

- (-3248661. 2943 ) kJ/jam

( 2 00,9 - 117,3) kJ/kg

3 1087 , 66789 kg/jam

B.11 Cooler 2 (E-108)

Air pendingin

1 bar, 30 o C

C 2 H 6 O 2(l)

C 4 H 10 O 3 (l)

Cooler II (28)

C 4 H 10 O o 3 (l) 1 bar, 195 C

(E-108) o 1bar, 30 C

Air pendingin

1 bar, 55 o C

Panas masuk Cooler 2 = 27 N

Tabel LB.28 Panas Masuk Cooler 2 (E-108)

27 Komponen 27 N

senyawa c pg dT

N c p dT

C 2 H 6 O 2 161,1136173

C 4 H 10 O 3 0,952925481

Panas keluar Cooler 2 = 28 N

Tabel LB.29 Panas Keluar Cooler 2 (E-108)

28 Komponen 28 N

senyawa c pl dT

N c p dT

C 2 H 6 O 2 161,1136173

C 4 H 10 O 3 0,952925481

148628,4377 Neraca energi total sistem: dQ/dt = Q out -Q in

= 148628,4377- 2301579,7190 = -2152951,2813 kJ/jam

Air pendingin yang diperlukan adalah: m ΔH + dQ/dt = 0

- dQ/dT m

H(55 o C) - H(30 C)

- (-2152951, 2813 ) kJ/jam

( 2 00,9 - 117,3) kJ/kg

2 0602 , 4046 kg/jam

B.12 Reboiler (E-109)

C 2 H 6 O 2(v) C 4 H 10 O 3 (v)

1,2 bar, 252 o C (30)

1 bar, 197 o

1 bar, 250

Untuk mengetahui suhu pada V b , maka perlu perhitungan trial bubble point sampai syarat Σ K i x i = 1 terpenuhi.

Trial bubble point bottom T = 252 o C = 522,15 K

P = 1,41 bar = 141 kPa

Tabel LB.30 Bubble Point Reboiler (E-109) Komponen

Yid/Ki

αid

C 2 H 6 O 2 0,2482

C 4 H 10 O 3 0,6263

C 3 H 4 O 3 0,1255

Maka, suhu V b adalah 521,15 K.

Panas masuk Reboiler = 29 N

Tabel LB.31 Panas Masuk Reboiler (E-109)

33 Komponen 33 N

senyawa c pl dT

N c p dT

C 2 H 6 O 2 18,04434352

C 4 H 10 O 3 45,52137217

C 3 H 4 O 3 9,122519473

Panas keluar Reboiler =

N 30 senyawa c dT

N p 31 senyawa c p dT

Tabel LB.32 Panas Keluar Vb Reboiler (E-109)

30 Komponen 30 N senyawa c pg dT N senyawa c pg dT

C 2 H 6 O 2 17,8296

C 4 H 10 O 3 44,9796

C 3 H 4 O 3 9,0139

Tabel LB.33 Panas Keluar B Reboiler (E-303)

34 Komponen 34 N senyawa c pl dT N senyawa c pl dT

C 2 H 6 O 2 0,2036

C 4 H 10 O 3 0,5586

C 3 H 4 O 3 0,1029

Panas keluar Reboiler = 2076308,5946 + 48766,9860

= 2125075,5806 kJ/jam

Neraca energi total sistem: dQ/dt = Q out -Q in

= -879163,8989 kJ/jam Steam yang diperlukan adalah: dQ/dT

(260 o C)

- 879163,898 9 kJ/jam

1661,6538 kJ/kg 5 29 , 0897 kg/jam

B.13 Kondensor Subcooler (E-110)

Air pendingin

1 bar, 30 o C

C 2 H 6 O 2(l)

C 4 H 10 O 3 (l) 1 bar, 250 o

C 4 H 10 O 3 (l)

Cooler III

(E-110)

1 bar, 100 C

Air pendingin

1 bar, 55 o C

Panas masuk Kondensor Subcooler = 32 N

Tabel LB.34 Panas Masuk kondensor subcooler

Komponen 32 N

senyawa c pl dT

c pg dT

N c p dT

C 2 H 6 O 2 0,203585171

C 4 H 10 O 3 0,558594541

Panas keluar kondensor subcooler = 33 N

c p dT

senyawa

Tabel LB.35 Panas Keluar kondensor subcooler

Komponen 33 N

senyawa c pl dT

c pg dT

N c p dT

C 2 H 6 O 2 0,203585171

C 4 H 10 O 3 0,558594541 1158,468313

Neraca energi total sistem: dQ/dt = Q out -Q in

= 833,5279- 23251,9484 = -22418,4205 kJ/jam

Air pendingin yang diperlukan adalah: m ΔH + dQ/dt = 0

- dQ/dT m

H(55 o C) - H(30 C)

- (-22418,42 05 ) kJ/jam

( 2 00,9 - 117,3) kJ/kg

2 14 , 53034 kg/jam

B.14 Cooler 3 (E-111)

Air pendingin

1 bar, 30 o C

C 3 H 4 O 3 (l)

1 bar, 250 o C (35)

Cooler III

1 bar, 100 (E-111) o C

Air pendingin

1 bar, 55 o C

Panas masuk Cooler 3 = 34 N

Tabel LB.35 Panas Masuk Cooler 3

Komponen 34 N

senyawa c pl dT

C 3 H 4 O 3 0,102924758 53416,7214

Panas keluar Cooler 3 = 35 N

Tabel LB.36 Panas Keluar Cooler 3

Komponen 35 N

senyawa c pl dT

C 3 H 4 O 3 0,102924758 16208,63096

Neraca energi total sistem: dQ/dt = Q out -Q in

= 1668,2694 – 5497,9031 = -3829,6337 kJ/jam

Air pendingin yang diperlukan adalah: m ΔH + dQ/dt = 0

- dQ/dT m H(55 o C) - H(30 o C)

- (-3829,633 7 ) kJ/jam

( 2 00,9 - 117,3) kJ/kg

3 6 , 6472124 kg/jam

B.15 Cooler 4 (E-112)

Air pendingin

1 bar, 30 o C

C 3 H 4 O 3 (l)

1,41 bar, 100 C (35)

Cooler I (36)

3 4 3 (l)

(E-102) 1,41 bar, 35 o C

Air pendingin

1 bar, 55 o C

Panas masuk Cooler 4 =

N 34 senyawa c p dT

Tabel LB.37 Panas Masuk Cooler 4

Komponen 35 N

senyawa c pl dT

C 3 H 4 O 3 0.102924758

Panas keluar Cooler 4 =

N 35 senyawa c p dT

Tabel LB.38 Panas Keluar Cooler 4

Komponen 36 N

senyawa c pl dT

C 3 H 4 O 3 0,102924758

Neraca energi total sistem: dQ/dt = Q out -Q in

= 214,2663- 1668,2694 = -1454,0031 kJ/jam

Air pendingin yang diperlukan adalah: m ΔH + dQ/dt = 0

- dQ/dT m

H(55 o C) - H(30 C)

- (-1454,003 1 ) kJ/jam

( 2 00,9 - 117,3) kJ/kg

13,9139051 kg/jam

B.16 Tangki Penampungan Sementara

Air pendingin 30 o C

C 2 H 4 O (l) C 2 H 4 O (l)

Tangki penampungan

Air pendingin 55 o C

Panas masuk tangki penampung sementara =

N senyawa c p dT

Tabel LB.39 Panas Masuk tangki penampung sementara

Komponen 14 N

senyawa òc pl dT

Panas keluar tangki penampung sementara =

N senyawa c p dT

Tabel LB.39 Panas Keluar tangki penampung sementara

Komponen 36 N

senyawa c pl dT

Neraca energi total sistem: dQ/dt = Q out -Q in

= 53887,5257 – 679700,2861 = -625812,7604 kJ/jam

Air pendingin yang diperlukan adalah: m ΔH + dQ/dt = 0

- dQ/dT m H(55 o C) - H(30 o C)

- (-625812,7 604 ) kJ/jam

( 2 00,9 - 117,3) kJ/kg

5988,6389 kg/jam

LAMPIRAN C

PERHITUNGAN SPESIFIKASI PERALATAN

C.1 Tangki Penyimpanan Etilen Oksida

Fungsi : Untuk menyimpan larutan Etilen Oksida Bentuk : Tangki silinder vertikal dengan alas datar dan tutup ellipsoidal Bahan : Carbon steel, SA – 240 Grade A Jumlah : 8 unit Lama Penyimpanan : 7 hari Kondisi Operasi : - Temperatur (T) = 30 0 C

- Tekanan ( P)

= 1,01 bar

A. Volume Tangki Kebutuhan larutan Etilen Oksida per jam = 7281,714 kg/jam Total massa bahan dalam tangki = 7281,714 kg/jam×24 jam/hari×7 hari

= 1.223.327,9447 kg

Direncanakan 8 buah tangki, sehingga:

1.223.327, 9447 kg

Total massa bahan dalam tangki = 152.915,99 31 kg

Densitas Bahan dalam tangki

= 0,8711 kg/liter

152.915,99 31kg

Total volume bahan dalam tangki

= 175543,5577 liter

0 , 8711 kg/liter

= 175,5436 m 3 Faktor kelonggaran = 20 %

(Perry dan Green, 1999) Volume tangki, V T = (1 + 0,2) x 175,5436 liter

= 1,2 x 175,5436 = 210652,2692 liter

3 = 210,6523 m Perbandingan tinggi tangki dengan diameter tangki (H s :D t )=3:2

1 2 3 3 Volume silinder (V s ) =

D t Hs (Hs : D t = 3 : 2)  Vs =

Tutup tangki berbentuk ellipsoidal dengan rasio axis major terhadap minor 2 :

1, sehingga : Tinggi head (H 1

h )= / 6 D (Brownell dan Young, 1959)

2 Volume tutup (V

h ) ellipsoidal = /4 D H h

V t =V s +V h (Brownell dan Young, 1959)

Diameter tangki (D) 3 3 53,5155 dm

10 10 = 5,3515 m = 210,6523 in

3 Tinggi silinder (H 3

s )= / 2 D = / 2 5,3515 m = 8,0273 m

1 Tinggi tutup ellipsoidal (H 1

h ) = / 6 D= / 6 5,3515 m = 1,3379 m

Tinggi Tangki (H T )=H s +H h = 9,3652 m

B. Tekanan Desain Tinggi bahan dalam tangki

Volume tangki = 10 /24 D 3

3 = 10 /24 (5,3515 m)

3 = 200,6212 m

Tinggi tangki = 9,3652 m volume bahan dalam tangki tinggi tangki

Tinggi bahan dalam tangki =

volume tangki 175,5436 9 , 3652

200,6212 = 8,1946 m

Tekanan hidrostatis = Densitas bahan g tinggi cairan dalam tangki = 871,1 9,8 8,1946

= 70.001,8901 Pa = 0,6909 atm

Tekanan operasi

= 68 bar = 6800 kpa

P total = 6800 + 70,00189 = 6870,00189 Kpa Faktor keamanan untuk tekanan = 20 %

P desain = 1,2 x 6870,00189 Kpa = 8244,002268 kpa

C. Tebal dinding tangki (bagian silinder) - Faktor korosi (C)

(Timmerhaus dkk, 2004) - Allowable working stress (S) : 16.250 lb/in 2

: 0,125 in/tahun

(Brownell dan Young, 1959) - Efisiensi sambungan (E)

- Umur alat (A) direncanakan : 10 tahun

Tebal silinder (d)

( C A ) (Timmerhaus dkk, 2004)

SE 0,6P

dimana : d = tebal dinding tangki bagian silinder (in)

P = tekanan desain (psi) R = jari-jari dalam tangki (in) = D/2 S = stress yang diizinkan

E = efisiensi pengelasan 29,7622 105,3452

Dipilih tebal silinder standar = 1,5 in

D. Tebal dinding head (tutup tangki) - Faktor korosi (C)

(Timmerhaus dkk, 2004) - Allowable working stress (S) : 16.250 lb/in 2

: 0,125 in/tahun

(Brownell dan Young, 1959) - Efisiensi sambungan (E)

- Umur alat (A) direncanakan : 10 tahun

P Di

- Tebal head (dh) ( C A ) (Timmerhaus dkk, 2004)

2SE 0,2P

dimana : dh = tebal dinding head (tutup tangki) (in)

P = tekanan desain (psi) Di = diameter tangki (in) S = stress yang diizinkan

E = efisiensi pengelasan

Dipilih tebal head standar = 1,5 in

C.2 Heater 1 (E-101)

Fungsi : : Menaikkan temperatur etilen oksida sebelum menuju R-101 Jenis

: : 1-2 shell and tube exchanger Dipakai : : 1 in OD Tube 18 BWG, panjang = 12 ft, 2 pass Jumlah : : 1 unit

Fluida panas Laju alir steam masuk = 675,5822695 kg/jam = 1489,4117 lbm/jam

Temperatur awal (T 1 ) = 260 °C = 500°F Temperatur akhir (T 2 ) = 260 °C = 500°F

Fluida dingin Laju alir cairan masuk = 7281,71 kg/jam = 16053,5152 lbm/jam

Temperatur awal (t 1 ) = 32°C = 86.6°F Temperatur akhir (t 2 ) = 100°C = 212°F

Panas yang diserap (Q) = 1122583,98 kJ/jam = 1064000,1331 btu/jam

(1) t = beda suhu sebenarnya

Fluida Panas

Fluida dingin

Temperatur yang lebih tinggi

t 2 = 212 F

Temperatur yang lebih rendah

t 1 = 89,6 F

t 2 = 410,4 F t 2 – t 1 =

T 1 –T 2 =0F

Selisih

t 2 –t 1 = 122,4 F 122,4 F

Δt 2 Δt 1 112,4

LMTD

345,595 F

Δt

2 ln 410,4

Δt 1 288

Jika, R = 0 maka t = LMTD = 345,595 F

t c 150,8 F 2 2

Dalam perancangan ini digunakan heater dengan spesifikasi: - Diameter luar tube (OD) = 1 in - Jenis tube = 18 BWG - Pitch (P T ) = 1 ¼ in triangular pitch - Panjang tube (L) = 12 ft

a. Dari Tabel 8, hal. 840, Kern, 1965, heater untuk fluida panas steam dan fluida dingin medium organics, diperoleh U D = 50-100, dan faktor pengotor (R d ) = 0,003

Diambil U 2

D = 55 Btu/jam ft F

Luas permukaan untuk perpindahan panas,

1064000,13 31 Btu/jam 2

Luas permukaan luar (a ) = 0,2618 ft 2 /ft (Tabel 10, Kern)

A 5 5 , 9773 ft 2

Jumlah tube, N t

2 1 7 , 8181 buah

L a 12 ft 0 , 2618 ft /ft

b. Dari Tabel 9, hal 842, Kern, 1965, nilai yang terdekat adalah 16 tube dengan ID shell 8 in.

1 2 2 ft 16 0,2618 ft /ft 50,2656 2 ft 1 2 2 ft 16 0,2618 ft /ft 50,2656 2 ft

1064000,13 31 Btu/jam Btu

2 Δt 5 0,2656 ft x 345,595 F jam ft F

Fluida panas : steam, tube

2 (3) Flow area tube, a

(Tabel 10, Kern) N ' a

t = 0,639 in

t a t t (Pers. (7.48), Kern) 144 n

(4) Kecepatan massa W

G t (Pers. (7.2), Kern)

a t 1489,4117

(5) Bilangan Reynold

Pada T c = 500 F

(Gbr. 15, Kern) Dari Tabel 10, Kern, untuk 1 in OD, 18 BWG, diperoleh

2 = 0,0185 cP = 0,0448 lb

m /ft jam

ID = 0,902 in = 0,0752 ft

ID G

t (Pers. (7.3), Kern)

(6) Taksir jH dari Gbr. 28, Kern, diperoleh jH = 180 (9) Kondensasi steam

io h = 354 btu/hr. ft . F

Fluida dingin : shell, bahan

(3 ) Flow area shell

a s s ft (Pers. (7.1), Kern)

144 P T

= Diameter dalam shell = 8 in

B = Baffle spacing = 5 in

= Tube pitch = 1,25 in

C = Clearance = P T – OD = 1,25 – 1 = 0,25 in

0,0556 ft

144 1,25 (4 ) Kecepatan massa

G s (Pers. (7.2), Kern)

a s 16053,5152

(5 ) Bilangan Reynold

Pada t c = 150,8 F = 0,715 cP = 1,729 lb 2

m /ft jam

(Gbr. 15, Kern) Dari Gbr. 28, Kern, untuk 1 in dan 1 1/4 tri. pitch, diperoleh d e = 0,72 in.

D e =0,72/12 = 0,06 ft

s (Pers. (7.3), Kern)

(6 ) Taksir jH dari Gbr. 28, Kern, diperoleh jH = 400 (9 ) Karena viskositas rendah, maka diambil s =1

h o = 333,0371 1 = 333,0371

(10) Clean Overall coefficient, U C

io o

h h 354 333,0371

171,6981 Btu/jam ft c 2 F

o 354 333,0371

(Pers. (6.38), Kern)

(11) Faktor pengotor, R d

C D 0,0105

(Pers. (6.13), Kern)

R d hitung ≥ R d batas, maka spesifikasi heater dapat diterima.

Pressure drop Fluida panas : Steam, tube

(1) Untuk Re t = 70467,0613

2 2 f = 0,00088 ft /in (Gbr. 26, Kern) s = 0,76

(Gbr. 6, Kern) t =1

(2) ΔP t (Pers. (7.53), Kern)

5,22 10 10 ID s φ t

0,00088 41955,2602 ( 12 ) ΔP 2 t

(3) Dari grafik 27, hal:837, Kern, pada diperoleh = 0,0005

0,00526 psi P T = P t + P r

= 0.00526 psi + 0,00125 psi = 0.00651 psi

t yang diperbolehkan = 2 psi P

Fluida panas : bahan, shell

(1 ) Untuk Re s = 10023,8379

2 2 f = 0,0015 ft /in (Gbr. 29, Kern) s =1 s = 0,96

(2 ) N 1 12 (Pers. (7.43), Kern)

12 N 1 12 28 , 8

D s = 12/12 = 1 ft

(3 ) ΔP s (Pers. (7.44), Kern)

5,22 10 10 D e s φ s

0,0015 288963,273 5 1 ΔP 28,8 s

0,7998 psi

P s yang diperbolehkan = 2 psi

C.3 Tangki Penyimpanan Karbon Dioksida

Fungsi : Untuk menyimpan gas Karbon Dioksida Bentuk : Tangki silinder vertikal dengan alas datar dan tutup ellipsoidal Bahan : Carbon steel, SA – 240 Grade A Jumlah : 5 unit Lama Penyimpanan : 7 hari Kondisi Operasi :

- Temperatur (T) = 30 0 C - Tekanan ( P)

= 1,1 bar

A. Volume Tangki Kebutuhan larutan Karbon Dioksida per jam = 7756,3561 kg/jam Total massa bahan dalam tangki = 7756,3561 kg/jam×24 jam/hari×7 hari

= 1.303.067,821 kg

Direncanakan 5 buah tangki, sehingga:

1.303.067, 821 kg

Total massa bahan dalam tangki =

2 60613 , 5642 kg

Densitas Bahan dalam tangki

= 1,6 kg/liter

260613,564 2 kg

Total volume bahan dalam tangki

= 162883,4776 liter

1 , 6 kg/liter

= 162,8835 m 3 Faktor kelonggaran = 20 %

(Perry dan Green, 1999) Volume tangki, V T = (1 + 0,2) x 162883,4776 liter

= 1,2 x 162883,4776 = 195460,1732liter

3 = 195,4602 m

Perbandingan tinggi tangki dengan diameter tangki (H s :D t )=3:2

Volume silinder (V s ) =

D t Hs (Hs : D t = 3 : 2)

Tutup tangki berbentuk ellipsoidal dengan rasio axis major terhadap minor 2 :

1, sehingga : Tinggi head (H 1

h )= / 6 D (Brownell dan Young, 1959)

2 Volume tutup (V

h ) ellipsoidal = /4 D H h

V t =V s +V h (Brownell dan Young, 1959)

t = (3 /8 D ) + ( /24 D )

V 3 t = 10 /24 D

3 24 Vt 24 195460,173 2 Diameter tangki (D) 3 52,1967 dm

10 10 = 5,2197 m = 205,4986 in

3 Tinggi silinder (H 3

s )= / 2 D = / 2 5,2197 m = 7,8295 m

1 Tinggi tutup ellipsoidal (H 1

h ) = / 6 D= / 6 5,2197 m = 1,3049 m

Tinggi Tangki (H T )=H s +H h = 9,1344 m

B. Tekanan Desain Tinggi bahan dalam tangki

Volume tangki = 10 /24 D 3

3 = 10 /24 (5,2197 m)

3 = 186,1525 m

Tinggi tangki = 9,1344 m volume bahan dalam tangki tinggi tangki

Tinggi bahan dalam tangki =

volume tangki 162,8835 9 , 1344

195,4602 = 7,9926 m

Tekanan hidrostatis = Densitas bahan g tinggi cairan dalam tangki = 1600 9,8 7,9926

= 125408,1557 Pa = 1,2377 atm

Tekanan operasi

= 68 bar = 6800 atm

Tekanan Total

= 6925,408156 Kpa

Faktor keamanan untuk tekanan = 20 % P desain

= 1,2 x 6925,408156 Kpa = 8310,4897 Kpa

C. Tebal dinding tangki (bagian silinder) - Faktor korosi (C)

( Timmerhaus dkk,2004) - Allowable working stress (S) : 16.250 lb/in 2

: 0,125 in/tahun

(Brownell dan Young, 1959) - Efisiensi sambungan (E)

- Umur alat (A) direncanakan : 10 tahun

Tebal silinder (d)

( C A ) (Timmerhaus dkk,2004)

SE 0,6P

dimana : d = tebal dinding tangki bagian silinder (in)

P = tekanan desain (psi) R = jari-jari dalam tangki (in) = D/2 S = stress yang diizinkan

E = efisiensi pengelasan 40,9718 1 02 , 7493

Dipilih tebal silinder standar = 1,5 in

D. Tebal dinding head (tutup tangki) - Faktor korosi (C)

(Timmerhaus dkk,2004) - Allowable working stress (S) : 16.250 lb/in 2

: 0,125 in/tahun

(Brownell dan Young, 1959) - Efisiensi sambungan (E)

- Umur alat (A) direncanakan : 10 tahun

P Di

- Tebal head (dh) ( C A ) (Timmerhaus dkk,2004)

2SE 0,2P

dimana : dh = tebal dinding head (tutup tangki) (in)

P = tekanan desain (psi) Di = diameter tangki (in) S = stress yang diizinkan

E = efisiensi pengelasan

Dipilih tebal head standar = 1,5 in

C.4 Ekspander 1 (JE-101)

Fungsi : Menurunkan tekanan gas karbon dioksida sebelum diumpankan ke

reaktor karbonasi (R-101).

Jumlah

: 1 unit

Data: Laju alir massa

= 7756,3561 kg/jam = 2,154543 kg/s

campuran = 1600 kg/m = 99,8853 lbm/ft

(Perry dan Green, 1999)

7756,3561 kg / jam

Laju alir volumetrik (m v )=

1600 kg / m

3 = 4,8477 m 3 /jam = 0,00134658 m /detik

Tekanan masuk (P 1 ) = 68 bar

= 6890,1 kPa

Tekanan keluar (P 2 ) = 14,5 bar = 1469,21 kPa

Temperatur masuk 0 = 100 C = 373,15 K Rasio spesifik (k)

Daya (P)

1 1 (Timmerhaus dkk, 2004)

= 55,0959 kW × 1,341 hp/kW = 73,88 hp

Jika efisiensi motor adalah 85 %, maka : 73,88

8 6 , 9176 hp

0 , 85 Maka dipilih ekspander dengan daya 90 hp.

C.5 Heater 2 (E-102)

Fungsi : Menaikkan temperatur karbon dioksida sebelum menuju R-101 Jenis

: 1-2 shell and tube exchanger Dipakai : 1 in OD Tube 18 BWG, panjang = 12 ft, 2 pass Jumlah : 1 unit

Fluida panas Laju alir steam masuk = 327,99 kg/jam = 723,1084 lbm/jam

Temperatur awal (T 1 ) = 260 °C = 500°F Temperatur akhir (T 2 ) = 260 °C = 500°F

Fluida dingin Laju alir cairan masuk = 7756,356 kg/jam = 17099,9274 lbm/jam

Temperatur awal (t 1 ) = 20°C = 68°F Temperatur akhir (t 2 ) = 100°C = 212°F

Panas yang diserap (Q) = 545013,7707 kJ/jam = 516571,352 Btu/jam

(1) t = beda suhu sebenarnya

Fluida Panas

Fluida dingin

Temperatur yang lebih tinggi

t 2 = 212 F

Temperatur yang lebih rendah

t 1 = 86,6 F

Jika, R = 0 maka t = LMTD = 355,148 F

Dalam perancangan ini digunakan heater dengan spesifikasi: - Diameter luar tube (OD) = 1 in - Jenis tube = 18 BWG - Pitch (P T ) = 1 ¼ in triangular pitch - Panjang tube (L) = 12 ft

d. Dari Tabel 8, hal. 840, Kern, 1965, heater untuk fluida panas steam dan fluida dingin gas , diperoleh U D =5-50, dan faktor pengotor (R d ) = 0,003

Diambil U 2

D = 10 Btu/jam ft F

Luas permukaan untuk perpindahan panas,

516571,352 Btu/jam 2

Luas permukaan luar (a ) = 0,2618 ft 2 /ft (Tabel 10, Kern)

A 2 145,4525 ft

Jumlah tube, N t

2 4 6 , 2989 buah

L a 12 ft 0 , 2618 ft /ft

e. Dari Tabel 9, hal 842, Kern, 1965, nilai yang terdekat adalah 52 tube dengan

ID shell 12 in.

1 2 2 ft 52 0,2618 ft /ft 163,3632 2 ft

f. Koreksi U D

516571,352 Btu/jam Btu

U D 2 8 , 9036

A Δt 163,3632 ft x 355,148 F jam ft F

Fluida panas : steam, tube

2 (3) Flow area tube, a

(Tabel 10, Kern) N ' a

t = 0,639 in

a t t t (Pers. (7.48), Kern) 144 n

0,1154 ft a 2 t

(4) Kecepatan massa W

G t (Pers. (7.2), Kern)

a t 723,1084

(5) Bilangan Reynold

Pada T c = 482 F

(Gbr. 15, Kern) Dari Tabel 10, Kern, untuk 1 in OD, 18 BWG, diperoleh

2 = 0,0185 cP = 0,0448 lb

m /ft jam

ID = 0,902 in = 0,0752 ft

ID G

t (Pers. (7.3), Kern)

(6) Taksir jH dari Gbr. 28, Kern, diperoleh jH = 30 (9) Kondensasi steam

io h = 56 btu/hr. ft . F

Fluida dingin : shell, bahan

(3 ) Flow area shell

a s s ft (Pers. (7.1), Kern)

144 P T

= Diameter dalam shell = 12 in

B = Baffle spacing = 5 in

= Tube pitch = 1,25 in

C = Clearance = P T – OD = 1,25 – 1 = 0,25 in

(4 ) Kecepatan massa

G s (Pers. (7.2), Kern)

a s 17099,9274

(5 ) Bilangan Reynold

Pada t c = 140 F = 0,245 cP = 0.5927 lb 2

m /ft jam

(Gbr. 15, Kern) Dari Gbr. 28, Kern, untuk 1 in dan 1 1/4 tri. pitch, diperoleh d e = 0,72 in.

D e =0,72/12 = 0,06 ft

s (Pers. (7.3), Kern)

(6 ) Taksir jH dari Gbr. 28, Kern, diperoleh jH = 85 (9 ) Karena viskositas rendah, maka diambil s =1

h o = 36,5999 1 = 36,5999

(10) Clean Overall coefficient, U C

io o 67 3 6 , 5999

U c 2 2 , 0829 Btu/jam ft F

h h o 67 3 6 , 5999 io

(Pers. (6.38), Kern)

(6) Faktor pengotor, R d

C D 2 2 , 0829 8 , R 9036 0,067

(Pers. (6.13), Kern)

R d hitung ≥ R d batas, maka spesifikasi heater dapat diterima.

Pressure drop Fluida panas : Steam, tube

(1) Untuk Re t = 10526.6803

2 2 f = 0,000088 ft /in (Gbr. 26, Kern) s = 0,76

(Gbr. 6, Kern) t =1

ΔP (Pers. (7.53), Kern) t

5,22 10 10 ID s φ t

0,000088 6267,4618 ( 12 ) ΔP 2 t

0,00003 psi

(3) Dari grafik 27, hal:837, Kern, pada diperoleh

= 0.00003 psi + 0,00526 psi = 0.00529 psi

t yang diperbolehkan = 2 psi P

Fluida panas : bahan, shell

(1 ) Untuk Re s = 20773,3653

2 2 f = 0,001 ft /in (Gbr. 29, Kern) s =1 s = 0,95

(2 ) N 1 12 (Pers. (7.43), Kern)

12 N 1 12 28 , 8

D s = 12/12 = 1 ft

s N ΔP 1 s

(Pers. (7.44), Kern)

5,22 10 10 D e s φ s

0,001 205199,129 1 ΔP 28,8 s

0,4076 psi P s yang diperbolehkan = 2 psi

C.6 Tangki Penyimpanan Air Proses

Fungsi : Untuk menyimpan air Bentuk : Tangki silinder vertikal dengan alas datar dan tutup ellipsoidal

Bahan : Carbon steel, SA – 240 Grade A Jumlah : 7 unit Lama Penyimpanan : 7 hari Kondisi Operasi :

- Temperatur (T) = 30 0 C - Tekanan ( P)

= 1,1 bar

A. Volume Tangki Kebutuhan air per jam = 3987,8005 kg/jam Total massa bahan dalam tangki = 3987,8005 kg/jam×24 jam/hari×7 hari

= 667750,484 kg

Direncanakan 7 buah tangki, sehingga: Total massa bahan dalam tangki = 95707,212 kg

Densitas Bahan dalam tangki

= 1 kg/liter

95707,212 kg

Total volume bahan dalam tangki

= 95707,212 liter

1 kg/liter

= 95,707212 m 3 Faktor kelonggaran = 20 %

(Perry dan Green, 1999) Volume tangki, V T = (1 + 0,2) x 95707,212 liter

= 1,2 x 95707,212 = 114848,6544 liter

3 = 114,849 m Perbandingan tinggi tangki dengan diameter tangki (H s :D t )=3:2

Volume silinder (V s ) =

D t Hs (Hs : D t = 3 : 2)

Tutup tangki berbentuk ellipsoidal dengan rasio axis major terhadap minor 2 :

1, sehingga : Tinggi head (H 1

h )= / 6 D (Brownell dan Young, 1959)

Volume tutup (V 2

h ) ellipsoidal

= /4 D H h

V t =V s +V h (Brownell dan Young, 1959)

Diameter tangki (D) 3 3 44,435 dm

10 10 = 4,4435 m = 174,94094 in

3 Tinggi silinder (H 3

s )= / 2 D = / 2 4,4435 m = 6,6653 m

1 Tinggi tutup ellipsoidal (H 1

h ) = / 6 D= / 6 4,4435 m = 0,7405 m

Tinggi Tangki (H T )=H s +H h = 7,4058 m

B. Tekanan Desain Tinggi bahan dalam tangki

Volume tangki = 10 /24 D 3

3 3 = 10 /24 (4,4435 m) = 114,8455 m

Tinggi tangki = 7,4058 m volume bahan dalam tangki tinggi tangki

Tinggi bahan dalam tangki =

volume tangki 114,849 7 , 4085

114,8455 = 7,4087 m

Tekanan hidrostatis = Densitas bahan g tinggi cairan dalam tangki = 1000 9,8 7,4087

= 72605,26 Pa = 0,71655 atm

Tekanan operasi

= 1,01 bar = 1 atm

Tekanan total

Faktor keamanan untuk tekanan = 20 % P desain

= 1,2 x 1,71655

= 2,05986 atm = 29,2143 psia

C. Tebal dinding tangki (bagian silinder)

- Faktor korosi (C)

(Timmerhaus dkk,2004) - Allowable working stress (S) : 16.250 lb/in 2

: 0,125 in/tahun

(Brownell dan Young, 1959) - Efisiensi sambungan (E)

- Umur alat (A) direncanakan : 10 tahun

Tebal silinder (d)

( C A ) (Timmerhausdkk, 2004)

SE 0,6P

dimana : d = tebal dinding tangki bagian silinder (in)

P = tekanan desain (psi) R = jari-jari dalam tangki (in) = D/2 S = stress yang diizinkan

E = efisiensi pengelasan 29,2143 174,94094

Dipilih tebal silinder standar = 2 in

D. Tebal dinding head (tutup tangki) - Faktor korosi (C)

: 0,125 in/tahun (Peters dan Timmerhaus,2004) - Allowable working stress (S) : 16.250 lb/in 2

(Brownell dan Young, 1959) - Efisiensi sambungan (E)

- Umur alat (A) direncanakan : 10 tahun

P Di

- Tebal head (dh) ( C A ) (Peters dan Timmerhaus, 2004)

2SE 0,2P

dimana : dh = tebal dinding head (tutup tangki) (in)

P = tekanan desain (psi) Di = diameter tangki (in) S = stress yang diizinkan

E = efisiensi pengelasan 29,2143 174,94094

Dipilih tebal silinder standar = 2 in

C.7 Pompa Air (P-101)

Fungsi : Memompa Air dari Heater 3 (E-103) menuju Reaktor Hidrolisis

(R-102)

Jenis

: Pompa sentrifugal

Jumlah

: 1 unit

Kondisi operasi : P = 14,5 bar

T = 150 0 C Laju alir massa (F)

= 3987,8005 kg/jam = 2,4421 lbm/s

3 Densitas ( ) 3 = 677,5390 kg/m = 42,2973 lbm/ft Viskositas ( ) -4 = 0,1300 cP = 8,7360.10 lbm/ft.s

Laju alir volumetrik (Q) = 3

2,4421 lbm/s

3 = 0,0577 ft 42,2973 /s lbm/ft

= 25,9141 gal/mnt

Perencanaan Diameter Pipa pompa : Untuk aliran turbulen (Nre >2100),

= 3,9 Q De (Walas, 1988) Untuk aliran laminar ,

De (Walas, 1988) dengan : D 3

= 3,0 Q 0,18

= diameter optimum (in) = densitas (lbm/ft )

Q = laju volumetrik (ft /s) = viskositas (cP) Asumsi aliran turbulen, maka diameter pipa pompa : Desain pompa :

3 = 3,9 (0,0577 ft 0,13 /s ) (42,2973 lbm/ft ) = 1,7585 in

Dari Appendiks A.5 Geankoplis,1997, dipilih pipa commercial steel : Ukuran nominal

: 3 in

Schedule number

Diameter Dalam (ID) : 3,06 in = 0,2550 ft = 0,0777 m Diameter Luar (OD)

: 3,5 in = 0,2917 ft Inside sectional area 2 : 0,0513 ft

0,0577 ft 3 /s

Kecepatan linear, v = Q/A =

= 1,1255 ft/s

0,0513 ft 2

Bilangan Reynold : N Re = ( 3 42 , 2973 lbm/ft )( 1 , 1255 ft/s )( 0,2550 ft )

8,736.10 lbm/ft.s

5 =1,3896.10 (Turbulen)

Untuk pipa commercial steel diperoleh harga = 4,6.10 (Geankoplis,1997)

5 6 . 10 m

Pada N Re = 1,3896.10 dan /D =

0 , 0777 m

maka harga f = 0,008 (Geankoplis,1997)

Friction loss :

1 Sharp edge entrance =h c = 0,5 1 2

= 0,5 1 0 = 0,0098 ft.lbf/lbm

2 v 2 1,1255

2 elbow 90° =h f = n.Kf.

= 0,0295 ft.lbf/lbm

2 . g c 2 ( 32 , 174 )

2 v 2 1,1255

1 check valve = h f = n.Kf.

= 0,0394 ft.lbf/lbm

2 . g c 2 ( 32 , 174 ) L 2 . v

Pipa lurus 25 ft = F f = 4f

= 0,1729 ft.lbf/lbm

1 Sharp edge exit =h ex = 1 1 A 2 2 . . g c

= 1 0 = 0,0197 ft.lbf/lbm

Total friction loss : F = 0,2713 ft.lbf/lbm Dari persamaan Bernoulli :

v 2 v 1 g z 2 z 1 F W s 0 (Geankoplis,1997)

2 dimana :

v 1 =v 2

1 = 101,32 kpa = 2116,1236 lb f /ft

P 2 = 1450 kPa = 30.284,0434 lb f /ft²

= 28167,9198 ft.lb f /lb m

Z = 25 ft Maka :

32 2 , 174 ft/s

28167,9198 25 ft 0 0 , 2713 ft.lbf/lbm Ws 0

32 , 174 ft . lbm / lbf . s 2

Ws = -691,2224 ft.lbf/lbm

Effisiensi pompa , = 75 %

= -0,75 x Wp

Wp = 921,6299 ft.lbf/lbm

Daya pompa : P

= m x Wp

3987,8005 1 hp

lbm/s 921,6299 ft.lbf/lbm x

Maka dipilih pompa dengan daya motor = 4,1 hp

C.8 Heater 3 (E-103)

Fungsi : Menaikkan temperatur air sebelum menuju R-102

Jenis

: 2-4 shell and tube exchanger Dipakai : 1 1/4 in OD Tube 8 BWG, panjang = 8 ft, 4 pass Jumlah : 1 unit

Fluida panas Laju alir steam masuk = 1219,836769 kg/jam = 2689,2938 lbm/jam

Temperatur awal (T 1 ) = 260 °C = 500°F Temperatur akhir (T 2 ) = 260 °C = 500°F

Fluida dingin Laju alir cairan masuk = 3987,80 kg/jam = 8791,6411 lbm/jam

Temperatur awal (t 1 ) = 30°C = 86 °F Temperatur akhir (t 2 ) = 150°C = 302°F

Panas yang diserap (Q) = 2026946,647 kJ/jam = 1921167,1816 Btu/jam

(4) t = beda suhu sebenarnya

Fluida Panas

Fluida dingin

Temperatur yang lebih tinggi

t 2 = 302 F

Temperatur yang lebih rendah

Jika, R = 0 maka t = LMTD = 292,842 F

T c dan t c

Dalam perancangan ini digunakan heater dengan spesifikasi: - Diameter luar tube (OD) = 11/4 in - Jenis tube = 8 BWG - Pitch (P T ) = 1 9/16 in Square pitch - Panjang tube (L) = 8 ft

g. Dari Tabel 8, hal. 840, Kern, 1965, heater untuk fluida panas steam dan fluida dingin heavy organics, diperoleh U D =200-700, dan faktor pengotor (R d ) = 0,003 Diambil U 2

D = 220 Btu/jam ft F

Luas permukaan untuk perpindahan panas,

1921167,18 16 Btu/jam 2 A

Luas permukaan luar (a ) = 0,3271 ft 2 /ft (Tabel 10, Kern)

A 2 29,8201 ft

Jumlah tube, N t

2 1 1 , 3956 L buah a 8 ft 0 , 3271 ft /ft

h. Dari Tabel 9, hal 842, Kern, 1965, nilai yang terdekat adalah 10 tube dengan ID shell 10 in.

8 2 ft 10 0,3271 ft /ft

i. Koreksi U D

26,1680 ft 2

1921167,18 16 Btu/jam Btu

U D 2 250 , 7039

Δt

A 29,8201 ft x 292,842 F jam ft 2

Fluida panas : steam, tube

2 (6) Flow area tube, a

(Tabel 10, Kern) N ' a

t = 0,665 in

a t t t (Pers. (7.48), Kern) 144 n

(7) Kecepatan massa W

G t (Pers. (7.2), Kern)

a t 2689,2938

G t m 2 32937 , 3266

(8) Bilangan Reynold

Pada T c = 500 F

(Gbr. 15, Kern) Dari Tabel 10, Kern, untuk 1 1/4 in OD, 8 BWG, diperoleh ID = 0,92 in = 0,0767 ft

2 = 0,019 cP = 0,0460 lb

t (Pers. (7.3), Kern)

(9) Kondensasi steam

io h = 944 btu/hr. ft . F

Fluida dingin : shell, bahan

(3 ) Flow area shell

a s s ft (Pers. (7.1), Kern)

144 P T

= Diameter dalam shell = 10 in

B = Baffle spacing = 5 in

= Tube pitch = 1,31 in

C = Clearance = P T – OD = 1,31 – 1 = 0,31 in

0,0694 ft

144 1,31 (4 ) Kecepatan massa

G s (Pers. (7.2), Kern)

a s 3987,8

G s m 126599,631 4

jam ft 2

(5 ) Bilangan Reynold

Pada t c = 194 F = 0,3 cP = 0,7257 lb 2

m /ft jam

(Gbr. 15, Kern) Dari Gbr. 28, Kern, untuk 1 in dan 1 1/4 tri. pitch, diperoleh d e = 1,23 in.

D e =1,23/12 = 0,1025 ft

s (Pers. (7.3), Kern)

(6 ) Taksir jH dari Gbr. 28, Kern, diperoleh jH = 80 (9 ) Karena viskositas rendah, maka diambil s =1

h o = 21,9202 1 = 21,9202

(10) Clean Overall coefficient, U C

h h o 944 21,9202

c 21,4228 Btu/jam ft F

h h o 944 21,9202 io

(Pers. (6.38), Kern)

(12) Faktor pengotor, R d

C D 250,7039 0,0427

(Pers. (6.13), Kern)

R d hitung ≥ R d batas, maka spesifikasi heater dapat diterima.

Pressure drop Fluida panas : Steam, tube

(1) Untuk Re t = 388542.2454

2 2 f = 0,000088 ft /in (Gbr. 26, Kern) s = 0,76

(Gbr. 6, Kern) t =1

ΔP t (Pers. (7.53), Kern)

5,22 10 ID s φ t

0,000088 232937,326 6 ( 8 ) ΔP 2 t

0,05024 psi

(3) Dari grafik 27, hal:837, Kern, pada diperoleh = 0,0005

2g'

= 0,05024 psi + 0,01053psi = 0,06076 psi

t yang diperbolehkan = 2 psi P

Fluida panas : bahan, shell

(1 ) Untuk Re s = 17880,5647

2 2 f = 0,0015 ft /in (Gbr. 29, Kern) s =1 s = 0,96

(2 ) N 1 12 (Pers. (7.43), Kern)

8 N 1 12 19 , 2

D s = 10/12 = 0,8333 ft

(3 ) s D s N ΔP 1

s (Pers. (7.44), Kern)

5,22 10 D e s φ s

0,0015 126599,631 4 0,8333 ΔP 19,2 s

0,0749 psi P s yang diperbolehkan = 2 psi

C.9 Reaktor Karbonasi (R-101)

Fungsi : Tempat berlangsungnya reaksi Etilen Karbonat Type reaktor

: Fixed Bed Reactor

Bentuk : silinder vertikal dengan alas dan tutup ellipsoidal Bahan konstruksi : carbon steel SA-240 Grade C Jumlah

: 1 unit

Reaksi yang terjadi:

Reaksi I: C 2 H 4 O + CO 2 →C 3 H 4 O 3

Temperatur masuk o = 100 C = 373,15 K Temperatur keluar o = 100 C = 373,15 K

Tekanan operasi

= 1450 kPa

Laju alir massa

= 15039,2211 kg/jam

Laju alir molar

= 177,174 kmol/jam

Waktu tinggal reaktor = 400 detik = 0,111 jam (Kawabe dkk,1998)

Perhitungan Desain Tangki

RT ( 8 , 314 Pa m . / molK )( 373 , 15 K )

a. Volume reaktor

F 1 AO 0 , 111 jam .( 177,174 kmol / jam )

3 42 , 0773 m

C AO

467,385 mol / m

Dari data Kawabe,dkk (1998) katalis yang digunakan adalah molybdenum dengan spesifikasi:

Bentuk : spherical Diameter : 0,0075 m

b. Jumlah tube Direncanakan: Diameter tube (OD)

= 15 cm

Panjang tube

= 12 m

Pitch (P T )

= 15 square pitch

Jumlah tube

c. Tebal tube Tekanan operasi

= 1450 kPa

Faktor kelonggaran

Maka, P desain

= (1,05) (1450kPa) = 1523 kPa

Joint efficiency

(Brownell dan Young,1959)

Allowable stress = 18.750 psia =129.276,75kPa

PD t 2SE 1,2P

(1450 kPa) (0,15m)

2(129.276, 75 kPa)(0,8) 1,2(1450 kPa) 0,0011 m 0 , 0439 in

Faktor korosi

= 0,125 in

Maka tebal tube yang dibutuhkan = 0,0439 in + 0,125 in = 0,1689 in Tebal tube standar yang digunakan

= ¼ in (Brownell dan Young,1959)

d. Diameter dan tinggi shell

Diameter shell (D) = ( 19 x 15 ) ( 19 x 15 ) / 100 + 2(15 – 15)/100

= 4,03 m

Tinggi shell (H) = panjang tube = 12 m

e. Diameter dan tinggi tutup Diameter tutup = diameter tangki = 4,03 m Rasio axis = 2 : 1

(Brownell dan Young,1959)

Tinggi tutup

1 , 0075 m

f. Tebal shell dan tebal tutup Tekanan operasi

= 1450 kPa

Faktor kelonggaran

Maka, P desain

= (1,05) (1450kPa) = 1523 kPa

Joint efficiency

(Brownell dan Young,1959)

Allowable stress = 18.750 psia =129.276,75kPa

PD t

2SE 1,2P

(1450 kPa) (4,03 m)

2(129.276, 75 kPa)(0,8) 1,2(1450 kPa) 0,02849 m 1 , 12 in

Faktor korosi

= 0,125 in

Maka tebal shell yang dibutuhkan = 1,12 in + 0,125 in = 1,245 in Tebal shell standar yang digunakan

= 2 in (Brownell dan Young,1959)

Tutup shell dan tutup tangki

= 2 in

Perancangan pipa pendingin

Fluida panas

= Umpan masuk

Laju alir massa = 15039,22111 kg/jam = 33155,9803 lbm/jam Temperatur masuk o = 100 C = 212°F

Temperatur keluar o = 105 C = 221°F Fluida dingin

= Air pendingin

Laju air = 8716,679974 kg/jam = 19217,0903 lbm/jam Temperatur awal

= 30 °C = 86 °F

Temperatur akhir

= 55 °C = 131 °F

Panas yang diserap (Q) = 910893,057 kJ/jam = 863356,6407 Btu/jam

Fluida Panas

Fluida dingin

Temperatur yang lebih tinggi

t 2 = 131 F

t 2 = 135 F T 2 –T 1 =9 F

Temperatur yang lebih rendah

2 Δt 1 54 105,7 F

F T = 0, Maka t = 0,98 x 105,7 = 105,7 F Pipa yang dipilih Ukuran nominal

= 24 in (Brownell dan Young, 1959) Schedule

= 20 ID = 23,25 in = 1,9375ft

= 24 in = 2 ft Surface perlin ft 2 = 6,283 ft /ft

Flow area per pipe 2 = 425 in

Panjang

= 10 m = 32,8084 ft

Fluida panas: sisi pipe, umpan

1 1234 , 0263 lb m /jam.ft

425 (2) Pada T c = 216,5 F

= 1,00425 cP = 2,42 lb 2

Dari Gbr. 24, Kern, diperoleh jH = 35

c = 0,2675 Btu/lb m .F k = 0,09 Btu/jam lb m ft. F

h i jH D k

1 / 0 3 , 09 0 , 2675 2 , 4294 h i 35 3,1805

h io 3,1805

Fluida dingin: sisi shell, air pendingin

w (1’) G’ = 19217,0903

2L 2 32,8084 = 292,8685 lbm/jam.ft (2’) Pada t c = 108,5 °F

= 0,7 cp = 1,6934 lbm/jam.ft Re = 4G’/

= 4 x 292,8685 /0,7 = 691,8003

Dari Gbr. 28, Kern, diperoleh jH = 13

G (3’) h '

h io h o 68,5211 2 , 9848

=68,5211 2 U

C 2 , 8602 Btu/jam ft F

h io h o 68,5211 2 , 9848

R d = 0,003, h d =

0 , 003 U c h d 2 , 8602 333,3333

U c h d 2 , 8602 333,3333

U D Δt 2 , 8359 105,711

C.10 Separator Tekanan Rendah I (FG-101)

Fungsi : Memisahkan uap dan cairan dari reaktor I (R-101) Bentuk

: Silinder vertikal denganalas dan tutup ellipsoidal Bahan konstruksi : Carbon steel SA-240 grade A Jenis sambungan : Double welded butt joints Jumlah

: 1 unit

Kondisi operasi : Temperatur

Tabel LC.6 Komposisi Umpan Masuk pada Separator Tekanan Rendah (V-103)

Densitas

BM Komponen

Laju alir

(kg/jam)

(kg/m )

3 average (kg/m )

EC 164.4392 0,9283 0,9628

CO 2 11.8416 0,0669 0,0346

Laju alir udara, F gas = 521,0325 kg/jam = 1148,6859 lbm/jam Laju alir cairan, F cairan = 14518,1887 kg/jam = 32007,2944 lbm/jam Laju alir udara, N gas = 11,8416 kmol/jam Laju alir cairan, N cairan = 165,2944 kmol/jam

(2,4673 atm) (84,9021 kg/kmol) ρ

(0,082 m atm/kmol K)(373,15 K)

3 3 = 6,8464 kg/m = 0,4273 lbm/m

cairan

= 129,7933 kg /m = 8,1028 lbm/ft

BM av N ( 84 , 9021 kg/kmol)(1 1,8416 kmol/jam) Volume udara, V gas

6 ,8464 kg/m 3

3 3 = 146,8541 m /jam = 1,4406 ft /detik

F 1 4518 , 1887 kg/jam

Volume cairan, V cairan =

129,7933 kg/m

3 3 = 111,8562 m /jam = 1,0973 ft /detik

Kecepatan linear yang diinjinkan :

= 0 , 14 1 0,5934 ft/detik 6,8461

Diameter tangki :

V gas

D= 1,7586 ft = 0,536 m (Walas,1988)

Tinggi kolom uap minimum = 5 ft (Walas,1988) Waktu tinggal = 10 menit = 600 s

V 3 1,0973 ft / s 600 s

Tinggi cairan, L cairan = = 271,1727 ft

( / 4 ) 2 D ( / 4 )( 1 , 7586 ft ) 2

Panjang kolom ; L = L cairan

D 1 , 7586 Karena L/D >3 maka spesifikasi tangki horizontal tidak dapat diterima sehingga dilakukan trial terhadap diameter

(Walas, 1988) Trial

D = 9 ft = 2,7432 m

V 3 1 , 0973 ft / s 600 s

Tinggi cairan, L cairan =

2 2 = 10,354 ft = 3,1559 m

( / 4 ) D ( / 4 )( 9 ft )

Panjang kolom ; L = L cairan + L uap

= 10,354 + 5 = 15,354 ft = 4,6799 m

L 15,354

D 9 Karena L/D <3 maka tangki horizontal dengan L = 15,354 ft dan D = 9 ft dapat

diterima (Walas, 1988). Perhitungan tebal shell tangki : P Hidrostatik = xgxl

3 2 = 129,7933 kg/m x 9,8 m/det x 3,1559 m = 4,0142 kPa P 0 = Tekanan operasi

= 250 kPa P

= 254,0142 kPa Faktor kelonggaran

= 250 kPa + 4,0142 kPa

P design = (1,2) (254,0142) = 304,8171 kPa

(Brownell dan Young,1959) Allowable stress (S) = 107546.4 KPa (Brownell dan Young,1959) Tebal shell tangki:

Joint efficiency (E) = 0,8

t 2SE 1,2P

(304,8171 kPa) (2,7432 m)

2(107546,4 kPa)(0,8) 1,2(304,81 71 kPa)

0 , 1917 in Faktor korosi = 1/8 in

Maka tebal shell yang dibutuhkan = 0,1917 in + 1/8 in =0,3167 in

Tebal shell standar yang digunakan = 1,25 in (Brownell dan Young,1959) Tutup tangki

Diameter tutup

= 0,536 m Ratio axis

= diameter tangki

D 2,7432 = 0,6858 m

L (panjang tangki) =L s +L h L s (panjang shell)

= 15,354 m – 2(0,6858 m) = 13,9824 m Tutup atas tangki terbuat dari bahan yang sama dengan shell sehingga tebal tutup 1,25 in.

C.11 Blower 1 (JB-101)

Fungsi : memompa campuran dari Separator I (FG-101) menuju

alur gas buang

Jenis

: blower sentrifugal

Bahan konstruksi : carbon steel Kondisi operasi : 100 ºC dan 250 kPa

Laju alir (N 3 ) = 5,66362 kmol/jam 5,66362 kmol/jam x 8,314 m 3 Pa/mol.K x 373,15 K

Laju alir volum gas Q =

2 53,3125 kPa

3 = 69,3636 m /jam

Daya blower dapat dihitung dengan persamaan, 144 efisiensi Q

P (Perry dan Green, 1997)

Efisiensi blower, = 80 Sehingga,

Maka dipilih blower dengan tenaga 1 hp

C.12 Pompa 2 (P-102)

Fungsi : Memompa campuran dari Separator I (R-101) menuju Reaktor

Hidrolisis (R-102).

Jenis

: Pompa sentrifugal

Jumlah

: 1 unit

Kondisi operasi : P = 2,5 bar

T = 100 0 C Laju alir massa (F)

= 14788,909 kg/jam = 9,0567 lbm/s

3 Densitas ( ) 3 = 444,2153 kg/m = 27,7314 lbm/ft Viskositas ( )

= 2,2349 cP

= 0,0015 lbm/ft.s

9,0567 lbm/s 3

Laju alir volumetrik (Q) =

3 = 0,3266 ft /s

27,7314 lbm/ft

= 146,5817 gal/mnt

Perencanaan Diameter Pipa pompa : Untuk aliran turbulen (Nre >2100),

= 3,9 Q De (Walas, 1988) Untuk aliran laminar ,

De (Walas, 1988) dengan : D 3

= 3,0 Q 0,18

= diameter optimum (in) = densitas (lbm/ft )

Q = laju volumetrik (ft /s) = viskositas (cP)

Asumsi aliran turbulen, maka diameter pipa pompa : Desain pompa :

3 = 3,9 (0,3266 ft 0,13 /s ) (27,7314 lbm/ft ) = 3,6304 in

Dari Appendiks A.5 Geankoplis,1997, dipilih pipa commercial steel : Ukuran nominal

: 3,5 in

Schedule number

Diameter Dalam (ID) : 3,5480 in = 0,2957 ft = 0,0901 m Diameter Luar (OD)

: 4 in = 0,3333 ft Inside sectional area 2 : 0,0687 ft

0,3266 3 ft /s

Kecepatan linear, v = Q/A =

= 4,7538 ft/s

0,0687 ft 2

Bilangan Reynold : N Re = ( 3 27,7314 lbm/ft )( 4,7538 ft/s )( 0,2957 ft )

0,0015 lbm/ft.s

4 = 2,5953.10 (Turbulen)

Untuk pipa commercial steel diperoleh harga = 4,6.10 (Geankoplis,1997)

4 4 , 6 . 10 m

Pada N Re = 2,5953.10 dan /D =

0 , 0901 m

maka harga f = 0,004 (Geankoplis,1997)

Friction loss :

1 Sharp edge entrance =h c = 0,5 1

= 0,5 1 0 = 0,1756 ft.lbf/lbm

2 v 2 4,7538

2 elbow 90° =h f = n.Kf.

= 0,5268 ft.lbf/lbm

2 . g c 2 ( 32 , 174 )

2 v 2 4,7538

1 check valve = h f = n.Kf.

= 0,7024 ft.lbf/lbm

2 . g c 2 ( 32 , 174 ) . L 2 v

Pipa lurus 25 ft = F f = 4f

= 0,7602 ft.lbf/lbm

1 Sharp edge exit =h ex = 1 1 A 2 2 . . g c

= 1 0 = 0,3512 ft.lbf/lbm

Total friction loss : F = 2,8674 ft.lbf/lbm

Dari persamaan Bernoulli :

v 2 v 1 g z 2 z 1 F W s 0 (Geankoplis,1997)

2 dimana :

v 1 =v 2

P 1 = 250 Kpa = 5221,3868 lb f /ft² P 2 = 1450 kPa = 30.284,0434 lb f /ft²

= 903,7649 ft.lb f /lb m

Z = 25 ft Maka :

32 2 , 174 ft/s 903,7649 2 25 ft 0 2 , 8674 ft.lbf/lbm Ws 0

32 , 174 ft . lbm / lbf . s

Ws = -931,6323 ft.lbf/lbm

Effisiensi pompa , = 75 %

= - x Wp

-931,6323 = -0,75 x Wp Wp = 1242,1763 ft.lbf/lbm

Daya pompa : P

= m x Wp

14788,909 1 hp

lbm/s 1242,1763 ft.lbf/lbm x

550 ft . lbf / s

= 20,4546 hp

Maka dipilih pompa dengan daya motor = 21 hp

C.13 Heater 4 (E-104)

Fungsi : Menaikkan temperatur campuran dari separator I (FG-101)

sebelum menuju R-102

Jenis

: 1-2 shell and tube exchanger Dipakai : 1 in OD Tube 18 BWG, panjang = 12 ft, 2 pass Jumlah : 1 unit

Fluida panas Laju alir steam masuk = 1156,075482 kg/jam = 2548,7235 lbm/jam

Temperatur awal (T 1 ) = 260 °C = 500°F Temperatur akhir (T 2 ) = 260 °C = 500°F

Fluida dingin Laju alir cairan masuk = 14788,909 kg/jam = 32604,1337 lbm/jam

Temperatur awal (t 1 ) = 100°C = 212°F Temperatur akhir (t 2 ) = 150°C = 302°F

Panas yang diserap (Q) = 1920997,448 kJ/jam = 1820747,1125 Btu/jam

(1) t = beda suhu sebenarnya

Fluida Panas

Fluida dingin

Temperatur yang lebih tinggi

t 2 = 302 F

Temperatur yang lebih rendah

t 1 = 212 F

t 2 = 288 F t 2 – t 1 =

T 1 –T 2 =0F

Selisih

t 2 –t 1 = 90 F

90 F

Δt 2 Δt 1 90

LMTD

240,196 F

Δt 2 198

Δt 1 288

t 2 t 1 90

Jika, R = 0 maka t = LMTD = 240,196 F (2)

Dalam perancangan ini digunakan heater dengan spesifikasi: - Diameter luar tube (OD) = 1 in - Jenis tube = 18 BWG - Pitch (P T ) = 1 1/4 in triangular pitch - Panjang tube (L) = 12 ft

j. Dari Tabel 8, hal. 840, Kern, 1965, heater untuk fluida panas steam dan fluida dingin heavy organics, diperoleh U D = 6-60, dan faktor pengotor (R d )= 0,003

Diambil U 2

D = 50 Btu/jam ft F

Luas permukaan untuk perpindahan panas,

1820747,11 25 Btu/jam

A 151,6049 ft 2

Luas permukaan luar (a ) = 0,2618 ft 2 /ft (Tabel 10, Kern)

151,6049 ft A 2

Jumlah tube, N t

2 48,2572 buah

L a 12 ft 0 , 2618 ft /ft

k. Dari Tabel 9, hal 842, Kern, 1965, nilai yang terdekat adalah 52 tube dengan ID shell 12 in.

1 2 2 ft 41,8309 0,2618 ft /ft 163,3632 ft 2

l. Koreksi U D

1820747,11 25 Btu/jam Btu U D 2 46,4012

A Δt 163,3632 ft x 240,196 F jam ft F

Fluida panas : steam, tube

2 (3) Flow area tube, a

(Tabel 10, Kern) N ' a

t = 0,639 in

t a t t (Pers. (7.48), Kern) 144 n

(4) Kecepatan massa W

G t (Pers. (7.2), Kern)

a t 2548,7235

(5) Bilangan Reynold

Pada T c = 500 F

(Gbr. 15, Kern) Dari Tabel 10, Kern, untuk 1 in OD, 18 BWG, diperoleh

2 = 1,043 cP = 2,5232 lb

m /ft jam

ID = 0,902 in = 0,0752 ft

ID G

t (Pers. (7.3), Kern)

(6) Taksir jH dari Gbr. 28, Kern, diperoleh jH = 8 (9) Kondensasi steam

io h = 60 btu/hr. ft . F

Fluida dingin : shell, (bahan berupa Etilen karbonat,etilen oksida dan CO 2 )

(3 ) Flow area shell

a s ft (Pers. (7.1), Kern)

144 P T

= Diameter dalam shell = 12 in

B = Baffle spacing = 5 in

= Tube pitch = 1,25 in

C = Clearance = P T – OD = 1,25 – 1 = 0,25 in

(4 ) Kecepatan massa

G s (Pers. (7.2), Kern)

a s 32604,1337

(5 ) Bilangan Reynold

Pada t c = 257 F =1,043 cP = 2,5232 lb 2

m /ft jam

(Gbr. 15, Kern) Dari Gbr. 28, Kern, untuk 1 in dan 1 ¼ tri. pitch, diperoleh d e = 0,72 in.

D e =0,72/12 = 0,06 ft

s (Pers. (7.3), Kern)

(6 ) Taksir jH dari Gbr. 28, Kern, diperoleh jH = 17 (9 ) Karena viskositas rendah, maka diambil s =1

h o = 50,5198 1 = 50,5198

(10) Clean Overall coefficient, U C

io o 60 5 0 , 5198 U

c 2 7 , 5102 Btu/jam ft 2 F

h h 60 5 0 , 5198

(Pers. (6.38), Kern)

(13) Faktor pengotor, R d

C D 0,1852

(Pers. (6.13), Kern)

R d hitung ≥ R d batas, maka spesifikasi heater dapat diterima.

Pressure drop Fluida panas : Steam, tube

(1) Untuk Re t = 658,0875

2 2 f = 0,000088 ft /in (Gbr. 26, Kern) s = 0,76

(Gbr. 6, Kern) t =1

ΔP t (Pers. (7.53), Kern)

5,22 10 10 ID s φ t

0,000088 22090,7777 ( 12 ) ΔP 2 t

0,00035 psi

(3) Dari grafik 27, hal:837, Kern, pada diperoleh = 0,0005

= 0,00526 psi + 0,00035psi = 0,00561 psi

t yang diperbolehkan = 2 psi P

Fluida panas : bahan, shell

(1 ) Untuk Re s = 9303,6316

2 2 f = 0,002 ft /in (Gbr. 29, Kern) s =1 2 2 f = 0,002 ft /in (Gbr. 29, Kern) s =1

(2 ) N 1 12 (Pers. (7.43), Kern)

12 N 1 12 28 , 8

D s = 12/12 = 1 ft

(3 ) s D s N ΔP 1

s (Pers. (7.44), Kern)

5,22 10 D e s φ s

0,002 391249,604 1 ΔP 28,8 s

3 , 519 psi P s yang diperbolehkan = 10 psi

C.14 Reaktor Hidrolisis (R-102)

Fungsi : Tempat berlangsungnya reaksi Etilen Glikol Type reaktor

: Fixed Bed Reactor

Bentuk : silinder vertikal dengan alas dan tutup ellipsoidal Bahan konstruksi : carbon steel SA-240 Grade C Jumlah

: 1 unit

Reaksi yang terjadi:

Reaksi I: C 3 H 4 O 3 + H 2 O →C 2 H 6 O 2 + CO 2 Reaksi II: 2 C 3 H 4 O 3 +2H 2 O →C 4 H 10 O 3 + 2CO 2

Temperatur masuk o = 150 C = 423,15 K Temperatur keluar o = 150 C = 423,15 K

Tekanan operasi

= 1450 kPa

Laju alir massa

= 18777,464 kg/jam

Laju alir molar

= 392,996887 kmol/jam

Waktu tinggal reaktor = 600 detik = 0,1667 jam (Kawabe,1998)

Perhitungan

Desain Tangki

RT ( 8 , 314 Pa m . / molK )( 423 , 15 K )

a. Volume reaktor

F 1 AO 0 , 1667 jam .( 3 92 , 996887 kmol / jam )

V = 3 158 , 95 m 3

C AO

412,158 mol / m

Dari data Kawabe,dkk (1998) katalis yang digunakan adalah molybdenum dengan spesifikasi:

Bentuk : spherical Diameter : 0,005 m

b. Jumlah tube Direncanakan: Diameter tube (OD)

= 17,5 cm

Panjang tube

= 20 m

Pitch (P T )

= 20 square pitch

Jumlah tube

c. Tebal tube Tekanan operasi

= 1450 kPa

Faktor kelonggaran

Maka, P desain

= (1,05) (1450kPa) = 1523 kPa

Joint efficiency

(Brownell dan Young,1959)

Allowable stress = 18.750 psia =129.276,75kPa

PD t 2SE 1,2P

(1450 kPa) (0,175m)

2(129.276, 75 kPa)(0,8) 1,2(1450 kPa) 0,0013 m 0 , 0512 in

Faktor korosi

= 0,125 in

Maka tebal tube yang dibutuhkan = 0,0512 in + 0,125 in = 0,1762 in Tebal tube standar yang digunakan

= ¼ in (Brownell dan Young,1959)

e. Diameter dan tinggi shell

Diameter shell (D) = ( 25 x 20 ) ( 25 x 20 ) / 100 + 2(20 – 17,5)/100

= 7,096 m

Tinggi shell (H) = panjang tube = 20 m

e. Diameter dan tinggi tutup Diameter tutup = diameter tangki = 7,096 m Rasio axis = 2 : 1

(Brownell dan Young,1959)

Tinggi tutup

1 , 774 m

f. Tebal shell dan tebal tutup Tekanan operasi

= 1450 kPa

Faktor kelonggaran

Maka, P desain

= (1,05) (1450kPa) = 1523 kPa

Joint efficiency

(Brownell dan Young,1959)

Allowable stress = 18.750 psia =129.276,75kPa

PD t 2SE 1,2P

(1450 kPa) (7,096 m)

2(129.276, 75 kPa)(0,8) 1,2(1450 kPa) 0,05 m 1 , 967 in

Faktor korosi

= 0,125 in

Maka tebal shell yang dibutuhkan = 1,967 in + 0,125 in = 2,092 in Tebal shell standar yang digunakan

= 2 ¼ in (Brownell dan Young,1959) Tutup shell dan tutup tangki

= 2 ¼ in

Perancangan pipa pendingin

Fluida panas

= Umpan masuk

Laju alir massa = 18777,464 kg/jam = 41397,4383 lbm/jam Temperatur masuk o = 150 C = 302°F

Temperatur keluar o = 155 C = 311°F Fluida dingin

= Air pendingin

Laju air = 199275,322 kg/jam = 439329,1778 lbm/jam Temperatur awal

= 30 °C = 86 °F

Temperatur akhir

= 55 °C = 131 °F

Panas yang diserap (Q) = -20824271 kJ/jam = 19737523,1003 Btu/jam

Fluida Panas

Fluida dingin

Temperatur yang lebih tinggi

t 2 = 131 F

t 2 = 225 F T 2 –T 1 =9 F

Temperatur yang lebih rendah

F T = 0, Maka t = 0,98 x 196,77 = 196,77 F

Pipa yang dipilih Ukuran nominal

= 24 in (Brownell dan Young, 1959) Schedule

= 20 ID = 23,25 in = 1,9375 ft

= 24 in = 2 ft Surface perlin ft 2 = 6,283 ft /ft

Flow area per pipe 2 = 425 in

Panjang

= 12 m = 39,3701 ft

Fluida panas: sisi pipe, umpan

14026,4261 lb m /jam.ft

2 , 95138 (2) Pada T c = 306,5 F

= 0,138 cP = 0,3 lb 2

Dari Gbr. 24, Kern, diperoleh jH = 200

c = 0,54 Btu/lb m .F k = 0,398 Btu/jam lb m ft. F

h io 3 1 , 6407

Fluida dingin: sisi shell, air pendingin

w 439329,177 (1’) G’ = 8

2L 2 39,3701 = 5579,4806 lbm/jam.ft (2’) Pada t c = 108,5 °F

= 0,7 cp = 1,6934 lbm/jam.ft Re = 4G’/

= 4 x 5579,4806 /0,7 = 13179,5899

Dari Gbr. 28, Kern, diperoleh jH = 60

G (3’) h '

C 2 8 , 6856 Btu/jam ft 2 F

h io h o 8 44 , 6417 2 9 , 694

R d = 0,003, h d =

0 , 003 U c h d 2 8 , 6856 333,3333

U c h d 2 8 , 6856 333,3333

A= 2 = 3797,7835 f t

U D Δt 2 6 , 4126 196,767

C.15 Cooler 1 (E-106)

Fungsi : Mendinginkan campuran dari Reaktor Hidrolisis (R-102)

menuju Separator II (FG-102).

Jenis

: 1-2 shell and tube exchanger

Dipakai : 1 ¼ in OD Tube 10 BWG, panjang = 8 ft, 2 pass Jumlah

: 1 unit

Fluida panas Laju alir umpan masuk = 18777,46402 kg/jam = 41397,438 lbm/jam

Temperatur awal (T o

C = 302°F

Temperatur akhir (T 2 ) = 100°C = 212°F

Fluida dingin Laju alir air pendingin = 22526,2559 kg/jam = 49662,1528 lbm/jam

Temperatur awal (t 1 ) = 30 °C = 86 °F Temperatur akhir (t 2 ) = 55 °C = 131 °F

Panas yang diserap (Q) = -2353993,742 kJ/jam = 2231146,79961 Btu/jam (1)

t = beda suhu sebenarnya

Fluida Panas

Fluida dingin

Selisih

Temperatur yang

lebih tinggi Temperatur yang

lebih rendah

t 2 – t 1 =-45 F T 1 –T 2 = 90 F

2 Δt 1 - 45 147,35659 F

LMTD

Δt

2 ln 126

Δt 1 171 T 1 T 2 90

t 2 t 1 45

T 1 t 1 302 86

Dari Fig 19, Kern, 1965 diperoleh F T = 0,925 Maka t = F T LMTD = 0,925 147,35659= 136,30485 F

t c 108,5 F 2 2

Dalam perancangan ini digunakan kondensor dengan spesifikasi: - Diameter luar tube (OD) = 11/4 in - Jenis tube = 10 BWG - Pitch (P T ) = 1 9/16 in Square pitch - Panjang tube (L) = 8 ft

a. Dari Tabel 8, hal. 840, Kern, 1965, kondensor untuk fluida panas heavy organic dan fluida dingin air, diperoleh U D = 5-75, faktor pengotor (R d ) = 0,003. Diambil U 2

D = 65 Btu/jam ft F

Luas permukaan untuk perpindahan panas,

2231146,79 961 Btu/jam 2

A 251,82769 ft

Luas permukaan luar (a ) = 0,3271 ft 2 /ft (Tabel 10, Kern)

A 2 251,82769 ft

Jumlah tube, N t

2 9 6 , 23498 buah

L a 8 ft 0,3271 ft /ft

b. Dari Tabel 9, hal 842, Kern, 1965, nilai yang terdekat adalah 112 tube dengan ID shell 21 ¼ in.

c. Koreksi U D

8 2 ft 112 0, 3271 ft /ft 293,0816 2 ft

2231146,79 961 Btu/jam Btu

U D 2 5 5 , 85 2

A Δt 293,0816 ft 136,304 F jam ft F

Fluida dingin : air, tube

2 (3) Flow area tube, a

t = 0,639 in

(Tabel 10, Kern)

a t t (Pers. (7.48), Kern)

144 n

a t 2 0,2485 ft

(4) Kecepatan massa

G t (Pers. (7.2), Kern)

(5) Bilangan Reynold

Pada t c = 108,5 F

(Gbr. 15, Kern) Dari Tabel 10, Kern, untuk 1 ¼ in OD, 18 BWG, diperoleh ID = 0,652 in = 0,05433 ft

2 = 0,9 cP = 2,17719 lb

t (Pers. (7.3), Kern)

Re t = 4987,3422

(6) Taksir jH dari Gbr 24, Kern, diperoleh jH = 18

(9) Karena viskositas rendah, maka diambil t =1

h io io φ t h io io φ t

Fluida panas : shell, bahan

(3 ) Flow area shell

(Pers. (7.1), Kern)

144 P T

= Diameter dalam shell = 23,25 in

B = Baffle spacing = 10 in

= Tube pitch = 1,5625 in

C = Clearance = P T – OD = 1 19/16 – 1 = 0,3125 in

(4 ) Kecepatan massa

G s (Pers. (7.2), Kern)

(5 ) Bilangan Reynold

Pada T c = 257 F = 0,151 cP = 0,36554 lb 2

m /ft jam

(Gbr. 15, Kern) Dari Gbr. 28, Kern, untuk 1 in dan 1 1/4 tri pitch, diperoleh d e = 0,73 in.

D e =0,73/12 = 0,06083 ft

s (Pers. (7.3), Kern)

(6 ) Taksir jH dari Gbr. 28, Kern, diperoleh jH = 80 (9 )

Karena viskositas rendah, maka diambil s =1 Karena viskositas rendah, maka diambil s =1

Clean Overall coefficient ,U C

h io h o 1 13 , 79465 4 10 , 4358

C 8 9 , 09326 Btu/jam ft

h io h o 1 13 , 79465 4 10 , 4358

(Pers. (6.38), Kern)

(11) Faktor pengotor, R d U C U D 89,09326 5 5 , 85066

R d 0,00668 U C U D 8 9 , 09326 5 5 , 85066

(Pers. (6.13), Kern)

Pressure drop Fluida dingin : air, tube

(1) Untuk Re t = 4987,3422

2 2 f = 0,0001 ft /in (Gbr. 26, Kern) s = 0,99

(Gbr. 6, Kern) t =1

(2) ΔP (Pers. (7.53), Kern) t

5,22 10 10 ID s φ t

0,0001 199847,697 56 ( 8 ) ΔP 2 t

0,02276 psi

(3) Dari grafik 27, hal:837, Kern, pada diperoleh

= 0,80808 psi + 0,02276 psi

= 0,83084 psi t yang diperbolehkan = 10 psi P

Fluida panas : bahan, shell

(1 ) Untuk Re s = 21334,91734

2 2 f = 0,0007 ft /in (Gbr. 29, Kern) s =1 s = 2,6

(2 ) N 1 12 (Pers. (7.43), Kern)

8 N 1 12 9 , 6

D s = 23,25 in = 1,937 ft

(3 ) s D s N ΔP 1

s (Pers. (7.44), Kern)

2 5,22 10 10 D

1 0,0007 128198,518 47 1,9375 ΔP 2 s

0,0258 psi

P s yang diperbolehkan = 10 psi

C.16 Separator Tekanan Rendah II (FG-102)

Fungsi : Memisahkan uap dan cairan dari reaktor II (R-102) Bentuk

: Silinder vertical dengan alas dan tutup ellipsoidal Bahan konstruksi : Carbon steel SA-240 grade A Jenis sambungan : Double welded butt joints Jumlah

: 1 unit

Kondisi operasi : Temperatur

Tabel LC.6 Komposisi Umpan Masuk pada Separator Tekanan Rendah (V-103)

Densitas BM Komponen

Laju alir

(kg/jam) 3 (kg/m )

cairan average

(kg/m 3 )

247,7861 101,7111 25,4744 DEG

EG 10012,63612 0,4105 0,5332

1,1241 0,3956 H2O

Laju alir udara, F gas = 8609,3768 kg/jam = 18980,5260 lbm/jam Laju alir cairan, F cairan = 10168,0872 kg/jam = 22416,9123 lbm/jam Laju alir udara, N gas = 230,2132 kmol/jam Laju alir cairan, N cairan = 162,7837 kmol/jam

(2,4673 atm) (47,7769 kg/kmol) ρ

(0,082 m atm/kmol K)(373,15 K)

3 3 = 3,8525 kg/m = 0,2404 lbm/m

cairan

= 103,1307 kg /m = 6,4383 lbm/ft

BM av N ( 47 , 7769 kg/kmol)(2 30,2132 kmol/jam) Volume udara, V gas

3 ,8525kg/m

3 3 = 2854,9865 m /jam = 28,0064 ft /detik

F 10168,0872 kg/jam

Volume cairan, V cairan =

1 03,1307 kg/m

3 3 = 98,5942 m /jam =0,9672 ft /detik

Kecepatan linear yang diinjinkan :

= 0 , 14 1 0,7108 ft/detik 0,2404

Diameter tangki :

V gas

D= 7,0848 ft = 2,1594 m (Walas,1988)

Tinggi kolom uap minimum = 5,5 ft (Walas,1988) Waktu tinggal = 10 menit = 600 s

V 3 0,9672 ft / s 600 s

Tinggi cairan, L cairan = = 14,7277 ft

( / 4 ) 2 D ( / 4 )( 7 , 0848 ft ) 2

Panjang kolom ; L = L cairan

D 7 , 0848 Karena L/D >3 maka spesifikasi tangki horizontal tidak dapat diterima sehingga dilakukan trial terhadap diameter

(Walas, 1988) Trial

D = 8 ft = 2,4384 m

0,9672 V 3 ft / s 600 s

Tinggi cairan, L cairan =

2 2 = 11,5505 ft = 3,52 m

( / 4 ) D ( / 4 )( 8 ft )

Panjang kolom ; L = L cairan + L uap

= 11,5505 + 5,5 = 17,05 ft = 5,197 m

L 17,05

D 8 Karena L/D <3 maka tangki horizontal dengan L = 17,05 ft dan D = 8 ft dapat diterima (Walas, 1988).

Perhitungan tebal shell tangki : P Hidrostatik = xgxl

3 2 = 103,1307 kg/m x 9,8 m/det x 3,52m

= 3,5582 kPa

= 250 kPa P

P 0 = Tekanan operasi

= 253,5582 kPa Faktor kelonggaran

= 250 kPa + 14.0598 kPa

P design = (1,2) (253,5582) = 304,2699 kPa

(Brownell dan Young,1959) Allowable stress (S) = 107546,4 Kpa (Brownell dan Young,1959) Tebal shell tangki:

Joint efficiency (E) = 0,8

t 2SE 1,2P

(304,2699 kPa) (2,4384 m)

2(107546,4 kPa)(0,8) 1,2(304,26 99 kPa)

0 , 1701 in Faktor korosi = 1/8 in

Maka tebal shell yang dibutuhkan = 0,1701 in + 1/8 in = 0,2951 in Tebal shell standar yang digunakan = 1,5 in (Brownell dan Young,1959)

Tutup tangki Diameter tutup

= 2,16 m Ratio axis

= diameter tangki

D 2 , 16 = 0,54 m

L (panjang tangki) =L s +L h L s (panjang shell)

= 14,7277 m – 2(0,6096 m) = 15,8314 m Tutup atas tangki terbuat dari bahan yang sama dengan shell sehingga tebal tutup 1,5 in.

C.17 Blower 2 (JB-102)

Fungsi : memompa campuran dari Separator II (FG-102) menuju

alur gas buang

Jenis

: blower sentrifugal

Bahan konstruksi : carbon steel Kondisi operasi : 100 ºC dan 250 kPa

Laju alir (N 3 ) = 174,1067 kmol/jam 174,1067 3 kmol/jam x 8,314 m Pa/mol.K x 373,15 K

Laju alir volum gas Q =

101 kPa

3 = 2132,3193 m /jam

Daya blower dapat dihitung dengan persamaan, 144 efisiensi Q

P (Perry dan Green, 1997)

Efisiensi blower, = 80 Sehingga,

Maka dipilih blower dengan tenaga 8 hp.

C.18 Evaporator (FE-101)

Fungsi : Menghilangkan air dari campuran bottom Separator II (FG-102)

sebelum dimasukkan ke kolom destilasi T-101

Jenis

: Long tube vertical evaporator

Fluida panas Laju alir steam masuk = 240,8679 kg/jam = 6531,0258 lbm/jam

Temperatur awal (T 1 ) = 260 °C = 500°F Temperatur akhir (T 2 ) = 260 °C = 500°F

Fluida dingin Laju alir cairan masuk = 11264,3365 kg/jam = 24833,7409 lbm/jam

Temperatur awal (t 1 ) = 100°C = 212°F Temperatur akhir (t 2 ) = 120°C = 248°F

Panas yang diserap (Q) = 400239,2044 kJ/jam = 379352,0789 Btu/jam

(1) t = beda suhu sebenarnya

Fluida Panas

Fluida dingin

Selisih

T 1 = 500 F

Temperatur yang lebih

t 2 =248 F

t 1 = 252 F t 1 = 252 F

T 2 = 500 F

t 1 =212 F

Jika, R = 0 maka t = LMTD = 269,6 F (2)

Dalam perancangan ini digunakan reboiler dengan spesifikasi: - Diameter luar tube (OD) = 1 ¼ in - Jenis tube = 12 BWG - Pitch (P T ) = 1 9/16 in triangular pitch - Panjang tube (L) = 12 ft

a Dari Tabel 8, hal. 840, Kern, 1965, evaporator untuk fluida panas steam dan fluida dingin heavy organics, diperoleh U D =6-60, dan faktor pengotor (R d )= 0,003

Diambil U 2

D = 25 Btu/jam ft F

Luas permukaan untuk perpindahan panas,

400239,204 4 Btu/jam 2

Luas permukaan luar (a ) = 0,3271 ft 2 /ft (Tabel 10, Kern)

A 2 5 6 , 2838 ft

Jumlah tube, N t

2 14,3391 buah

L a 1 2 ft 0, 3271 ft /ft

b Dari Tabel 9, hal 842, Kern, 1965, nilai yang terdekat adalah 18 tube dengan ID shell 10 in.

c Koreksi U D

12 2 ft 18 0,3271 ft /ft

70 2 , 65 ft

400239,204 4 Btu/jam Btu

A Δt

70,65 ft x 269,6 F jam 2 ft F

Fluida panas : steam, tube

2 (3) Flow area tube, a

t = 0,836 in

(Tabel 10, Kern)

a t a t t (Pers. (7.48), Kern)

(4) Kecepatan massa

G t (Pers. (7.2), Kern)

a t 240,8679

(5) Bilangan Reynold

Pada T c = 500 F

2 = 0,018 cP = 0,0435 lb

m /ft jam

(Gbr. 14, Kern)

Dari Tabel 10, Kern, untuk 1 ¼ in OD, 12 BWG, diperoleh ID = 0,902 in = 0,0752 ft

ID G

t (Pers. (7.3), Kern)

Re 17543,9858 t

(6) Taksir jH dari Gbr. 28, Kern, diperoleh jH = 50 (9) Kondensasi steam

io h = 78 btu/hr. ft . F

Fluida dingin : shell, bahan

(3 ) Flow area shell

(Pers. (7.1), Kern)

144 P T

= Diameter dalam shell = 10 in

B = Baffle spacing = 5 in

= Tube pitch = 1 9/16 in

C = Clearance = P T – OD =1 9/16 – 1 = 0,31 in

a 0,0694 ft s 2

(4 ) Kecepatan massa

G s (Pers. (7.2), Kern)

a s 24833,7409

G 357605,868 8 s m

(5 ) Bilangan Reynold

Pada t c = 230 F

2 = 1,172 cP = 2.8340 lb

m /ft jam

(Gbr. 15, Kern) Dari Gbr. 28, Kern,untuk 1 ¼ in dan 1 9/16 tri. pitch, diperoleh d e = 0,72 in.

D e =0,72/12 = 0,06 ft

s (Pers. (7.3), Kern)

μ 0,06 x 357605,868 8

Re s

(6 ) Taksir jH dari Gbr. 28, Kern, diperoleh jH = 38 (9 )

Karena viskositas rendah, maka diambil s =1

h o = 395,3874 1 = 395,3874

(10) Clean Overall coefficient, U C

U io o 78 395,3874 6 5 , 1787 Btu/jam ft 2 F

C h h o 78 395,3874 io

(Pers. (6.38), Kern)

(11) Faktor pengotor, R d U C U D 54,1785 1 9 , 915

R d 0,0349

(Pers. (6.13),

U C U D 54,1785 19,915

Kern ) R d hitung ≥ R d batas, maka spesifikasi Evaporator dapat diterima.

Pressure drop Fluida panas : Steam, tube

(1) Untuk Re t = 17543,9858

2 2 f = 0,0002 ft /in (Gbr. 26, Kern) s = 0,76

(Gbr. 6, Kern) t =1

(2) ΔP t (Pers. (7.53), Kern)

5,22 10 ID s φ t

0,0002 17543,9858 ( 12 ) ΔP 2 t

0,00002 psi

(3) Dari grafik 27, hal:837, Kern, pada diperoleh = 0,0005

= 0,00002 psi + 0,00526psi = 0,00528psi

t yang diperbolehkan = 2 psi P

Fluida panas : bahan, shell

(1 ) Untuk Re s = 7571,024

2 2 f = 0,0015 ft /in (Gbr. 29, Kern) s =1 s = 0,96

(2 ) N 1 12 (Pers. (7.43), Kern)

12 N 1 12 28 , 8

D s = 10/12 = 0,838 ft

(3 ) ΔP s (Pers. (7.44), Kern)

5,22 10 10 D e s φ s

0,0015 357605,868 8 0,8333 ΔP 28,8 s

1,5312 psi

P s yang diperbolehkan = 10 psi

C.19 Blower 3 (JB-103)

Fungsi : Memompa campuran dari Evaporator (FE-101) menuju

alur gas buang

Jenis

: blower sentrifugal

Bahan konstruksi : carbon steel Kondisi operasi : 120ºC dan 101 kPa

Laju alir (N 3 ) = 55,9427 kmol/jam 55,9427 3 kmol/jam x 8,314 m Pa/mol.K x 393,15 K

Laju alir volum gas Q =

101 kPa

3 = 1804,6601 m /jam

Daya blower dapat dihitung dengan persamaan, 144 efisiensi Q

P (Perry dan Green, 1997)

Efisiensi blower, = 80 Sehingga,

Maka dipilih blower dengan tenaga 7 hp

C.20 Pompa 3 (P-103)

Fungsi : Memompa campuran dari Evaporator (FE-101) menuju kolom

destilasi (T-101).

Jenis

: Pompa sentrifugal

Jumlah

: 1 unit

Kondisi operasi : P = 1,01 bar

T = 120 0 C Laju alir massa (F)

= 10182,5084 kg/jam = 6,2358 lbm/s

3 Densitas ( ) 3 = 26,7834 kg/m = 1,6720 lbm/ft Viskositas ( ) -4 = 2,1024 cP = 1,4128.10 lbm/ft.s

Laju alir volumetrik (Q) = 3

6,2358 lbm/s

= 3,7294 ft /s = 1673,8839 gal/mnt

1,6720 lbm/ft 3

Perencanaan Diameter Pipa pompa : Untuk aliran turbulen (Nre >2100),

= 3,9 Q De (Walas, 1988)

Untuk aliran laminar ,

De (Walas, 1988) dengan : D 3

= 3,0 Q 0,18

= diameter optimum (in) = densitas (lbm/ft )

Q = laju volumetrik (ft /s) = viskositas (cP)

Asumsi aliran turbulen, maka diameter pipa pompa : Desain pompa :

3 = 3,9 (3,7294 ft 0,13 /s ) (1,6720 lbm/ft ) = 7,5392 in

Dari Appendiks A.5 Geankoplis,1997, dipilih pipa commercial steel : Ukuran nominal

: 8 in

Schedule number

Diameter Dalam (ID) : 7,981 in = 0,6651 ft = 0,2027 m Diameter Luar (OD)

: 8,625 in

= 0,7188 ft

Inside sectional area 2 : 0,3474 ft

3,7294 3 ft /s

Kecepatan linear, v = Q/A =

2 = 10,7353 ft/s

0,3474 ft

Bilangan Reynold : N Re = ( 3 1,6720 lbm/ft )( 1 0 , 7353 ft/s )( 0,6651 ft )

1,4128.10 - 4

lbm/ft.s

4 =8,4499.10 (Turbulen)

Untuk pipa commercial steel diperoleh harga = 4,6.10 (Geankoplis,1997)

4 4 , 6 . 10 m

Pada N Re = 8,4499.10 dan /D =

0 , 0901 m

maka harga f = 0,005 (Geankoplis,1997)

Friction loss :

1 Sharp edge entrance =h c = 0,5 1 2

= 0,5 1 0 = 0,8955 ft.lbf/lbm

2 elbow 90° =h f = n.Kf.

= 2,6865 ft.lbf/lbm

2 . g c 2 ( 32 , 174 )

2 1 0 , 7353 v 2

1 check valve = h f = n.Kf.

= 3,582 ft.lbf/lbm

2 . g c 2 ( 32 , 174 )

Pipa lurus 40 ft = F f = 4f

= 2,1543 ft.lbf/lbm

1 Sharp edge exit =h ex = 1 1 A 2 2 . . g c

= 1 0 = 1,791 ft.lbf/lbm

Total friction loss : F = 11,1093 ft.lbf/lbm

Dari persamaan Bernoulli :

v 2 v 1 g z 2 z 1 F W s 0 (Geankoplis,1997)

2 dimana :

v 1 =v 2

P 1 ≈P 2 = 100 kPa = 2088,5547 lb f /ft²

= 0 ft.lb f /lb m

Z = 25 ft Maka :

32 2 , 174 ft/s

0 25 ft 0 1 1 , 1093 ft.lbf/lbm Ws 0

32 , 174 ft . lbm / lbf . s 2

Ws = -36,1093 ft.lbf/lbm

Effisiensi pompa , = 75 %

= -0,75 x Wp

Wp = 48,1457 ft.lbf/lbm

Daya pompa : P

lbm/s 4 8 ,1457 ft.lbf/lbm x

Maka dipilih pompa dengan daya motor = 1 hp

C.21 Heater 5 (E-106)

Fungsi : Menaikkan temperatur campuran sebelum menuju kolom destilasi (T-101)

Jenis

: 1-2 shell and tube exchanger Dipakai : 1 in OD Tube 18 BWG, panjang = 12 ft, 2 pass Jumlah : 1 unit

Fluida panas Laju alir steam masuk = 1579,694432 kg/jam = 3282,6483 lbm/jam

Temperatur awal (T 1 ) = 260 °C = 500°F Temperatur akhir (T 2 ) = 260 °C = 500°F

Fluida dingin Laju alir cairan masuk = 10182,5084 kg/jam = 22448,7057 lbm/jam

Temperatur awal (t 1 ) = 100°C = 212°F Temperatur akhir (t 2 ) = 197°C = 368,5°F

Panas yang diserap (Q) = 2624905,328 kJ/jam = 2487920,4292 Btu/jam (6)

t = beda suhu sebenarnya

Fluida Panas

Fluida dingin

Selisih

T 1 = 500 F

Temperatur yang lebih tinggi

t 2 = 368,5 F

t 1 = 113.4 F

T 2 = 500 F

Temperatur yang lebih rendah

t 2 –t 1 = 174.6 F 174.6 F

t 2 t 1 174,6

2 t 1 174,6 0,606

T 1 t 1 500 174,6

Jika, R = 0 maka t = LMTD = 187,331 F (7)

t c 299,3 F

Dalam perancangan ini digunakan heater dengan spesifikasi: - Diameter luar tube (OD) = 1 in - Jenis tube = 18 BWG - Pitch (P T ) = 1 1/4 in triangular pitch - Panjang tube (L) = 12 ft

m. Dari Tabel 8, hal. 840, Kern, 1965, heater untuk fluida panas steam dan fluida dingin heavy organics, diperoleh U D =6-60, dan faktor pengotor (R d )= 0,003 Diambil U 2

D = 50 Btu/jam ft F

Luas permukaan untuk perpindahan panas,

2487920,42 92 Btu/jam 2

Luas permukaan luar (a ) = 0,2618 ft 2 /ft (Tabel 10, Kern)

A 2 265,6173 ft

Jumlah tube, N t

2 8 4 , 5484 buah

L a 12 ft 0 , 2618 ft /ft

n. Dari Tabel 9, hal 842, Kern, 1965, nilai yang terdekat adalah 86 tube dengan ID shell 13,25 in.

1 2 2 ft 86 0,2618 ft /ft 270,1776 2 ft

o. Koreksi U D

2487920,42 92 Btu/jam Btu

2 A Δt 270,1776 ft x 187,331 F jam ft F

U D 2 49,1561

Fluida panas : steam, tube

2 (9) Flow area tube, a

t = 0,639 in

(Tabel 10, Kern)

a t t t (Pers. (7.48), Kern) 144 n

a 0,1908 ft t 2

(10) Kecepatan massa W

G (Pers. (7.2), Kern) t a

(11) Bilangan Reynold

Pada T c = 500 F = 0,018 cP = 0,0435 lb 2

(Gbr. 14, Kern) Dari Tabel 10, Kern, untuk 1 ¼ in OD, 12 BWG, diperoleh ID = 0,902 in = 0,0752 ft

t (Pers. (7.3), Kern)

(12) Kondensasi steam

io h =156 btu/hr. ft . F

Fluida dingin : shell, bahan

(3 ) Flow area shell

a s ft (Pers. (7.1), Kern)

144 P T

= Diameter dalam shell = 15,25 in

B = Baffle spacing = 5 in

= Tube pitch = 1,25 in

C = Clearance = P T – OD = 1,25 – 1 = 0,25 in

(4 ) Kecepatan massa

G s (Pers. (7.2), Kern)

a s 22448,7057

(5 ) Bilangan Reynold

Pada t c = 299,3 F = 1,244 cP = 3,01 lb 2

m /ft jam

(Gbr. 15, Kern) Dari Gbr. 28, Kern, untuk 1 in dan 1 1/4 tri. pitch, diperoleh d e = 0,72 in.

D e =0,72/12 = 0,06 ft

s (Pers. (7.3), Kern)

(6 ) Taksir jH dari Gbr. 28, Kern, diperoleh jH = 30

(9 ) Karena viskositas rendah, maka diambil s =1

h o = 117.8927 1 = 117,8927 (10) Clean Overall coefficient, U C

io o 156 117,8927 U

c 6 7 , 164 Btu/jam ft 2 F

o 156 117,8927

(Pers. (6.38), Kern)

(14) Faktor pengotor, R d

C D 7 , 164 49,1561 0 , 05

C D 6 7 , 164 49,1561

(Pers. (6.13), Kern)

R d hitung ≥ R d batas, maka spesifikasi heater dapat diterima.

Pressure drop Fluida panas : Steam, tube

(1) Untuk Re t = 31506,616

2 2 f = 0,00025 ft /in (Gbr. 26, Kern) s = 0,76

(Gbr. 6, Kern) t =1

(2) ΔP t (Pers. (7.53), Kern)

5,22 10 10 ID s φ t

0,00025 3106,616 ( 12 ) ΔP 2 t

0.00007 psi

(3) dari grafik 27, hal:837, Kern, pada diperoleh

2g'

= 0,00526 psi + 0,00007 psi = 0,00533 psi

t yang diperbolehkan = 2 psi P

Fluida panas : bahan, shell

(1 ) Untuk Re s = 4223,7988

2 2 f = 0,002 ft /in (Gbr. 29, Kern) s =1 s = 0,8

(2 ) N 1 12 (Pers. (7.43), Kern)

12 N 1 12 28 , 8

D s = 12/12 = 1 ft

(3 ) ΔP s (Pers. (7.44), Kern)

5,22 10 10 D e s φ s

0,002 4223,7988 1 ΔP 28,8 s

1,3127 psi

P s yang diperbolehkan = 2 psi

C.22 Kolom Distilasi 1 (T-101)

Fungsi : memisahkan campuran etilen glikol dan dietilen glikol Jenis

: sieve – tray

Bentuk : silinder vertikal dengan alas dan tutup ellipsoidal Bahan konstruksi : carbon steel SA-240 grade A Jumlah

: 1 unit

Data: Dari perhitungan neraca massa dan neraca panas diperoleh:

X LW = 0,2482

X LF = 0,991

X HW = 0,6263

D = 161,2982 kmol/jam

X HD = 0,0072

W = 1,30211 kmol/jam

X LD = 0,9928

LD = 6,5029

X HF = 0,009

log[( X LD D / X HD D )( X HW W / X LW W )] N m log(

L ,av )

Dari Fig 11.7-3, Geankoplis, hal:688 diperoleh = 0,55 maka:

N N m 3 , 9913

Efisiensi kolom destilasi dapat dinyatakan dengan persamaan

EXP

( Doherty dan Malone , 2001 )

Keterangan: µ = viskositas campuran liquid

E 0 = efisiensi kolom destilasi pada umpan (cP) = volatilitas key komponen umpan

Maka jumlah piring yang sebenarnya = 7,257/0,3562 = 20,3743 piring

21 piring Penentuan lokasi umpan masuk

N e 0,6577

N e = 0,6577 N s

21 = 0,6577 N s + N s N s = 12,6681 13 N e = 21 – 13 = 8 Jadi, umpan masuk pada piring ke – 8 dari atas.

Rancangan kolom Direncanakan :

Tray spacing (t)

= 0,5 m

Hole diameter (d o )

(Treybal, 1984) Space between hole center (p’) = 12 mm

= 4,5 mm

(Treybal, 1984) Weir height (h w )

= 5 cm Pitch = triangular ¾ in

Data : Suhu dan tekanan pada kolom distilasi T-101 adalah 468,15 K dan 1,09 atm Tabel LC.7 Komposisi bahan pada alur Vd destilasi 1 (T-101)

%mol x Mr

Vd(kmol/jam)

C 2 H 6 O 2 233,0907

C 4 H 10 O 3 1,68

234,7706 1 BM avg 62,3149

Laju alir massa gas (G`) = 0,0652 kmol/s

P BM av

(1,09 atm) (62,3149kg /kmol)

3 = 1,7623 kg/m

(0,082 m atm/kmol K)(468,15 K)

Laju alir volumetrik gas (Q) = 0 , 0652 x 22 , 4 x

= 2,5061 m /s

Tabel LC.8 Komposisi bahan pada alur Lb destilasi 1 (T-101)

Komponen

Alur Lb(kg/jam)

%massa

L (kg/m3)

%massa x L

C 2 H 6 O 2 1119,9763

C 4 H 10 O 3 4825,2654

C 3 H 4 O 3 803,3291

Laju alir massa cairan (L`) = 11,0487 kg/s

Laju alir volumetrik cairan (q) = 3 = 0.0004 m /s

Surface tension ( ) = 0,04 N/m (Lyman, 1982)

A a 0,0120

= 0,0047 Q' ρ V 2 , 6299 5 , 8873

α = 0,0744t + 0,01173 = 0,0744(0,4) + 0,01173 = 0,0489 β = 0,0304t + 0,015 = 0,0304(0,40) + 0,015 = 0,0302

C F = αlog

(q/Q)( / ) 0 , 5

ρ L ρ V 0,02

= 1,9918 m/s Asumsi 80 % kecepatan flooding

Untuk W = 0,7 T dari tabel 6.1 Treybal, diketahui bahwa luas downspout sebesar 8,8%.

A t = 1,7245 m

1 0 , 088 Column Diameter 0,5 (T) = [4(1,7245 )/π] = 1,4822 m

Weir length (W) = 0,7(1,4822) = 1,0375 m Downsput area 2 (A

d ) = 0,088(1,7245) = 0,1518 m

Active area 2 (A

a ) =A t – 2A d =1,7245 – 2(0,1518) = 1,421 m

Weir crest (h 1 ) Misalkan h 1 = 0,035 m

h 1 /T = 0,035/1,4822 = 0,0236

W eff

2 2 0 , 5 eff 2

W W eff

perhitungan diulangi dengan memakai nilai h 1 = 0,0033 m hingga nilai h 1 konstan pada nilai 0,0035 m

Perhitungan Pressure Drop Dry pressure drop

A 2 o = 0,1275 x 1,421 = 0,1812 m

Q 2,5061

A o 0 , 1812

h d 196,7066 mm 0,1967 m

Hydraulic head

Q 2 , 5061

V a = 1,7637 m/s

A a 1 , 421 T W 1 , 4822 1 , 0375

= 1,2598 m

h L 0 , 0061 0 , 725 h w 0 , 238 h w V a ρ V 1 , 225

h L 0 , 0061 0 , 725 (0,013) 0 , 238 (0,013)(1, 7637)(1,76 23)

h L 0,0087 m

Residual pressure drop

Total gas pressure drop

h G =h d +h L +h R

h G = 0,1967+ 0,0087 + 0,0271

h G = 0,2326 m

Pressure loss at liquid entrance

A da = 0,025 W = 0,025(1,0375)

h 2 = 3,64011E-05 m

2 g 0,0259

Backup in downspout

h 3 =h G +h 2

h 3 = 0,2326 + 3,64011E-05

h 3 = 0,2326 m

Karena nilai h w + h 1 + h 3 lebih kecil dari t/2, maka spesifikasi ini dapat diterima, artinya dengan rancangan plate seperti ini diharapkan tidak terjadi flooding . Check on flooding

h w +h 1 +h 3 = 0,013 +0,0035+0,2326

h w +h 1 +h 3 = 0,2491 m

t/2 = 0,5/2 = 0,25 m Spesifikasi kolom destilasi Tinggi kolom = 21 x 0,5 m = 10,5 m

Tinggi tutup

= 1 , 4822 = 0,3705 m

Tinggi total

= 10,5 + 2(0,3705) = 11,2411 m

Tekanan operasi = 1,09 atm = 101 kPa

Faktor kelonggaran = 5 % Joint efficiency = 0,8

(Brownell,1959) Allowable stress = 14.600 psia = 100662,6200 kPa (Brownell,1959)

Tekanan uap pada bagian dalam kolom destilasi: Basis perhitungan = 1 jam operasi

Laju volumetrik gas = 2,5061 m 3 /s Densitas gas (ρ 3

v ) = 1,7623 kg/m

Massa gas pada kolom destilasi = 2 , 5061 m 3 /s 1 , 7623 kg / 3 m 3600 s

= 15899,2544 kg

A A 15899,2544 kg 9,8 m/s 2

2 1,421 m

1 2 09650 , 7179 N/m 1 09 , 6507 kPa

Maka P design = (1 + 0,05) x (101 kPa + 109,6507 kPa) = 221,1833 kPa Tebal shell tangki:

t 2SE - 1,2P

t = 0,002 m = 0,0803 in 2(100662.6 200)(0,8) - 1,2(221,18 33)

Faktor korosi = 0,125 in Maka tebal shell yang dibutuhkan

= 0,0803 in +0,125 in = 0,2053in Tebal shell standar yang digunakan = 1/2 in (Brownell,1959)

C.23 Kondensor (E-107)

Fungsi : Mengubah fasa uap campuran etilen glikol menjadi fasa cair

Jenis

: 1-2 shell and tube exchanger

Dipakai : 1 in OD Tube 10 BWG, panjang = 8 ft, 2 pass Jumlah

: 1 unit

Fluida panas Laju alir umpan masuk = 10101,0101 kg/jam = 22269,0317 lbm/jam

Temperatur awal (T o

C = 386,6°F

Temperatur akhir (T 2 ) = 100°C = 212°F

Fluida dingin Laju alir air pendingin = 31087,66789 kg/jam = 68536,934 lbm/jam

Temperatur awal (t 1 ) = 30 °C = 86 °F Temperatur akhir (t 2 ) = 55 °C = 131 °F

Panas yang diserap (Q) = -2842578,632 kJ/jam = 2694234,1028 Btu/jam

(3) t = beda suhu sebenarnya

Fluida Panas

Fluida dingin

Selisih

Temperatur yang

T 1 = 386,6 F

t 2 = 131 F

t 1 = 255,6 F

lebih tinggi Temperatur yang

lebih rendah

t 2 –t 1 =

T 1 –T 2 =174,6 F

Δt 1 255,6 T 1 T 2 174,6

t 2 t 1 45

2 t 1 45 0,1497

T 1 t 1 386 , 6 86

Dari Fig 19, Kern, 1965 diperoleh F T = 0,95 Maka t = F T LMTD = 0,98 183,22 = 179,559 F

t c 108,5 F 2 2

Dalam perancangan ini digunakan kondensor dengan spesifikasi: - Diameter luar tube (OD) = 1 in - Jenis tube = 10 BWG - Pitch (P T ) = 1 1/4 in triangular pitch - Panjang tube (L) = 8 ft

d. Dari Tabel 8, hal. 840, Kern, 1965, kondensor untuk fluida panas heavy organic dan fluida dingin air, diperoleh U D = 5-75, faktor pengotor (R d ) = 0,003. Diambil U 2

D = 27 Btu/jam ft F

Luas permukaan untuk perpindahan panas,

2694234,10 28 Btu/jam 2

Luas permukaan luar (a ) = 0,2618 ft 2 /ft (Tabel 10, Kern)

A 2 5 55 , 7298 ft

Jumlah tube, N t

2 265 , 3408 buah

L a 8 ft 0,2618 ft /ft

e. Dari Tabel 9, hal 842, Kern, 1965, nilai yang terdekat adalah 282 tube dengan ID shell 25 in.

f. Koreksi U D

8 2 ft 282 0,2618 ft /ft

5 2 90 , 6208 ft

2694234,10 28 Btu/jam Btu

U D 2 2 5 , 405

A Δt 590,6208 ft 179 , 559 F jam ft F

Fluida dingin : air, tube

(4) Flow area tube, a 2

t = 0,639 in

(Tabel 10, Kern) N a '

a t t t (Pers. (7.48), Kern)

144 n

a 0,6257 ft t 2

(5) Kecepatan massa

G t (Pers. (7.2), Kern)

G t m 1 09538 , 6019

(6) Bilangan Reynold

Pada t c = 108,5 F

(Gbr. 15, Kern) Dari Tabel 10, Kern, untuk 1 in OD, 10 BWG, diperoleh ID = 0,757 in = 0,0631 ft

2 = 0,65 cP = 1,5724 lb

t (Pers. (7.3), Kern)

D 0,0631 (Taksir jH dari Gbr 24, Kern, diperoleh jH = 7 (9) Karena viskositas rendah, maka diambil t =1

h io io φ t

h io = 49,8120 1 = 49,8120

Fluida panas : shell, (bahan yaitu Etilen glikol)

(3 ) Flow area shell

(Pers. (7.1), Kern)

144 P T

= Diameter dalam shell = 25 in

B = Baffle spacing = 5 in

= Tube pitch = 1 1/4 in

C = Clearance = P T – OD = 1¼ – 1 = ¼ in

(4 ) Kecepatan massa

G s (Pers. (7.2), Kern)

(5 ) Bilangan Reynold

Pada T c = 299,3 F = 1,1 cP =2,661 lb 2

m /ft jam

(Gbr. 15, Kern)

Dari Gbr. 28, Kern, untuk 1 in dan 1 1/4 tri pitch, diperoleh d e = 0,72 in.

D e =0,72/12 = 0,06 ft

s (Pers. (7.3), Kern)

(6 ) Taksir jH dari Gbr. 28, Kern, diperoleh jH =25 (9 )

Karena viskositas rendah, maka diambil s =1

h o = 69,948 1 = 69,948

(10) Clean Overall coefficient ,U C

h io h o 49,8120 6 9 , 948

U 2 C 2 9 , 094 Btu/jam ft F

h io h o 49,8120 6 9 , 948

(Pers. (6.38), Kern)

(12) Faktor pengotor, R d U C U D 29,094 2 5 , 405

R d 0,00499 U C U D 2 9 , 094 25 , 405

(Pers. (6.13), Kern) R d hitung ≥ R d batas, maka spesifikasi condensor dapat diterima.

Pressure drop Fluida dingin : air, tube

(1) Untuk Re t = 4394,5524

2 2 f = 0,00042 ft /in (Gbr. 26, Kern) s = 0,98

(Gbr. 6, Kern) t =1

(3) ΔP t (Pers. (7.53), Kern)

5,22 10 10 ID s φ t 2

0,00042 109538,601 9 ( 8 ) ΔP 2 t

0,02499 psi

(3) Dari grafik 27, hal:837, Kern, pada diperoleh

0,0082 psi P T = P t + P r

= 0,0082 psi + 0,02499 psi = 0,03315 psi

t yang diperbolehkan = 2 psi P

Fluida panas : shell (bahan yaitu Etilen glikol)

(1 ) Untuk Re s = 2892,2016

2 2 f = 0,0012 ft /in (Gbr. 29, Kern) s =1 s = 0,58

(2 ) N 1 12 (Pers. (7.43), Kern)

8 N 1 12 19 , 2

D s = 25 in = 2,0833 ft

(3 ) ΔP s (Pers. (7.44), Kern)

2 5,22 10 10 D

1 0,0012 128269,622 7 2,0833 ΔP 19,2 s

0,2174 psi P s yang diperbolehkan = 2 psi

C.24 Drum Penampung (D-101)

Fungsi : Menampung distilat dari kolom destilasi (T-101) Bentuk

: Silinder horizontal dengan tutup ellipsoidal Bahan konstruksi

: Carbon steel SA-240 grade A

Jenis sambungan

: Double welded butt joints

Jumlah

: 1 unit

Tabel LC.4 Komposisi bahan pada akumulator (V-102)

Laju massa

% berat

densitas

(kg/jam)

(kg/m^3)

C 2 H 6 O 2 10000

Kondisi operasi : Temperatur

Laju alir massa

= 10101,0101kg/jam

Kebutuhan perancangan = 1 jam Faktor kelonggaran

3 Densitas campuran = 248,3207 kg/m

Perhitungan:

a. Volume tangki 10101,0101 kg/jam x 0,5 jam 3

Volume larutan, V l =

3 = 20,3386 m

248,3207 kg/m

3 3 Volume tangki, V

= (1 + 0,2) x 20,3386 m = 24,4064 m

Fraksi volum =

Dari tabel 10.64 pada buku Perry, Chemical Engineering Handbook diperoleh Untuk fraksi volum 0,8333 maka H/D = 0,6667

Volume tangki, V

Dimana cos α = 1-2H/D cos α = 1-2(0,6667) cos α = -0,3333

α = 1,9106 derajat

Asumsi panjang tangki (L t ) = 10 m

2 Maka, volume tangki, V

= LR

sin cos

24,4064 m = 10 R

sin 1 , 9106 cos 1 , 9106

57 , 30 R (radius) = 2,4189 m

D (diameter) = 4,8377 m

H (tinggi cairan) = 3,2252 m

b. Tebal shell tangki

P Hidrostatik = xgxl

3 2 = 248,3207 kg/m x 9,8 m/det x 3,2252 m = 7849 Pa = 7,849 kPa

= 101 kPa P

P 0 = Tekanan operasi

= 1,01 bar

= 7,849 kPa + 101 kPa

= 108,849 kPa

Faktor kelonggaran

P design = (1,2) (108,849)

= 130,618 kPa

Joint efficiency (E) = 0,8 (Brownell dan Young,1959) Allowable stress (S)

= 14.600 psia = 12650 kPa

(Brownell dan Young,1959) Tebal shell tangki:

t 2SE 1,2P

(130,618) (4,8377 m)

2(14600kPa )(0,8) 1,2(130,61 8 kPa) 0,027 m 1,072 in

Faktor korosi = 1/8 in Maka tebal shell yang dibutuhkan = 1,072 in + 1/8 in = 1,197 in Tebal shell standar yang digunakan = 1 3/8 in (Brownell dan Young,1959)

c. Tutup tangki Diameter tutup

= 4,8377 m Ratio axis

= diameter tangki

D 4 , 8377 = 1,2094 m

L t (panjang tangki) =L s +L h L s (panjang shell)

= 12 m – 2(1,2904 m) = 9,5811 m

Tutup atas tangki terbuat dari bahan yang sama dengan shell sehingga tebal tutup 1 3/8 in.

C.25 Pompa Refluk Destilat (P-104)

Fungsi : Memompa campuran refluk destilat dari drum penampung (D-101)

ke Destilasi (T-101).

Jenis

: Pompa sentrifugal

Jumlah

: 1 unit

Kondisi operasi : P = 1,01 bar

T = 100 0 C

Laju alir massa (F)

= 72,7041 kg/jam

= 0,0445 lbm/s

3 Densitas ( ) 3 = 15,0338 kg/m = 0,9385 lbm/ft Viskositas ( ) -4 = 0,2689 cP = 1,8070.10 lbm/ft.s

Laju alir volumetrik (Q) = 3

0,0445 lbm/s

= 0,0474 ft /s

0,9385 lbm/ft 3

= 21,293 gal/mnt Perencanaan Diameter Pipa pompa : Untuk aliran turbulen (Nre >2100),

= 3,9 Q De (Walas, 1988) Untuk aliran laminar ,

De (Walas, 1988) dengan : D 3

= 3,0 Q 0,18

= diameter optimum (in) = densitas (lbm/ft )

Q = laju volumetrik (ft /s) = viskositas (cP)

Asumsi aliran turbulen, maka diameter pipa pompa : Desain pompa :

Di 0,13

,opt

= 3,9 (Q) ()

3 = 3,9 (0,0474 ft 0,13 /s ) (0,9385 lbm/ft )

= 0,9812 in

Dari Appendiks A.5 Geankoplis,1997, dipilih pipa commercial steel : Ukuran nominal

: 1 in

Schedule number

Diameter Dalam (ID) : 1,049 in = 0,0874 ft = 00266 m Diameter Luar (OD)

: 1,315 in = 0,1096 ft Inside sectional area 2 : 0,006 ft

0,0474 3 ft /s

Kecepatan linear, v = Q/A =

2 = 7,9066 ft/s

0,006 ft v D

Bilangan Reynold : N Re = ( 0,9385 lbm/ft 3 )( 7 , 9066 ft/s )( 0,0874 ft )

1,8070.10 lbm/ft.s

3 = 3,589.10 (Laminar)

Untuk pipa commercial steel diperoleh harga = 4,6.10 (Geankoplis,1997)

4 4 , 6 . 10 m

Pada N Re = 2,8533.10 dan /D =

0 , 0266 m

maka harga f = 0,005 (Geankoplis,1997)

Friction loss :

1 Sharp edge entrance =h c = 0,5 1 2

= 0,5 1 0 = 0,9715 ft.lbf/lbm

2 v 2 7 , 9066

2 elbow 90° =h f = n.Kf.

= 1,4572 ft.lbf/lbm

2 . g c 2 ( 32 , 174 )

2 v 2 7 , 9066

1 check valve = h f = n.Kf.

= 1,943 ft.lbf/lbm

2 . g c 2 ( 32 , 174 )

Pipa lurus 80 ft = F f = 4f

= 17,7816 ft.lbf/lbm

0,0874 . 2 . 32 , 174 2 A 2

1 Sharp edge exit =h ex = 1 A 2 2 . . g c

= 1 0 = 1,943 ft.lbf/lbm

Total friction loss : F = 24,0963 ft.lbf/lbm

Dari persamaan Bernoulli :

v 2 v 1 g z 2 z 1 F W s 0 (Geankoplis,1997)

2 dimana :

v 1 =v 2

P 1 ≈P 2 = 110 kPa = 2297,4102 lb f /ft²

= 0 ft.lb f /lb m

Z = 50 ft Maka :

32 , 174 ft/s 2

0 2 80 ft 0 24,0963 ft.lbf/lbm Ws 0

32 , 174 ft . lbm / lbf . s Ws = -64,0963 ft.lbf/lbm

Effisiensi pompa , = 75 %

= -0,75 x Wp

Wp = 85,4618 ft.lbf/lbm

Daya pompa : P

= m x Wp

72,7041 1 hp

lbm/s 8 5 , 4618 ft.lbf/lbm x

Maka dipilih pompa dengan daya motor = 1/20 hp

C.26 Pompa Destilat (P-104)

Fungsi : Memompa destilat dari Drum penampung (D-101) ke Cooler 2

(E-107)

Jenis

: Pompa sentrifugal

Jumlah

: 1 unit

Kondisi operasi : P = 1,01 bar

T = 100 0 C

Laju alir massa (F) = 10101,0101 kg/jam = 6,1858 lbm/s

3 Densitas ( ) 3 = 15,0338 kg/m = 0,9385 lbm/ft Viskositas ( ) -4 = 0,2689 cP = 1,8070.10 lbm/ft.s

6,1858 lbm/s 3

Laju alir volumetrik (Q) =

3 = 6,591 ft /s

0,9385 lbm/ft

= 2958,237 gal/mnt Perencanaan Diameter Pipa pompa : Untuk aliran turbulen (Nre >2100),

= 3,9 Q De (Walas, 1988) Untuk aliran laminar ,

De (Walas, 1988) dengan : D 3

= 3,0 Q 0,18

= diameter optimum (in) = densitas (lbm/ft )

Q = laju volumetrik (ft /s) = viskositas (cP)

Asumsi aliran turbulen, maka diameter pipa pompa :

Desain pompa :

3 = 3,9 (6,591 ft 0,13 /s ) (0,9385 lbm/ft ) = 9,0367 in

Dari Appendiks A.5 Geankoplis,1997, dipilih pipa commercial steel : Ukuran nominal

: 10 in

Schedule number

Diameter Dalam (ID) : 9,564 in = 0,797 ft = 0,2429 m Diameter Luar (OD)

: 10,75 in

= 0,8958 ft

Inside sectional area 2 : 0,4986 ft

6,591 ft 3 /s

Kecepatan linear, v = Q/A =

2 = 13,2183 ft/s

0,4986 ft v D

Bilangan Reynold : N Re = ( 3 0,9385 lbm/ft )( 1 3 , 2183 ft/s )( 0,797 ft )

1,8070.10 - 4

lbm/ft.s

4 = 5,4717.10 (Turbulen)

Untuk pipa commercial steel diperoleh harga = 4,6.10 (Geankoplis,1997)

4 4 , 6 . 10 5 m

Pada N Re = 5,4717.10 dan /D =

0 , 2429 m

maka harga f = 0,005 (Geankoplis,1997)

Friction loss :

1 Sharp edge entrance =h c = 0,5 1 2

= 0,5 1 0 = 1,3576 ft.lbf/lbm

2 v 2 13,2183

2 elbow 90° =h f = n.Kf.

= 4,0729 ft.lbf/lbm

2 . g c 2 ( 32 , 174 )

2 v 2 13,2183

1 check valve = h f = n.Kf.

= 5,4305 ft.lbf/lbm

2 . g c 2 ( 32 , 174 )

Pipa lurus 80 ft = F f = 4f

= 5,451 ft.lbf/lbm

0,797 . 2 . 32 , 174 2 A 2

1 Sharp edge exit =h ex = 1 A 2 2 . . g c

= 1 0 = 5,4305 ft.lbf/lbm

Total friction loss : F = 21,7427 ft.lbf/lbm

Dari persamaan Bernoulli :

2 v 1 g z 2 z 1 F W s 0 (Geankoplis,1997)

2 dimana :

v 1 =v 2

P 1 ≈P 2 = 100 kPa = 2088,5547 lb f /ft²

= 0 ft.lb f /lb m

Z = 40 ft Maka :

32 2 , 174 ft/s

0 2 80 ft 0 21,7427 ft.lbf/lbm Ws 0

32 , 174 ft . lbm / lbf . s Ws = -61,7427 ft.lbf/lbm

Effisiensi pompa , = 75 %

= -0,75 x Wp

Wp = 82,3236 ft.lbf/lbm

Daya pompa : P

= m x Wp

10101,0101 1 hp

lbm/s 8 2 , 3236 ft.lbf/lbm x

Maka dipilih pompa dengan daya motor = 1 hp

C.27 Cooler 2 (E-108)

Fungsi : Mendinginkan campuran etilen glikol menjadi fasa cair Jenis

: 2-4 shell and tube exchanger

Dipakai : ¾ in OD Tube 10 BWG, panjang = 12 ft, 2 pass Jumlah

: 1 unit

Fluida panas Laju alir umpan masuk = 10101,0101 kg/jam = 22269,03173 lbm/jam Temperatur awal (T o

C = 212°F

Temperatur akhir (T 2 ) = 31°C = 87,8°F

Fluida dingin Laju alir air pendingin = 20602,4046 kg/jam = 45420,76458 lbm/jam

Temperatur awal (t 1 ) = 30 °C = 86 °F Temperatur akhir (t 2 ) = 55 °C = 131 °F

Panas yang diserap (Q) = -2152951,281 kJ/jam = 2040596,06208 Btu/jam

(1) t = beda suhu sebenarnya

Fluida Panas

Fluida dingin

Selisih

Temperatur yang

lebih tinggi Temperatur yang

T 2 = 86,18 F

t 1 = 86 F

t 2 = 1,8 F

lebih rendah

2 t – t 1 = T 1 –T 2 = 124,2 F

t 2 –t 1 =

Selisih

45 F

79,2 F

Δt 2 Δt 1 79,2

Dari Fig 19, Kern, 1965 diperoleh F T = 0,95 Maka t = F T LMTD = 0,98 20,8= 19,77 F

t c 108,5 F 2 2

Dalam perancangan ini digunakan kondensor dengan spesifikasi: - Diameter luar tube (OD) = ¾ in - Jenis tube = 10 BWG - Pitch (P T ) = 15/16 in triangular pitch - Panjang tube (L) = 12 ft

g. Dari Tabel 8, hal. 840, Kern, 1965, kondensor untuk fluida panas heavy organic dan fluida dingin air, diperoleh U D = 5-75, faktor pengotor (R d ) = 0,003.

Diambil U 2

D = 70 Btu/jam ft F

Luas permukaan untuk perpindahan panas,

2040596,06 208 Btu/jam 2

A 1474 , 87288 ft

Luas permukaan luar (a ) = 0,1963 ft 2 /ft (Tabel 10, Kern)

A 2 1474 , 8788 ft

Jumlah tube, N t

2 626 , 11347 buah

L a 12 ft 0,1963 ft /ft

h. Dari Tabel 9, hal 842, Kern, 1965, nilai yang terdekat adalah 640 tube dengan ID shell 29 in.

i. Koreksi U D

1 2 ft 640 0,1963 ft 2 /ft 1507 2 , 584 ft

2040596,06 208 Btu/jam Btu

U D 2 68 , 48116

A Δt 1507,584 ft 19 , 77 F jam ft F

Fluida dingin : air, tube

2 (3) Flow area tube, a

t = 0,182 in

(Tabel 10, Kern)

a t t t (Pers. (7.48), Kern)

(4) Kecepatan massa

G t (Pers. (7.2), Kern)

(5) Bilangan Reynold

Pada t c = 108,5 F

(Gbr. 15, Kern) Dari Tabel 10, Kern, untuk ¾ in OD, 10 BWG, diperoleh ID = 0,482 in = 0,04 ft

2 = 0,75 cP = 1,814 lb

t (Pers. (7.3), Kern)

Re t = 4972,51692

(6) Taksir jH dari Gbr 24, Kern, diperoleh jH = 8 Karena viskositas rendah, maka diambil t =1

h io io φ t

h io = 79,322 1 = 79,322

Fluida panas : shell, bahan

(3 ) Flow area shell

(Pers. (7.1), Kern)

144 P T

= Diameter dalam shell = 29 in

B = Baffle spacing = 5 in

= Tube pitch = 15/16 in =0,9375 in

C = Clearance = P T – OD =1¼ – 15/16 = 0,1875 in

a 0,20139 ft s 2

(4 ) Kecepatan massa

G s (Pers. (7.2), Kern)

G s m 1 10577 , 26099

(5 ) Bilangan Reynold

Pada T c = 149,9 F = 1,12 cP 2,70939 lb 2

m /ft jam

(Gbr. 15, Kern)

Dari Gbr. 28, Kern, untuk ¾ in dan 15/16 triangular pitch, diperoleh d e = 0,55 in.

D e =0,55/12 = 0,046 ft

s (Pers. (7.3), Kern)

(6 ) Taksir jH dari Gbr. 28, Kern, diperoleh jH = 70 (9 )

Karena viskositas rendah, maka diambil s =1

h o = 296 , 15736 1= 296 , 15736

(10) Clean Overall coefficient ,U C

h io h o 79,32212 296 , 15736

C 87 , 56488 Btu/jam ft

h io h o 79,32212 296 , 15736

(Pers. (6.38), Kern)

(13) Faktor pengotor, R d U C U D 87 , 56488 6 8 , 48116

R d 0,00318 U C U D 87 , 56488 68,48116

(Pers. (6.13), Kern) R d hitung ≥ R d batas, maka spesifikasi cooler dapat diterima.

Pressure drop Fluida dingin : air, tube

(1) Untuk Re t = 4972,51692

2 2 f = 0,00036 ft /in (Gbr. 26, Kern) s = 0,99

(Gbr. 6, Kern) t =1

(4) ΔP t (Pers. (7.53), Kern)

5,22 10 ID s φ t

0,00036 5224608,17 649 ( 12 ) ΔP 4 t

0 , 41997 psi

(3) Dari grafik 27, hal:837, Kern, pada diperoleh

= 0,41997 psi + 0,01616 psi = 0,43614 psi

t yang diperbolehkan = 10 psi P

Fluida panas : bahan, shell

(1 ) Untuk Re s = 1870,5763

2 2 f = 0,0015 ft /in (Gbr. 29, Kern) s =1 s = 0,66

(2 ) N 1 12 (Pers. (7.43), Kern)

8 N 1 12 28 , 8

D s = 29 in = 2,41667 ft

(3 ) ΔP s (Pers. (7.44), Kern)

2 5,22 10 10 D

1 0,0015 110577,260 99 2,41667 ΔP 28,8 s

0 , 80842 psi

P s yang diperbolehkan = 2 psi

C.28 Tangki Penyimpanan Etilen Glikol (TT-104)

Fungsi : Untuk menyimpan larutan Etilen Glikol Bentuk : Tangki silinder vertikal dengan alas datar dan tutup ellipsoidal

Bahan : Carbon steel, SA – 240 Grade A Jumlah : 10 unit Lama Penyimpanan : 7 hari Kondisi Operasi :

- Temperatur (T) = 30 0 C - Tekanan ( P)

= 1,1 bar

A. Volume Tangki Kebutuhan larutan Etilen Glikol per jam = 10101,0101 kg/jam Total massa bahan dalam tangki = 10101,0101 kg/jam×24 jam/hari×7 hari

= 1.696.969,6970 kg

Direncanakan 10 buah tangki, sehingga:

1.696.969, 6970 kg

Total massa bahan dalam tangki = 169.969,96 97 kg

Densitas Bahan dalam tangki

= 1,1151 kg/liter

169.969,96 97 kg

Total volume bahan dalam tangki

=152185,3104 liter

1 , 1151 kg/liter

= 152,1853 m 3

Faktor kelonggaran = 20 % (Perry dan Green, 1999) Volume tangki, V T = (1 + 0,2) x 152185,3104 liter

= 1,2 x 152185,3104 = 182622,3725 liter

3 = 182,6224 m

Perbandingan tinggi tangki dengan diameter tangki (H s :D t )=3:2

Volume silinder (V s ) =

D t Hs (Hs : D t = 3 : 2)

Tutup tangki berbentuk ellipsoidal dengan rasio axis major terhadap minor 2 :

1, sehingga : Tinggi head (H 1

h )= / 6 D (Brownell dan Young, 1959)

2 Volume tutup (V

h ) ellipsoidal = /4 D H h

V t =V s +V h (Brownell dan Young, 1959)

Diameter tangki (D) 3 3 51,028 dm

10 10 = 5,1028 m = 200,8973 in

3 Tinggi silinder (H 3

s )= / 2 D = / 2 5,1028 m = 7,6542 m

1 Tinggi tutup ellipsoidal (H 1

h ) = / 4 D= / 4 5,1028 m = 1,2757 m

Tinggi Tangki (H T )=H s +H h = 8,9299 m

B. Tekanan Desain Tinggi bahan dalam tangki Volume tangki = 10 /24 D 3

3 = 10 /24 (5,1028 m)

3 = 173,9261 m

Tinggi tangki = 8,9299 m volume bahan dalam tangki tinggi tangki

Tinggi bahan dalam tangki =

volume tangki 152,1853 8,9299

173,9261 = 7,81375 m

Tekanan hidrostatis = Densitas bahan g tinggi cairan dalam tangki = 1115,068 9,8 7,8137

= 85442,1926 Pa = 0,8432 atm

Tekanan operasi

= 1,01 bar = 0,9968 atm

Faktor keamanan untuk tekanan = 20 % P desain

= 2,208 atm = 32,4495 psia

C. Tebal dinding tangki (bagian silinder) - Faktor korosi (C)

: 0,125 in/tahun (Timmerhaus dkk,2004) - Allowable working stress (S) : 16.250 lb/in 2

(Brownell dan Young, 1959) - Efisiensi sambungan (E)

- Umur alat (A) direncanakan : 10 tahun

Tebal silinder (d)

( C A ) (Timmerhaus dkk, 2004)

SE 0,6P

dimana : d = tebal dinding tangki bagian silinder (in)

P = tekanan desain (psi) R = jari-jari dalam tangki (in) = D/2 S = stress yang diizinkan

E = efisiensi pengelasan 32,4495 1 00 , 4486

d 0 , 125 10 16250 0 , 80 0 , 6 32,4495

1,5011 in

Dipilih tebal silinder standar = 1,5 in

D. Tebal dinding head (tutup tangki) - Faktor korosi (C)

: 0,125 in/tahun (Timmerhaus dkk,2004) - Allowable working stress (S) : 16.250 lb/in 2

(Brownell dan Young, 1959) - Efisiensi sambungan (E)

- Umur alat (A) direncanakan : 10 tahun

P Di

- Tebal head (dh) ( C A ) (Timmerhaus dkk, 2004)

2SE 0,2P

dimana : dh = tebal dinding head (tutup tangki) (in)

P = tekanan desain (psi) Di = diameter tangki (in) S = stress yang diizinkan

E = efisiensi pengelasan 32,4495 2 00 , 8973

dh 0 , 125 10

1,5008 in

Dipilih tebal head standar = 1,5 in

C.29 Pompa Reboiler (P-106)

Fungsi

: Memompa campuran bottom destilasi ke reboiler

Jenis

: Pompa sentrifugal

Jumlah

: 1 unit

Kondisi operasi : P = 1,41 bar

T = 197 0 C

Laju alir massa (F) = 6748,5708 kg/jam = 4,1328 lbm/s

3 Densitas ( ) 3 = 18,4425 kg/m = 1,1513 lbm/ft Viskositas ( ) -4 = 0,2246 cP = 1,5096.10 lbm/ft.s

4,1328 lbm/s 3

Laju alir volumetrik (Q) =

3 = 3,5896 ft /s

1,1513 lbm/ft

= 1611,1663 gal/mnt Perencanaan Diameter Pipa pompa : Untuk aliran turbulen (Nre >2100),

= 3,9 Q De (Walas, 1988)

Untuk aliran laminar ,

De (Walas, 1988) dengan : D 3

= 3,0 Q 0,18

= diameter optimum (in) = densitas (lbm/ft )

Q = laju volumetrik (ft /s) = viskositas (cP)

Asumsi aliran turbulen, maka diameter pipa pompa : Desain pompa :

3 = 3,9 (3,5896 ft 0,13 /s ) (1,1513 lbm/ft ) = 7,0597 in

Dari Appendiks A.5 Geankoplis,1997, dipilih pipa commercial steel : Ukuran nominal

: 8 in

Schedule number

Diameter Dalam (ID) : 7,625 in = 0,6354 ft = 0,1937m Diameter Luar (OD)

: 8,625in

= 0,7187 ft

Inside sectional area 2 : 0,3171 ft 3,5896 3 ft /s

Kecepatan linear, v = Q/A =

2 = 11,3199 ft/s

0,3171 ft

Bilangan Reynold : N Re = ( 3 1,1513 lbm/ft )( 1 1 , 3199 ft/s )( 0,6354 ft )

1,4128.10 lbm/ft.s

4 =5,4859.10 (Turbulen)

Untuk pipa commercial steel diperoleh harga = 4,6.10 (Geankoplis,1997)

4 4 , 6 . 10 5 m

Pada N Re = 5,4859.10 dan /D =

0 , 1937 m

maka harga f = 0,005 (Geankoplis,1997)

Friction loss :

1 Sharp edge entrance =h c = 0,5 1

= 0,5 1 0 = 0,9957 ft.lbf/lbm

2 v 2 1 1 , 3199

2 elbow 90° =h f = n.Kf.

= 2,9871 ft.lbf/lbm

2 . g c 2 ( 32 , 174 )

2 v 2 1 1 , 3199

1 check valve = h f = n.Kf.

= 3,9827 ft.lbf/lbm

2 . g c 2 ( 32 , 174 )

Pipa lurus 30 ft = F f = 4f

= 1,8804 ft.lbf/lbm

1 Sharp edge exit =h ex = 1 1 A 2 2 . . g c

= 1 0 = 1,9914 ft.lbf/lbm

Total friction loss : F = 11,8373 ft.lbf/lbm

Dari persamaan Bernoulli :

v 2 v 1 g z 2 z 1 F W s 0 (Geankoplis,1997)

2 dimana :

v 1 =v 2

P 1 ≈P 2 = 100 kPa = 2088,5547 lb f /ft²

= 0 ft.lb f /lb m

Z = 30 ft Maka :

32 , 174 ft/s 2

0 2 30 ft 0 1 1 , 8373 ft.lbf/lbm Ws 0

32 , 174 ft . lbm / lbf . s Ws = -41,8373 ft.lbf/lbm

Effisiensi pompa , = 75 %

= -0,75 x Wp

Wp = 55,783 ft.lbf/lbm

Daya pompa : P

lbm/s 5 5 , 783 ft.lbf/lbm x

Maka dipilih pompa dengan daya motor = 1 hp

C.30 Reboiler (E-109)

Fungsi : Menaikkan temperatur campuran bottom sebelum dimasukkan ke

kolom destilasi T-101

Jenis

: 1-2 shell and tube exchanger

Dipakai : 1 ¼ in OD Tube 18 BWG, panjang = 12 ft, 2 pass

Fluida panas Laju alir steam masuk = 529,08968 kg/jam = 1166,44917 lbm/jam

Temperatur awal (T 1 ) = 260 °C = 500°F Temperatur akhir (T 2 ) = 260 °C = 500°F

Fluida dingin Laju alir cairan masuk = 6748,5708 kg/jam = 14878,12965lbm/jam

Temperatur awal (t 1 ) = 197°C = 386,6°F Temperatur akhir (t 2 ) = 252°C = 485,6°F

Panas yang diserap (Q) = 879163,8989 kJ/jam = 833283,31932 Btu/jam

(7) t = beda suhu sebenarnya

Fluida Panas

Fluida dingin

Selisih

Temperatur yang lebih

T 1 = 500 F

t 2 =386,6 F

t 1 = 14,4 F

tinggi Temperatur yang lebih

T 2 = 500 F

t 1 = 485,6 F

t 2 = 113,4 F

2 Δt 1 99 47,97225 F

LMTD

Δt 2 113,4

Δt 1 14,4

T 1 t 1 500 485 , 5

Jika, R = 0 maka t = LMTD = 47,97225 F (8)

c 436,1 F

Dalam perancangan ini digunakan reboiler dengan spesifikasi: - Diameter luar tube (OD) = 1 ¼ in - Jenis tube = 18 BWG - Pitch (P T ) = 1 9/16 in Triangular pitch - Panjang tube (L) = 12 ft

d Dari Tabel 8, hal. 840, Kern, 1965, reboiler untuk fluida panas steam dan fluida dingin heavy organics, diperoleh U D =6-60, dan faktor pengotor (R d )= 0,001

Diambil U 2

D = 59 Btu/jam ft F

Luas permukaan untuk perpindahan panas,

833283,319 32 Btu/jam

47,97225 o F

jam ft F

Luas permukaan luar (a ) = 0,3271 ft 2 /ft (Tabel 10, Kern)

2 ft A 2 94 , 40868

Jumlah tube, N t

2 7 5 , 00476 buah

L a 1 2 ft 0, 3271 ft /ft

e Dari Tabel 9, hal 842, Kern, 1965, nilai yang terdekat adalah 95 tube dengan ID shell 19 ¼ in.

f Koreksi U D

12 2 ft 95 0,3271 ft /ft

3 2 72 , 894 ft

833283,319 32 Btu/jam Btu U

D A Δt 372,894 ft x 47,97225 F 2 jam ft

Fluida panas : steam, tube

2 (6) Flow area tube, a

t = 1,04in

(Tabel 10, Kern)

a t t t (Pers. (7.48), Kern)

(7) Kecepatan massa

G t (Pers. (7.2), Kern)

a t 1166,44917

(8) Bilangan Reynold

Pada T c = 500 F

2 = 0,0178 cP = 0,0435 lb

m /ft jam

(Gbr. 14, Kern)

Dari Tabel 10, Kern, untuk 1 1/4 in OD, 18 BWG, diperoleh ID = 1,15 in = 0,09583 ft

ID G

t (Pers. (7.3), Kern)

(9) Kondensasi steam

io h = 92 btu/hr. ft . F

Fluida dingin : shell, bahan

(3 ) Flow area shell (3 ) Flow area shell

(Pers. (7.1), Kern)

144 P T

= Diameter dalam shell = 19,25 in

B = Baffle spacing = 5 in

= Tube pitch = 1,56 in

C = Clearance = P T – OD = 1,25 – 1 = 0,25 in

(4 ) Kecepatan massa

G s (Pers. (7.2), Kern)

(5 ) Bilangan Reynold

Pada t c = 436,1 F

2 = 1,265 cP = 3,06228 lb

m /ft jam

(Gbr. 15, Kern) Dari Gbr. 28, Kern, untuk 1 in dan 1 1/4 tri. pitch, diperoleh d e = 1,48 in.

D e =1,48/12 = 0,123 ft

s (Pers. (7.3), Kern)

(6 ) Taksir jH dari Gbr. 28, Kern, diperoleh jH = 38 (9 )

Karena viskositas rendah, maka diambil s =1

h o = 132,11737 1 = 132,11737 (10) Clean Overall coefficient, U C

92 1 32 , 11737 2 U

h h io o

5 4 , 26602 Btu/jam ft

C h h o 92 1 32 , 11737 7 io

(Pers. (6.38), Kern)

(12) Faktor pengotor, R d U C U D 54,266028 4 6 , 5819

R d 0,00304 U C U D 54,26602 46,5819

(Pers. (6.13), Kern) R d hitung ≥ R d batas, maka spesifikasi reboiler dapat diterima.

Pressure drop Fluida panas : Steam, tube

(1) Untuk Re t = 7483,27368

2 2 f = 0,00025 ft /in (Gbr. 26, Kern) s = 0,0244

(Gbr. 6, Kern) t =1

ΔP t (Pers. (7.53), Kern)

5,22 10 ID s φ t

0,00018 3400,17571 ( 12 ) ΔP 2 t

(3) Dari grafik 27, hal:837, Kern, pada diperoleh = 0,0005

= 0,00057 psi + 0,16363 psi = 0,16419 psi

t yang diperbolehkan = 2 psi P

Fluida panas : bahan, shell

(1 ) Untuk Re s = 4482,45363

2 2 f = 0,0012 ft /in (Gbr. 29, Kern) s =1 s = 0,946

(2 ) N 1 12 (Pers. (7.43), Kern)

12 N 1 12 28 , 8

D s = 19,25/12 = 1,60417 ft

(3 ) ΔP s (Pers. (7.44), Kern)

5,22 10 10 D e s φ s

0,0012 111296,138 68 1,60417 ΔP 28,8 s

0,11267 psi P s yang diperbolehkan = 10 psi

C.31 Flash Drum (V-101)

Fungsi : Memisahkan fasa cair Etilen karbonat dan dietilen

glikol dari campuran fasa gas

Bentuk : Silinder vertikal dengan alas dan tutup elipsoidal Bahan konstruksi

: Carbon steel SA-240, Grade A

Jenis sambungan

: Double welded butt joints

Jumlah

: 1 unit

Tabel LC.6 Komposisi bahan masuk ke Flash Drum Komponen

F (kg/jam) N (kmol)

C 2 H 6 O 2 12,6361 0,2179

C 4 H 10 O 3 59,2110 0,8001

C 3 H 4 O 3 9,0636 0,5035

Data perhitungan

Temperatur

T = 250 C (523,15 K)

Tekanan operasi

P = 1,41 atm (141,325 kPa)

Kebutuhan perancangan t = 0,75 jam

Perhitungan ukuran flash drum :

1. m campuran = F × t = 60,683 kg

P Mr avg campuran

(Perry, 1997)

R T 1,41 (atm) 93,75

0,082057 (atm m /kmol K) 523,15 (K)

3 = 3,079 kg/m

V campuran = m campuran / campuran

3 = 19,7066 m

Faktor kelonggaran : 20 %

Volume tangki flash drum :

V = 1,2 × V campuran

V = 1,2 × 19,7066 = 23,648 m³

2. Direncanakan Tinggi shell tangki : diameter tangki

;H s : D=3:2

Tinggi tutup tangki : diameter tangki

;H h : D=1:4

Volume shell tangki (V s )

s V =¼ πD H s

Volume tutup tangki (V h ) elipsoidal

D 3 (Brownell,1959)

Volume tangki (V)

Maka, diameter tangki

D = 2,316 m

tinggi shell tangki

D = 3,474 m

tinggi tutup tangki

h D = 0,579 m

tinggi tangki

H t =H s +2H h = 6,632 m

3. Tebal shell tangki dan tutup tangki Tekanan operasi :

P operasi = 141,325 kPa Faktor keamanan : 20 % P design = (1,2) (141,325 kPa)

= 169,590 kPa = 24,597 psia

Joint efficiency : E = 0,8 (Brownell, 1959) Allowable stress : S = 14150 psia

(Brownell, 1959) Faktor korosi : C = 1 / 10 in (Timmerhause,2004) Umur alat : n = 10 tahun

Tebal shell tangki :

2 S E 1,2 P (24,597 psia) (2,316 m) (39,37 in/m)

10 ( 1 10 in ) 2(14150 psia)(0,8) 1,2(24,579 psia)

1,0992 in

Tebal shell standar yang digunakan = 1 1 /

8 in (Brownell, 1959)

Tebal tutup tangki :

2 S E 1,2 P (24,597 psia) (2,316 m) (39,37 in/m)

10 ( 1 10 in ) 2(14150 psia)(0,8) 1,2(24,579 psia)

1,0992 in

1 Tebal tutup standar yang digunakan = 1 /

8 in (Brownell,1959)

C.32 Blower 4 (JB-104)

Fungsi : mengalirkan cairan dietilen glikol dari flash drum (V-101)

menuju kondensor (E-110)

Jenis

: blower sentrifugal

Bahan konstruksi : carbon steel Kondisi operasi : 250 ºC dan 140 kPa

Laju alir (N 32 ) = 71,8471 kmol/jam 71,8471 3 kmol/jam x 8,314 m Pa/mol.K x 523,15 K

Laju alir volum gas Q =

140 kPa

3 = 23,6791 m /jam

Daya blower dapat dihitung dengan persamaan, 144 efisiensi Q

P (Perry, 1997)

Efisiensi blower, = 80 Sehingga,

Maka dipilih blower dengan tenaga 1/10 hp

C.33 Kondensor Subcooler (E-110)

Fungsi : Mendinginkan uap campuran dietilen glikol Jenis

: 1-2 shell and tube exchanger

Dipakai : 1¼ in OD Tube 10 BWG, panjang = 12 ft, 2 pass Jumlah

: 1 unit

Fluida panas Laju alir umpan masuk = 71,84714578 kg/jam = 158,39667 lbm/jam

Temperatur awal (T o

C = 482°F

Temperatur akhir (T 2 ) = 30°C = 86,18°F

Fluida dingin Laju alir air pendingin = 214,5303 kg/jam = 472,96091 lbm/jam

Temperatur awal (t 1 ) = 30 °C = 86 °F Temperatur akhir (t 2 ) = 55 °C = 131 °F

Panas yang diserap (Q) = -22418,4205 kJ/jam = 21248,47923 Btu/jam

(1) t = beda suhu sebenarnya

Fluida Panas

Fluida dingin

Selisih

Temperatur yang

lebih tinggi Temperatur yang

T 2 = 86,18 F

t 1 = 86 F

t 2 = 0.18 F

lebih rendah

t 2 –t 1 =

T 1 –T 2 = 395,82 F

Dari Fig 19, Kern, 1965 diperoleh F T = 0,95 Maka t = F T LMTD = 0,98 46,309= 43,99383 F

(2) T c dan t c T 1 T 2 257 , 144 205 ,142

T c 284,09 F 2 2

1 t 2 140

c 108,5 F

Dalam perancangan ini digunakan kondensor dengan spesifikasi: - Diameter luar tube (OD) = 1 ¼ in - Jenis tube = 10 BWG - Pitch (P T ) = 1 9/16 in triangular pitch - Panjang tube (L) = 12 ft

j. Dari Tabel 8, hal. 840, Kern, 1965, kondensor untuk fluida panas heavy organic dan fluida dingin air, diperoleh U D = 5-75, faktor pengotor (R d ) = 0,003.

Diambil U 2

D = 12 Btu/jam ft F

Luas permukaan untuk perpindahan panas,

21248,4792 3 Btu/jam

12 2 o o 43,99383 F jam ft F

Luas permukaan luar (a ) = 0,3271 ft 2 /ft (Tabel 10, Kern)

A 2 40,24897 ft

Jumlah tube, N t

2 1 0 , 25399 buah

L a 12 ft 0,3271 ft /ft

k. Dari Tabel 9, hal 842, Kern, 1965, nilai yang terdekat adalah 18 tube dengan ID shell 10 in.

l. Koreksi U D

1 2 2 ft 18 0, 3271 ft /ft 70,653 2 ft

21248,4792 3 Btu/jam Btu

U D 2 6 , 836

2 Δt 70,653 ft 43 , 99383 F jam ft F

Fluida dingin : air, tube

2 (3) Flow area tube, a

t = 0,757 in

(Tabel 10, Kern)

a t t t (Pers. (7.48), Kern)

144 n

a t 2 0,04731 ft

(4) Kecepatan massa

G (Pers. (7.2), Kern) t a

(5) Bilangan Reynold

Pada t c = 108,5 F

(Gbr. 15, Kern) Dari Tabel 10, Kern, untuk 1 1/4 in OD, 10 BWG, diperoleh ID = 0,982 in = 0,082 ft

2 = 0,75 cP = 1,81 lb

t (Pers. (7.3), Kern)

(6) Taksir jH dari Gbr 24, Kern, diperoleh jH = 10 (7) Pada t c = 108,5 °F

c = 0,99 Btu/lbm°F (Gbr 3, Kern) k = 0,364 Btu/jam.ft°F

(Tabel 5, Kern)

(Pers. (6.15), Kern) s

(12) Karena viskositas rendah, maka diambil t =1

h io io φ t

h io = 59,49159 1 = 59,49159

Fluida panas : shell, bahan

(3 ) Flow area shell

(Pers. (7.1), Kern)

144 P T

= Diameter dalam shell = 10 in

B = Baffle spacing = 5 in

= Tube pitch = 1 9/16 in

C = Clearance = P T – OD = 1 1/4 – 1 = 5/16 in

a s 2 0,06944 ft

(4 ) Kecepatan massa

G s (Pers. (7.2), Kern)

(5 ) Bilangan Reynold

Pada T c = 284,09 F = 0,507 cP = 1,226 lb 2

m /ft jam

(Gbr. 15, Kern)

Dari Gbr. 28, Kern, untuk 1¼ in dan 1 9/16 tri pitch, diperoleh d e = 0,72 in.

D e =1,23/12 = 0,1 ft

s (Pers. (7.3), Kern)

(6 ) Taksir jH dari Gbr. 28, Kern, diperoleh jH = 10 (7 )

Pada T c = 284,09 F

c = 0,8 Btu/lb m

F (Gbr 3, Kern) o k = 0,0582 Btu/jam.ft. F (Tabel 5, Kern)

(Pers. (6.15), Kern) s

(9 ) Karena viskositas rendah, maka diambil s =1

h o = 14,57552 1 = 14,57552

(13) Clean Overall coefficient ,U C

h io h o 5 9 , 49159 14,57552

U C 11,70723 Btu/jam ft 2 F

h io h o 5 9 , 49159 14,57552

(Pers. (6.38), Kern)

(14) Faktor pengotor, R d

U C U D 11,70723 6,836 R d 0,06087 U C U D 11,2435 6,836

(Pers. (6.13), Kern) R d hitung ≥ R d batas, maka spesifikasi condensor dapat diterima.

Pressure drop Fluida dingin : air, tube

(1) Untuk Re t = 190,60224

2 2 f = 0,00036 ft /in (Gbr. 26, Kern) s = 0,99

(Gbr. 6, Kern) t =1

ΔP (Pers. (7.53), Kern) t

5,22 10 10 ID s φ t

0,00036 9996,53181 ( 12 ) ΔP 2 t

0,0002psi

(3) Dari grafik 27, hal:837, Kern, pada diperoleh

= 0,00808psi + 0,0002 psi = 0,00828 psi

t yang diperbolehkan = 2 psi P

Fluida panas : bahan, shell

(1 ) Untuk Re s = 190,60224

2 2 f = 0,0015 ft /in (Gbr. 29, Kern) s =1 s = 0,66

(2 ) N 1 12 (Pers. (7.43), Kern)

12 N 1 12 28 , 8

D s = 10 in = 0,8333 ft

(3 ) s D s N ΔP 1

s (Pers. (7.44), Kern)

2 5,22 10 10 D

1 0,0015 190,60224 0,83 ΔP 28,8 s

0.00005 psi

P s yang diperbolehkan = 2 psi

C.34 Pompa Destilat DEG (P-107)

Fungsi : : Memompa campuran atas dari Kondensor subcooler ke tangki

penyimpan Dietilen Glikol.

Jenis

: : Pompa sentrifugal

Jumlah

: : 1 unit

Kondisi operasi : P = 1,41 bar

T = 30 0 C

Laju alir massa (F)

= 71,8471 kg/jam

= 0,044 lbm/s

3 Densitas ( ) 3 = 0,0272 kg/m = 1,6976 lbm/ft Viskositas ( ) -3 = 2,444 cP = 1,642.10 lbm/ft.s

0,044 lbm/s

Laju alir volumetrik (Q) = 3

3 = 0,0259 ft /s

1,6976 lbm/ft

= 11,633 gal/mnt

Perencanaan Diameter Pipa pompa : Untuk aliran turbulen (Nre >2100),

= 3,9 Q De (Walas, 1988)

Untuk aliran laminar ,

De (Walas, 1988) dengan : D 3

= 3,0 Q 0,18

= diameter optimum (in) = densitas (lbm/ft )

Q = laju volumetrik (ft /s) = viskositas (cP)

Asumsi aliran turbulen, maka diameter pipa pompa :

Desain pompa :

3 = 3,9 (0,0259 ft 0,13 /s ) (1,6976lbm/ft )

= 0,8074 in

Dari Appendiks A.5 Geankoplis,1997, dipilih pipa commercial steel : Ukuran nominal

: 3/4 in

Schedule number

Diameter Dalam (ID) : 0,824 in = 0,0687 ft = 0,0209 m Diameter Luar (OD)

: 1,05 in = 0,0875ft Inside sectional area 2 : 0,0037 ft

0,0259 3 ft /s

Kecepatan linear, v = Q/A =

2 = 6,9861 ft/s

0,0037 ft v D

Bilangan Reynold : N Re = ( 1 , 6976 lbm/ft 3 )( 6 , 9861 ft/s )( 0,0687 ft )

1,642.10 lbm/ft.s

2 = 4,957.10 (Turbulen)

Untuk pipa commercial steel diperoleh harga = 4,6.10 (Geankoplis,1997)

2 4 , 6 . 10 m

Pada N Re = 4,957.10 dan /D =

0 , 0209 m

maka harga f = 0,03 (Geankoplis,1997)

Friction loss :

1 Sharp edge entrance =h c = 0,5 1 2

= 0,5 1 0 = 0,3792 ft.lbf/lbm

2 v 2 6 , 9861

2 elbow 90° =h f = n.Kf.

= 1,1377 ft.lbf/lbm

2 . g c 2 ( 32 , 174 )

2 v 2 6 , 9861

1 check valve = h f = n.Kf.

= 1,5169 ft.lbf/lbm

2 . g c 2 ( 32 , 174 )

Pipa lurus 25 ft = F f = 4f

= 3,3137 ft.lbf/lbm

1 Sharp edge exit =h ex = 1 A 2 2 . . g c

= 1 0 = 0,7585 ft.lbf/lbm

Total friction loss : F = 7,1061 ft.lbf/lbm

Dari persamaan Bernoulli :

v 2 v 1 g z 2 z 1 F W s 0 (Geankoplis,1997)

2 dimana :

v 1 =v 2

P 1 ≈P 2 = 141 kPa = 2944,8622 lb f /ft²

= 0 ft.lb f /lb m

Z = 50 ft Maka :

32 2 , 174 ft/s

0 2 50 ft 0 7 , 1061 ft.lbf/lbm Ws 0

32 , 174 ft . lbm / lbf . s Ws = -57,1061 ft.lbf/lbm

Effisiensi pompa , = 75 %

= -0,75 x Wp

Wp = 76,1414 ft.lbf/lbm

Daya pompa : P

= m x Wp

0,0259 1 hp

lbm/s 76 , 1414 ft.lbf/lbm x

Maka dipilih pompa dengan daya motor = 1/10 hp

C.35 Tangki Penyimpanan Dietilen Glikol (TT-105)

Fungsi : Untuk menyimpan larutan Dietilen Glikol Bentuk : Tangki silinder vertikal dengan alas datar dan tutup ellipsoidal Bahan : Carbon steel, SA – 240 Grade A Jumlah : 1 unit Lama Penyimpanan : 10 hari Kondisi Operasi :

- Temperatur (T) = 30 0 C - Tekanan ( P)

= 1,41 bar

A. Volume Tangki

Kebutuhan larutan Dietilen Glikol per jam = 71,8471 kg/jam Total massa bahan dalam tangki = 71,8471 kg/jam×24 jam/hari×10 hari

= 17243,315 kg

Direncanakan 1 buah tangki, sehingga:

17243,315 kg

Total massa bahan dalam tangki = 17243,315 kg

Densitas Bahan dalam tangki

= 1,2671 kg/liter

17243,315 kg

Total volume bahan dalam tangki

=12.016,9933 liter

1 , 2671 kg/liter

= 13607,9882 m 3

Faktor kelonggaran = 20 % (Perry dan Green, 1999) Volume tangki, V T = (1 + 0,2) x 13607,9882 liter

= 1,2 x 13607,9882 = 16329,5858 liter

3 = 16,3296 m Perbandingan tinggi tangki dengan diameter tangki (H s :D t )=3:2

Volume silinder (V s ) =

D t Hs (Hs : D t = 3 : 2)

Tutup tangki berbentuk ellipsoidal dengan rasio axis major terhadap minor 2 :

1, sehingga : Tinggi head (H 1

h )= / 6 D (Brownell dan Young, 1959)

2 Volume tutup (V

h ) ellipsoidal = /4 D H h

V t =V s +V h (Brownell dan Young, 1959)

Diameter tangki (D) 3

2 2 , 8183 dm

= 2,2818 m =89,8355 in

3 Tinggi silinder (H 3

s )= / 2 D = / 2 2,2818 m = 3,4227 m

1 Tinggi tutup ellipsoidal (H 1

h ) = / 6 D= / 6 2,2818 m = 0,5705 m

Tinggi Tangki (H T )=H s +H h = 3,9932 m

B. Tekanan Desain Tinggi bahan dalam tangki

Volume tangki = 10 /24 D 3

3 = 10 /24 (2,2818 m)

3 = 15,552 m

Tinggi tangki = 3,9932 m volume bahan dalam tangki tinggi tangki

Tinggi bahan dalam tangki =

volume tangki 13,608 3 , 9932

15,552 = 3,494 m

Tekanan hidrostatis = Densitas bahan g tinggi cairan dalam tangki = 1267,1465 9,8 3,494

= 43418,1786 Pa = 0,4285 atm Tekanan operasi

= 1,41 bar = 1,3916 atm

Faktor keamanan untuk tekanan = 20 % P desain

= 2,1841 atm = 32,0972 psia

C. Tebal dinding tangki (bagian silinder) - Faktor korosi (C)

: 0,1 in/tahun (Timmerhaus dkk,2004) - Allowable working stress (S) : 16.250 lb/in 2

(Brownell dan Young, 1959) - Efisiensi sambungan (E)

- Umur alat (A) direncanakan : 10 tahun

Tebal silinder (d)

( C A ) (Timmerhaus dkk, 2004)

SE 0,6P

dimana : d = tebal dinding tangki bagian silinder (in)

P = tekanan desain (psi) R = jari-jari dalam tangki (in) = D/2 S = stress yang diizinkan

E = efisiensi pengelasan 32,0972 44,9177

Dipilih tebal silinder standar = 1 1/4 in

D. Tebal dinding head (tutup tangki) - Faktor korosi (C)

: 0,1 in/tahun (Timmerhaus dkk,2004) - Allowable working stress (S) : 16.250 lb/in 2

(Brownell dan Young, 1959) - Efisiensi sambungan (E)

- Umur alat (A) direncanakan : 10 tahun

P Di

- Tebal head (dh) ( C A ) (Timmerhaus dkk, 2004)

2SE 0,2P

dimana : dh = tebal dinding head (tutup tangki) (in)

P = tekanan desain (psi) Di = diameter tangki (in) S = stress yang diizinkan

E = efisiensi pengelasan 32,0972 89,8355

Dipilih tebal head standar = 1 1/4 in

C.36 Pompa Bottom EC

Fungsi : Memompa campuran bawah dari Cooler 4 ke tangki penyimpan

Etilen Karbonat.

Jenis

: Pompa sentrifugal

Jumlah

: 1 unit

Kondisi operasi : P = 1,41 bar

T = 250 0 C

Laju alir massa (F)

= 80,9107 kg/jam

= 0,0495 lbm/s

3 Densitas ( ) 3 = 27,3572 kg/m = 1,7079 lbm/ft Viskositas ( ) -4 = 0,1796 cP = 1,2068.10 lbm/ft.s

0,0495 lbm/s 3

Laju alir volumetrik (Q) =

3 = 0,029 ft /s

1,7069 lbm/ft

= 13,0222 gal/mnt Perencanaan Diameter Pipa pompa : Untuk aliran turbulen (Nre >2100),

= 3,9 Q De (Walas, 1988)

Untuk aliran laminar ,

De (Walas, 1988) dengan : D 3

= 3,0 Q 0,18

= diameter optimum (in) = densitas (lbm/ft )

Q = laju volumetrik (ft /s) = viskositas (cP) Asumsi aliran turbulen, maka diameter pipa pompa : Desain pompa :

3 = 3,9 (0,029 ft 0,13 /s ) (1,7079 lbm/ft ) = 0,8501 in

Dari Appendiks A.5 Geankoplis,1997, dipilih pipa commercial steel : Ukuran nominal

: 1 in

Schedule number

Diameter Dalam (ID) : 0,957 in = 0,0797 ft = 0,0282 m Diameter Luar (OD)

: 1,315 in = 0,1096 ft Inside sectional area 2 : 0,00499 ft

0,029 ft 3 /s

Kecepatan linear, v = Q/A =

2 = 5,8141 ft/s

0,00499 ft v D

Bilangan Reynold : N Re = ( 3 1,7079lbm/ ft )( 5 , 8141 ft/s )( 0,0797 ft )

1,206.10 - 4

lbm/ft.s

3 =6,5619.10 (Turbulen)

Untuk pipa commercial steel diperoleh harga = 4,6.10 (Geankoplis,1997)

3 4 , 6 . 10 m

Pada N Re = 6,5619.10 dan /D =

0 , 0797 m

maka harga f = 0,005 (Geankoplis,1997)

Friction loss :

1 Sharp edge entrance =h c = 0,5 1 2

= 0,5 1 0 = 0,2627 ft.lbf/lbm

2 v 2 5 , 8141

2 elbow 90° =h f = n.Kf.

= 0,788 ft.lbf/lbm

2 . g c 2 ( 32 , 174 )

2 v 2 5 , 8141

1 check valve = h f = n.Kf.

= 1,0507 ft.lbf/lbm

2 . g c 2 ( 32 , 174 )

Pipa lurus 30 ft = F f = 4f

= 3,9524ft.lbf/lbm

1 Sharp edge exit =h ex = 1 1 A 2 2 . . g c

= 1 0 = 0,5253 ft.lbf/lbm

Total friction loss : F = 6,579 ft.lbf/lbm

Dari persamaan Bernoulli :

v 2 v 1 g z 2 z 1 F W s 0 (Geankoplis,1997)

2 dimana :

v 1 =v 2

P 1 ≈P 2 = 140 kPa = 2923,9766 lb f /ft²

= 0 ft.lb f /lb m

Z = 40 ft

Maka :

32 2 , 174 ft/s

0 2 40 ft 0 6 , 579 ft.lbf/lbm Ws 0

32 , 174 ft . lbm / lbf . s Ws = -46,579 ft.lbf/lbm

Effisiensi pompa , = 75 %

= -0,75 x Wp

Wp = 62,1053 ft.lbf/lbm

Daya pompa : P

= m x Wp

1 hp

1 ,7079 lbm/ft 3 0 , 029 3

ft / s 73,9649 ft.lbf/lbm x

550 ft . lbf / s

Maka dipilih pompa dengan daya motor = 1/10 hp

C.37 Cooler 3 (E-111)

Fungsi

: Mendinginkan uap campuran Etilen karbonat

Jenis

: 2-4 shell and tube exchanger

Dipakai : 1 ¼ in OD Tube 10 BWG, panjang = 8 ft, 4 pass Jumlah

: 1 unit

Fluida panas Laju alir umpan masuk = 9,06355 kg/jam = 19,98182 lbm/jam

Temperatur awal (T o

C = 482°F

Temperatur akhir (T 2 ) = 100°C = 212°F

Fluida dingin Laju alir air pendingin = 36,6472 kg/jam = 80,7937 lbm/jam

Temperatur awal (t 1 ) = 30 °C = 86 °F Temperatur akhir (t 2 ) = 55 °C = 131 °F Panas yang diserap (Q) = -3829,6337 kJ/jam = 3629,77812 Btu/jam

(1) t = beda suhu sebenarnya

Fluida Panas

Fluida dingin

Selisih

Temperatur yang

lebih tinggi Temperatur yang

lebih rendah

t 2 –t 1 =

T 1 –T 2 = 270 F

Selisih

225 F

45 F

Δt

2 Δt 1 225

LMTD

219 , 6 F

Δt 2 126

Δt 1 351

Dari Fig 19, Kern, 1965 diperoleh F T = 0,925 Maka t = F T LMTD = 0,925 219,6 = 203,14 F

(2) T c dan t c T 1 T 2 482 212

T c 347 F 2 2

t 1 t 2 86 131 t c 108,5 F

Dalam perancangan ini digunakan kondensor dengan spesifikasi: - Diameter luar tube (OD) = 1 ¼ in - Jenis tube = 10 BWG - Pitch (P T ) = 1 in square pitch - Panjang tube (L) = 8 ft

a. Dari Tabel 8, hal. 840, Kern, 1965, kondensor untuk fluida panas heavy organic dan fluida dingin air, diperoleh U D = 5-75, faktor pengotor (R d ) = 0,003.

Diambil U 2

D = 5 Btu/jam ft F

Luas permukaan untuk perpindahan panas,

3829,6337 Btu/jam 2

Luas permukaan luar (a ) = 0,3271 ft 2 /ft (Tabel 10, Kern)

A 2 3,57355 ft

Jumlah tube, N t

2 1 , 36562 buah

L a 8 ft 0,3271 ft /ft

b. Dari Tabel 9, hal 842, Kern, 1965, nilai yang terdekat adalah 10 tube dengan ID shell 10 in.

c. Koreksi U D

8 2 ft 10 0, 3271 ft /ft

26 2 , 16 ft

3829,6337 Btu/jam Btu

U D 2 5,68281

A Δt 26,16 ft 203 , 147 F jam ft F

Fluida dingin : air, tube

2 (3) Flow area tube, a

t = 0,182 in

(Tabel 10, Kern)

a t t t (Pers. (7.48), Kern)

144 n

a 0,00316 ft t 2

(4) Kecepatan massa

G t (Pers. (7.2), Kern)

a t 80,7937

(5) Bilangan Reynold

Pada t c = 108,5 F

(Gbr. 15, Kern) Dari Tabel 10, Kern, untuk 1 ¼ in OD, 10 BWG, diperoleh ID = 1,23 in = 0,1 ft

2 = 0,9 cP = 2,17719 lb

t (Pers. (7.3), Kern)

Re t = 1203,80489

(6) Taksir jH dari Gbr 24, Kern, diperoleh jH = 8 (12) Karena viskositas rendah, maka diambil t =1

h io io φ t h io io φ t

Fluida panas : shell (bahan berupa etilen karbonat)

(3 ) Flow area shell

(Pers. (7.1), Kern)

144 P T

= Diameter dalam shell = 10 in

B = Baffle spacing = 5 in

= Tube pitch = 1 in

C = Clearance = P T – OD = 1 1/4 – 1 = 0,25 in

(4 ) Kecepatan massa

G s (Pers. (7.2), Kern)

(5 ) Bilangan Reynold

Pada T c = 347 F = 1,11 cP = 2,685 lb 2

m /ft jam

(Gbr. 15, Kern)

Dari Gbr. 28, Kern, untuk 1 ¼ in dan 1 square pitch, diperoleh d e = 0,72 in.

D e =0,73/12 = 0,06083 ft

s (Pers. (7.3), Kern)

(6 ) Taksir jH dari Gbr. 28, Kern, diperoleh jH = 0,8 (9 )

Karena viskositas rendah, maka diambil s =1 Karena viskositas rendah, maka diambil s =1

Clean Overall coefficient ,U C

h o 50,575 8,06363

C 6,95478 Btu/jam ft F

h io h o 50,575 8,06363

(Pers. (6.38), Kern)

(11) Faktor pengotor, R d

d 0,03218

U C U D 6,95478 5,68281

(Pers. (6.13), Kern) R d hitung ≥ R d batas, maka spesifikasi cooler dapat diterima.

Pressure drop Fluida dingin : air, tube

(1) Untuk Re t = 1203,80489

2 2 f = 0,0001 ft /in (Gbr. 26, Kern) s = 0,99

(Gbr. 6, Kern) t =1

(6) ΔP t (Pers. (7.53), Kern)

5,22 10 ID s φ t

0,0001 25569,8729 3 ( 8 ) ΔP 4 t

(3) Dari grafik 27, hal:837, Kern, pada diperoleh

1 , 61616 psi P T = P t + P r

= 1,61616 psi + 0,00039 psi

= 1,61656 psi t yang diperbolehkan = 2 psi P

Fluida panas : shell (bahan berupa etilen karbonat)

(1 ) Untuk Re s = 5,21498

2 2 f = 0,0007 ft /in (Gbr. 29, Kern) s =1 s = 0,714

(2 ) N 1 12 (Pers. (7.43), Kern)

12 N 1 12 19 , 2

D s = 10 in = 0,8333 ft

(3 ) ΔP s (Pers. (7.44), Kern)

2 5,22 10 10 D

1 0,0007 230,19058 0,833 ΔP 19,2 s

0,0000003 psi

P s yang diperbolehkan = 2 psi

C.38 Cooler 4 (E-112)

Fungsi : Mendinginkan uap campuran Etilen karbonat Jenis

: 2-4 shell and tube exchanger

Dipakai : 1 ¼ in OD Tube 10 BWG, panjang = 8 ft, 4 pass Jumlah

: 1 unit

Fluida panas Laju alir umpan masuk = 9,06355 kg/jam = 19,98182 lbm/jam

Temperatur awal (T 1 ) = 100°C = 212°F Temperatur akhir (T 2 ) = 35°C = 95°F

Fluida dingin

Laju alir air pendingin = 13,9139 kg/jam = 30,67507 lbm/jam

Temperatur awal (t 1 ) = 30 °C = 86 °F Temperatur akhir (t 2 ) = 55 °C = 131 °F

Panas yang diserap (Q) = -1454,00308 kJ/jam = 1378,12359 Btu/jam

(3) t = beda suhu sebenarnya

Fluida Panas

Fluida dingin

Selisih

Temperatur yang

lebih tinggi Temperatur yang

lebih rendah

Dari Fig 19, Kern, 1965 diperoleh F T = 0,925 Maka t = F T LMTD = 0,925 32,77 = 30,31 F

(4) T c dan t c T 1 T 2 212 95

T c 153 , 5 F 2 2

t 1 t 2 86 131 t c 108,5 F 2 2

Dalam perancangan ini digunakan kondensor dengan spesifikasi: - Diameter luar tube (OD) = 1 ¼ in

- Jenis tube = 10 BWG - Pitch (P T ) = 1 in square pitch - Panjang tube (L) = 8 ft

a. Dari Tabel 8, hal. 840, Kern, 1965, kondensor untuk fluida panas heavy organic dan fluida dingin air, diperoleh U D = 5-75, faktor pengotor (R d ) = 0,003.

Diambil U 2

D = 6 Btu/jam ft F

Luas permukaan untuk perpindahan panas,

1378,12359 Btu/jam 2

Luas permukaan luar (a ) = 0,3271 ft 2 /ft (Tabel 10, Kern)

A 2 7 , 5777 ft

Jumlah tube, N t

2 2 , 89579 buah

L a 8 ft 0,3271 ft /ft

b. Dari Tabel 9, hal 842, Kern, 1965, nilai yang terdekat adalah 10 tube dengan ID shell 10 in.

c. Koreksi U D

8 2 ft 10 0, 3271 ft /ft

26 2 , 16 ft

1378,12359 Btu/jam Btu

U D 2 5,73747

A Δt

26,16 ft 30 , 3 F jam ft F

Fluida dingin : air, tube

2 (7) Flow area tube, a

t = 0,182 in

(Tabel 10, Kern)

a t t t (Pers. (7.48), Kern)

(8) Kecepatan massa

G t (Pers. (7.2), Kern)

(9) Bilangan Reynold

Pada t c = 108,5 F

(Gbr. 15, Kern) Dari Tabel 10, Kern, untuk 1 ¼ in OD, 10 BWG, diperoleh ID = 1,23 in = 0,1 ft

2 = 0,9 cP = 2,17719 lb

t (Pers. (7.3), Kern)

Re t = 457,05051

D 0,1 Taksir jH dari Gbr 24, Kern, diperoleh jH = 4

(10) Pada t c = 108,5 °F

c = 0,99 Btu/lbm°F (Gbr 3, Kern) k = 0,364 Btu/jam.ft°F

(Tabel 5, Kern)

(Pers. (6.15), Kern) s

(13) Karena viskositas rendah, maka diambil t =1 (13) Karena viskositas rendah, maka diambil t =1

h io = 25,288 1 = 25,288

Fluida panas : shell, (bahan yaitu etilen karbonat)

(3 ) Flow area shell

(Pers. (7.1), Kern)

144 P T

= Diameter dalam shell = 10 in

B = Baffle spacing = 5 in

= Tube pitch = 1 in

C = Clearance = P T – OD = 1 1/4 – 1 = 0,25 in

a 0,08681 ft s 2

(4 ) Kecepatan massa

G s (Pers. (7.2), Kern)

(5 ) Bilangan Reynold

Pada T c = 153,5 F = 1,11 cP = 2,685 lb 2

m /ft jam

(Gbr. 15, Kern)

Dari Gbr. 28, Kern, untuk 1 ¼ in dan 1 square pitch, diperoleh d e = 0,72 in.

D e =0,73/12 = 0,06083 ft

s (Pers. (7.3), Kern)

(6 ) Taksir jH dari Gbr. 28, Kern, diperoleh jH = 0,8

Pada T c = 153,5 F

c = 0,5 Btu/lb m

F (Gbr 3, Kern) o k = 0,0398 Btu/jam.ft. F (Tabel 5, Kern)

(Pers. (6.15), Kern) s

(9 ) Karena viskositas rendah, maka diambil s =1

h o = 8,06363 1 = 8,06363

(10) Clean Overall coefficient ,U C

h io h 25,288 8,06363

C 6,114Btu/j am ft 2 F

h io h o 25,288 8,06363

(Pers. (6.38), Kern)

(12) Faktor pengotor, R d U C U D 6,114 5,73747

R d 0,01073 U C U D 6,114 5,73747

(Pers. (6.13), Kern) R d hitung ≥ R d batas, maka spesifikasi cooler dapat diterima.

Pressure drop Fluida dingin : air, tube

(1) Untuk Re t = 457,05051

2 2 f = 0,0001 ft /in (Gbr. 26, Kern) s = 0,99

(Gbr. 6, Kern) (Gbr. 6, Kern)

(7) ΔP t (Pers. (7.53), Kern)

5,22 10 ID s φ t

0,0001 9708,15406 ( 8 ) ΔP 4 t

(3) Dari grafik 27, hal:837, Kern, pada diperoleh

= 1,61616 psi + 0,00006 psi = 1,61622 psi

t yang diperbolehkan = 2 psi P

Fluida panas : shell (bahan yaitu etilen karbonat)

(1 ) Untuk Re s = 5.21498

2 2 f = 0,0012 ft /in (Gbr. 29, Kern) s =1 s = 0,98

(2 ) N 1 12 (Pers. (7.43), Kern)

12 N 1 12 19 , 2

D s = 10 in = 0,8333 ft

(3 ) ΔP s (Pers. (7.44), Kern)

2 5,22 10 10 D

1 0,0007 230,19058 0,833 ΔP 19,2 s

0,0000003 psi

P s yang diperbolehkan = 2 psi

C.39 Tangki Penyimpanan Etilen Karbonat

Fungsi : Untuk menyimpan larutan Etilen Karbonat Bentuk : Tangki silinder vertikal dengan alas datar dan tutup ellipsoidal Bahan : Carbon steel, SA – 240 Grade A Jumlah : 1 unit Lama Penyimpanan : 10 hari Kondisi Operasi :

- Temperatur (T) = 30 0 C - Tekanan ( P)

= 1,41 bar

A. Volume Tangki Kebutuhan larutan Etilen Karbonat per jam = 9,0636 kg/jam Total massa bahan dalam tangki = 9,0636 kg/jam×24 jam/hari×10 hari

= 2175,253 kg

Direncanakan 1 buah tangki, sehingga:

2175,253 kg

Total massa bahan dalam tangki =

2 175 , 253 kg

Densitas Bahan dalam tangki

= 1,32 kg/liter

2175,253kg

Total volume bahan dalam tangki

=1647,9189 liter

1 , 32 kg/liter

= 1,6479 m 3 Faktor kelonggaran = 20 %

(Perry dan Green, 1999) Volume tangki, V T = (1 + 0,2) x 1647,9189 liter

= 1,2 x 1647,9189 = 1977,5027 liter

3 = 1,9775 m Perbandingan tinggi tangki dengan diameter tangki (H s :D t )=3:2

Volume silinder (V s ) =

D t Hs (Hs : D t = 3 : 2)

Tutup tangki berbentuk ellipsoidal dengan rasio axis major terhadap minor 2 :

1, sehingga : Tinggi head (H 1

h )= / 6 D (Brownell dan Young, 1959)

2 Volume tutup (V

h ) ellipsoidal = /4 D H h

V t =V s +V h (Brownell dan Young, 1959)

t = (3 /8 D ) + ( /24 D )

V 3 t = 10 /24 D

3 24 Vt 24 1977,5027 Diameter tangki (D) 3 11,2892 dm

10 10 = 1,1289 m =44,4456 in

3 Tinggi silinder (H 3

s )= / 2 D = / 2 1,1289 m = 1,6934 m

1 Tinggi tutup ellipsoidal (H 1

h ) = / 6 D= / 6 1,1289 m = 0,2822 m

Tinggi Tangki (H T )=H s +H h = 1,9756 m

B. Tekanan Desain Tinggi bahan dalam tangki

Volume tangki = 10 /24 D 3

3 = 10 /24 (1,1289 m)

3 = 1,8833 m

Tinggi tangki = 1,9756 m volume bahan dalam tangki tinggi tangki

Tinggi bahan dalam tangki =

volume tangki 1,6479 1 , 9756

1,8833 = 1,7287 m

Tekanan hidrostatis = Densitas bahan g tinggi cairan dalam tangki = 1320 9,8 1,7287

= 22376,8697 Pa = 0,2208 atm Tekanan operasi

= 1,41 bar = 1,3916 atm

Faktor keamanan untuk tekanan = 20 % P desain

= 1,9349 atm = 28,4351 psia

C. Tebal dinding tangki (bagian silinder) - Faktor korosi (C)

: 0,1 in/tahun (Timmerhaus dkk,2004) - Allowable working stress (S) : 12650 lb/in 2

(Brownell dan Young, 1959) - Efisiensi sambungan (E)

- Umur alat (A) direncanakan : 10 tahun

Tebal silinder (d)

( C A ) (Timmerhaus dkk, 2004)

SE 0,6P

dimana : d = tebal dinding tangki bagian silinder (in)

P = tekanan desain (psi) R = jari-jari dalam tangki (in) = D/2 S = stress yang diizinkan

E = efisiensi pengelasan 28,4351 22,2228

Dipilih tebal silinder standar = 1 1/8 in

D. Tebal dinding head (tutup tangki) - Faktor korosi (C)

: 0,1 in/tahun (Timmerhaus dkk,2004) - Allowable working stress (S) : 12650 lb/in 2

(Brownell dan Young, 1959) - Efisiensi sambungan (E)

- Umur alat (A) direncanakan : 10 tahun

P Di

- Tebal head (dh) ( C A ) (Timmerhaus dkk, 2004)

2SE 0,2P

dimana : dh = tebal dinding head (tutup tangki) (in)

P = tekanan desain (psi) Di = diameter tangki (in) S = stress yang diizinkan

E = efisiensi pengelasan 28,4351 4 4 , 4456 7

dh 0 , 1 10

2 12650 0 , 8 0 , 2 28,4351 1,0625 in

Dipilih tebal head standar = 1 1/8 in

LAMPIRAN D PERHITUNGAN SPESIFIKASI ALAT UTILITAS

D.1 Screening (SC)

Fungsi : menyaring partikel-partikel padat yang besar Jenis

: bar screen

Jumlah

Bahan konstruksi : stainless steel Kondisi operasi:

- Temperatur

= 30°C

- Densitas air ( ) 3 = 995,904 kg/m (Geankoplis, 1997) Laju alir massa (F)

= 20810,3936 kg/jam

20810,3936 kg / jam 1 jam / 3600 s Laju alir volume (Q)

995 , 904 kg / 3

3 = 0,0058 m /s Dari tabel 5.1 Physical Chemical Treatment of Water and Wastewater

Ukuran bar: Lebar bar = 5 mm; Tebal bar = 20 mm; Bar clear spacing = 20 mm; Slope = 30°

Direncanakan ukuran screening: Panjang screen = 2m Lebar screen

= 2m

Misalkan, jumlah bar = x Maka, 20x + 20 (x + 1) = 2000

40x = 1980 x = 49,5 50 buah

2 Luas bukaan (A 2

2 ) = 20(50 + 1) (2000) = 2.040.000 mm = 2,04 m Untuk pemurnian air sungai menggunakan bar screen, diperkirakan C d = 0,6 dan 30% screen tersumbat.

2 Q 2 (0,0058)

Head loss ( h) =

2 g C d A 2 2 (9,8) (0,6) (2,04) -6 = 2 10 m dari air

= 0,002 mm dari air

Gambar LD-1: Sketsa sebagian bar screen , satuan mm (dilihat dari atas)

D.2 Pompa Screening (PU-01)

Fungsi : Memompa air dari sungai ke bak pengendapan (BS) Jenis

: Pompa sentrifugal

Bahan konstruksi

: Commercial steel

Jumlah

: 1 unit

Kondisi operasi:

- Temperatur 0 = 30 C

3 - Densitas air ( ) 3 = 995,904 kg/m = 62,1726 lb

(Geankoplis, 1997) - Viskositas air ( ) = 0,8148 cP = 1,9712 lb m /ft jam (Geankoplis, 1997) Laju alir massa (F)

m /ft

= 20810,3936 kg/jam = 12,7443 lb m /detik

Debit air/laju alir volumetrik, Q m /detik

F 20810,3936 lb

62,1726 lb m /ft

3 /s = 0,0058 m 3 = 0,205 ft /s

Desain pompa

0,13 Di

(Timmerhaus, 2004)

,opt = 0,363 (Q) ()

3 = 0,363 × (0,0058 m 0,13 /s) × (995,904 kg/m )

= 0,0878 m = 3,4557 in Dari Appendiks A.5 (Geankoplis, 1997), dipilih pipa commercial steel :

- 1 Ukuran nominal :3 /

2 in

- Schedule number : 40

Diameter Dalam (ID)

: 3,548 in = 0,2957 ft

Diameter Luar (OD)

: 4 in = 0,333 ft

Luas penampang dalam (A 2

: 0,0687 ft

Q 3 0,205 ft / s

Kecepatan linier: v = =

2 = 2,9837 ft/s

A 0,0687 ft v D

Bilangan Reynold : N Re =

( 62 , 1726 lbm / ft 3 )( 2 , 9837 ft / s )( 0,2957 ft )

0,0005 lbm/ft.s = 100167,9987

Karena N Re > 4000, maka aliran turbulen. Dari Gbr. 12.1, Timmerhaus (2004): - Untuk pipa commercial steel , diperoleh: ε = 0,00015

- Untuk N Re = 100167,9987dan = 0,0005, diperoleh f = 0,005

Friction loss :

1 Sharp edge entrance: h c = 0,5 1 = 0 , 5 ( 1 0 )

A 1 2 2 ( 1 )( 32 , 174 )

= 0,0692 ft.lbf/lbm

2 v 2 2,5882

2 elbow 90°:

h f = n.Kf.

= 0,2075 ft.lbf/lbm

2 . g c 2 ( 32 , 174 )

2 v 2 2,5882

1 check valve:

h f = n.Kf.

= 0,2767 ft.lbf/lbm

2 . g c 2 ( 32 , 174 )

2 L 2 . v 70 . 2,5882

Pipa lurus 70 ft: F f = 4f

D . 2 . g c 0 , 2957 . 2 . 32 , 174

= 0,6551 ft.lbf/lbm

1 Sharp edge exit: h ex =n 1 1

A 2 2 . . g c 2 1 32 , 174

= 0,1384ft.lbf/lbm

Total friction loss: F

= 1,3469 ft.lbf/lbm

Dari persamaan Bernoulli:

v 2 v 1 g z 2 z 1 F W s 0 (Geankoplis,1997)

32 2 , 174 ft / s maka : 0 2 50 ft 0 1 , 3469 W s 0

32 , 174 ft . lbm / lbf . s

Ws = –51,3469 ft.lbf/lbm

Untuk efisiensi pompa 80 , maka:

Ws = - × Wp –51,3469 = –0,8 × Wp

Wp = 64,1836 ft.lbf/lbm

Daya pompa : P

lbm / s 64,1836 ft . lbf / lbm ×

Maka dipilih pompa dengan daya motor 1 1 /

2 hp.

D.3 Bak Sedimentasi (BS)

Fungsi : untuk mengendapkan lumpur yang terikut dengan air. Jumlah

Jenis

: beton kedap air

Data

Kondisi penyimpanan : temperatur = 30 o C

tekanan = 1 atm

Laju massa air : F = 20810,3936 kg/jam = 12,7443 lb m /detik

3 Densitas air 3 : 995,904 kg/m = 62,1725 lbm/ft

F 20810,3936 kg/jam

Laju air volumetrik, Q

3 0 , 0058 m 3 /s

ρ 995,904 lbm/ft x 60 men / jam

3 = 12,2988 ft /menit

Desain Perancangan : Bak dibuat dua persegi panjang untuk desain efektif (Kawamura, 1991). Perhitungan ukuran tiap bak : Kecepatan pengendapan 0,1 mm pasir adalah (Kawamura, 1991) :

0 = 1,57 ft/min atau 8 mm/s

Desain diperkirakan menggunakan spesifikasi : Kedalaman tangki 10 ft Lebar tangki 2 ft

Q 3 12,2988 ft /min

Kecepatan aliran v

0 , 6149 ft/min

10 ft x 2 ft

Desain panjang ideal bak : L = K

(Kawamura, 1991)

dengan : K = faktor keamanan = 1,5

h = kedalaman air efektif ( 10 – 16 ft); diambil 10 ft.

Maka : L = 1,5 (10/1,57) . 0,6149

= 5,8752 ft

Diambil panjang bak = 5,9 ft = 1,7983 m Uji desain :

Waktu retensi (t) : t

Q = panjang x lebar x tinggi

laju alir volumetrik

(10 x 2 x 5,9) ft 3 = 9,5944 menit 12,2988 ft 3 / min

Desain diterima ,dimana t diizinkan 6 – 15 menit (Kawamura, 1991).

Surface loading :

laju alir volumetrik

A luas permukaan masukan air

3 12,2988 ft 3 /min (7,481 gal/ft ) =

2 ft x 5,9 ft

= 7,7973 gpm/ft 2

Desain diterima, dimana surface loading diizinkan diantara 4 2 – 10 gpm/ft (Kawamura, 1991).

Headloss ( h); bak menggunakan gate valve, full open (16 in) :

h=K v 2

= 0,12 [0,6149 ft/min. (1min/60s) . (1m/3,2808ft) ] 2

2 (9,8 m/s 2 ) = 0,000006 m dari air.

D.4. Pompa Sedimentasi (PU-02)

Fungsi : Memompa air dari sungai ke bak pengendapan (BS) Jenis

: Pompa sentrifugal

Bahan konstruksi

: Commercial steel

Jumlah

: 1 unit

Kondisi operasi:

- 0 Temperatur = 30 C

3 - 3 Densitas air ( ) = 995,904 kg/m = 62,1726 lb

(Geankoplis, 1997) - Viskositas air ( )

m /ft

= 0,8148 cP = 1,9712 lb m /ft jam (Geankoplis, 1997) Laju alir massa (F) = 20810,3936 kg/jam = 12,7443 lb m /detik F 12,7443 lb m /detik

Debit air/laju alir volumetrik, Q

62,1726 lb m /ft

3 /s = 0,0058 m 3 = 0,205 ft /s Desain pompa

0,13 Di

,opt = 0,363 (Q) ()

(Timmerhaus, 2004)

3 = 0,363 × (0,0058 m 0,13 /s) × (995,904 kg/m )

= 0,0878 m = 3,4557 in Dari Appendiks A.5 (Geankoplis, 1997), dipilih pipa commercial steel :

- 1 Ukuran nominal :3 /

2 in

Schedule number : 40

Diameter Dalam (ID)

: 3,548 in = 0,2957 ft

Diameter Luar (OD)

: 4 in = 0,3333 ft

Luas penampang dalam (A 2

: 0,0687 ft Q 3 0,205 ft / s

Kecepatan linier: v = =

2 = 2,9837 ft/s

A 0,0687 ft v D

Bilangan Reynold : N Re =

( 3 62 , 1726 lbm / ft )( 2 , 9837 ft / s )( 0,3333 ft )

0,0005 lbm/ft.s

Karena N Re > 4000, maka aliran turbulen. Dari Gbr. 12.1, Timmerhaus (2004):

- Untuk pipa commercial steel , diperoleh: ε = 0,00015 Untuk N Re = 100167,9987dan

= 0,0005, diperoleh f = 0,005

Friction loss :

2 A 2 v 2,9837

1 Sharp edge entrance: h c = 0,5 1 2 = 0 , 5 ( 1 0 )

A 1 2 2 ( 1 )( 32 , 174 )

= 0,0692 ft.lbf/lbm

2 2,9837 v 2

3 elbow 90°:

h f = n.Kf.

= 0,3113 ft.lbf/lbm

2 . g c 2 ( 32 , 174 )

1 check valve:

h f = n.Kf.

= 0,2767 ft.lbf/lbm

2 . g c 2 ( 32 , 174 )

2 L 2 . v 30 . 2,9837 Pipa lurus 30 ft:

F f = 4f

D . 2 . g c 0 , 3333 . 2 . 32 , 174

= 0,2808 ft.lbf/lbm

1 Sharp edge exit:

h ex =n 1 =1 1 0 A 2 2 . . g c 2 1 32 , 174

= 0,1384 ft.lbf/lbm

Total friction loss:

F = 1,0763 ft.lbf/lbm

Dari persamaan Bernoulli:

v 2 v 1 g z 2 z 1 F W s 0 (Geankoplis,1997)

dimana : v 1 =v 2 P 1 =P 2

Z = 30 ft

32 2 , 174 ft / s

maka : 0 2 30 ft 0 1 , 0763 ft . lbf / lbm W s 0

32 , 174 ft . lbm / lbf . s Ws = –31,0763 ft.lbf/lbm

Untuk efisiensi pompa 80 , maka:

= - × Wp –31,0763 = –0,8 × Wp

= 38,8453 ft.lbf/lbm

Daya pompa : P = m × Wp 20810,3936 1 hp

lbm / s 3 8 ,8453 ft . lbf / lbm ×

Maka dipilih pompa dengan daya motor 1 hp.

D.5 Tangki Pelarutan Alum [Al 2 (SO 4 ) 3 ] (TP-01)

Fungsi

: Membuat larutan alum [Al 2 (SO 4 ) 3 ]

Bentuk

: Silinder tegak dengan alas dan tutup datar

Bahan konstruksi

: Carbon steel SA-283, Grade C

Jumlah

: 1 unit

Kondisi operasi: Temperatur 0 = 30 C

Tekanan

= 1 atm

Al 2 (SO 4 ) 3 yang digunakan = 50 ppm Al 2 (SO 4 ) 3 yang digunakan berupa larutan 30 ( berat)

Laju massa Al 2 (SO 4 ) 3 = 1,0405 kg/jam

(Perry, 1997) Kebutuhan perancangan

3 Densitas Al 3

2 (SO 4 ) 3 30 = 1363 kg/m = 85,0898 lb m /ft

= 30 hari

Faktor keamanan

Desain Tangki

a. Ukuran Tangki

3 Volume larutan, V

1,0405 kg/jam 24 jam/hari 30 hari

= 1,8322 m

0,3 1363 kg/m 3

3 3 Volume tangki, V

t = 1,2 1,8322 m = 2,1986 m

Direncanakan perbandingan diameter dengan tinggi tangki, D : H = 2 : 3

V πD H

3 2,1986m 1 2 πD 3 D

2,1986 m πD

Maka: D = 1,2314 m; H = 1,8471 m

Tinggi cairan dalam tangki

1 , 8471 = 1,5392 m

b. Tebal Dinding Tangki Tekanan hidrostatik: P = × g × h

3 2 = 1363 kg/m × 9,8 m/det × 1,5392 m = 20,5602 kPa

Tekanan operasi = 1 atm = 101,325 kPa P T = 20,5602 kPa + 101,325 kPa = 121,8852 kPa Faktor kelonggaran = 5% Maka, P design = (1,05) × (121,8852kPa ) = 127,9795 kPa Joint efficiency = 0,8

(Brownell,1959) Allowable stress = 12650 psia = 87218,714 kPa

(Brownell,1959) Tebal shell tangki: PD

t 2SE 1,2P

(12 ,9795kPa) (1,2314 m)

2 (87218,714 kPa) (0,8) 1,2 (127,9795 kPa)

0 , 01 m 0 , 0445 in

Faktor korosi = 1 /

8 in

Maka tebal shell yang dibutuhkan = 0,0445 in + 1 /

8 in = 0,1695 in Tebal shell standar yang digunakan = ¼ in

(Brownell,1959)

c. Daya pengaduk Jenis pengaduk

: flat 6 blade turbin impeller

Jumlah baffle

: 4 buah

Untuk turbin standar (McCabe, 1999), diperoleh:

1 Da/Dt = 1 /

3 ; Da = / 3 × 1,2314 m = 0,4105 m = 1,3466 ft E/Da = 1

= 0,4105 m

1 L/Da = 1 /

= / 4 × 0,4105 m

= 0,1026 m

1 W/Da = 1 /

5 ;W = / 5 × 0,4105 m

= 0,0821 m

1 J/Dt = 1 /

12 ; J

= / 12 × 1,2314 m

= 1026 m = 1026 m

E = tinggi turbin dari dasar tangki L = panjang blade pada turbin W = lebar blade pada turbin J = lebar baffle

Kecepatan pengadukan, N = 1 putaran/det Viskositas Al -4

2 (SO 4 ) 3 30 = 6,72 10 lb m /ft detik (Othmer, 1968) Bilangan Reynold, ρ 2 N D

N Re > 10.000, maka perhitungan dengan pengadukan menggunakan rumus: 3 K 5

T .n .D a ρ

P (McCabe,1999)

K T = 6,3 (McCabe,1999)

1 hp P 32,174 lbm.ft/lbf .det 2 550 ft lbf/det

3 5 6,3 3 (1 put/det) ( 1 ,3466 ft) (85,0898 lbm/ft )

0 , 1342 hp Efisiensi motor penggerak = 80

Daya motor penggerak =

= 0,1677 hp

D.6 Pompa Alum (PU-03)

Fungsi : Memompa air dari Tangki Pelarutan Alum (TP-01) ke

Clarifier (CL)

Jenis

: Pompa injeksi

Bahan konstruksi : Commercial steel Jumlah

: 1 unit

Kondisi operasi: - Temperatur

= 30°C

3 - Densitas alum ( ) 3 = 1363 kg/m = 85,0889 lb m /ft (Geankoplis, 1997)

- Viskositas alum ( ) -7 = 4,5158.10 lb m /ft detik = 6,72 10 Pa.s (Othmer, 1967) Laju alir massa (F)

= 1,0405 kg/jam = 0,0006 lb m /detik

F 0 , 0006 lb /detik

Debit air/laju alir volumetrik, Q

ρ 8 5 , 0889 lb m /ft

ft 3 /s = 2,12.10 = 7,488.10 m /s

3 -7

Desain pompa

0,13 Di

,opt = 0,363 (Q) ()

3 = 0,363 × (2,12.10 0,13 m /s) × (1363 kg/m )

= 0,0009 m = 0,0363 in

Dari Appendiks A.5 Geankoplis (1997), dipilih pipa commercial steel:

- 1 Ukuran nominal : /

8 in

- Schedule number : 40

- Diameter Dalam (ID)

: 0,269 in = 0,0224 ft

- Diameter Luar (OD)

: 0,405 in = 0,0338 ft

- 2 Luas penampang dalam (A

: 0,0004 ft

Q 3 7,488.10 ft / s

Kecepatan linier: v = =

2 = 0,0187 ft/s

A 0 , 0004 ft v D

Bilangan Reynold : N Re =

( 85 , 0889 lbm / ft 3 )( 0 , 0187 ft / s )( 0 , 0224 ft )

6,72 10 - 4

lbm/ft.s

Karena N Re > 4000, maka aliran turbulen. Dari Gbr. 12.1, Timmerhaus (2004):

- Untuk pipa commercial steel , diperoleh: ε = 0,00015

- Untuk N Re = 79078,2088 dan = 0,0067, diperoleh f = 0,005

Friction loss:

2 A 2 v 0,0187

1 Sharp edge entrance: h c = 0,5 1 2 = 0 , 5 ( 1 0 )

A 1 2 2 ( 1 )( 32 , 174 )

= 0,000003 ft.lbf/lbm

2 elbow 90°:

h f = n.Kf.

= 0,000008 ft.lbf/lbm

2 . g c 2 ( 32 , 174 )

2 0,0187 v 2

1 check valve:

h f = n.Kf.

= 0,000011 ft.lbf/lbm

2 . g c 2 ( 32 , 174 )

2 L 2 . v 30 . 0,0187 Pipa lurus 30 ft:

F f = 4f

D . 2 . g c 0 , 0224 . 2 . 32 , 174

= 0,000146 ft.lbf/lbm

1 Sharp edge exit:

h ex =n 1 =1 1 0 A 2 2 . . g c 2 1 32 , 174

= 0,000005 ft.lbf/lbm

Total friction loss:

F = 0,000173 ft.lbf/lbm

Dari persamaan Bernoulli:

1 F W s 0 (Geankoplis,1997)

dimana : v 1 =v 2 P 1 = 2545,6390 lb f /ft² P 2 = 2727,7774 lb f /ft²

= 2,1405 ft.lb f /lb m

Z = 20 ft maka:

32 2 , 174 ft / s

0 2 20 ft 2 , 1405 ft . lbf / lbm 0,000173 ft . lbf / lbm W s 0

32 , 174 ft . lbm / lbf . s Ws = –22,1407 ft.lbf/lbm

Untuk efisiensi pompa 80 , maka:

= - × Wp –22,1407 = –0,8 × Wp

= 27,676 ft.lbf/lbm

Daya pompa: P = m × Wp 0,0006 1 hp

Maka dipilih pompa dengan daya motor 1 /

20 hp.

D.7 Tangki Pelarutan Soda Abu (Na 2 CO 3 ) (TP-02)

Fungsi

: Membuat larutan soda abu (Na 2 CO 3 )

Bentuk

: Silinder tegak dengan alas dan tutup datar

Bahan konstruksi

: Carbon Steel SA-283 Grade C

Jumlah

: 1 unit

Data: Temperatur

Na 2 CO 3 yang digunakan

= 27 ppm

Na 2 CO 3 yang digunakan berupa larutan 30 ( berat)

Laju massa Na 2 CO 3 = 0,5619 kg/jam

3 Densitas Na 3

2 CO 3 30 = 1327 kg/m = 82,8423 lb m /ft (Perry, 1999) Kebutuhan perancangan

= 30 hari

Faktor keamanan

Desain Tangki

a. Ukuran tangki

0,5619 kg/jam 24 jam/hari 30 hari

Volume larutan, V l

0,3 1327 kg/m

3 = 1,0162 m

Volume tangki, V 3

= 1,2 1,0162 m

3 = 1,2195 m

Direncanakan perbandingan diameter dengan tinggi silinder tangki, D : H = 2 : 3

1,2195 m πD

Maka:

D = 1,0117 m

H = 1,5176 m

b. Tebal dinding tangki

volume cairan tinggi silinder

Tinggi cairan dalam tangki =

volume silinder

Tekanan hidrostatik, P hid = ×g×h

3 2 = 1327 kg/m × 9,8 m/det × 1,2647 m = 16,4466 kPa

Tekanan udara luar, P o = 1 atm = 101,325 kPa P operasi = 16,4466 kPa + 101,325 kPa = 117,7716 kPa Faktor kelonggaran = 5 % Maka, P desain = (1,05) (117,7716 kPa) = 123,6601 kPa Joint efficiency = 0,8

(Brownell,1959) Allowable stress = 12650 psia = 87218,714 kPa (Brownell,1959)

Tebal shell tangki: PD

t 2SE 1,2P

(123,6601 kPa) (1,0117 m)

2(87218,71 4 kPa)(0,8) 1,2(123,66 01 kPa) 0,0009 m 0,0353 in

Faktor korosi = 1 /

8 in

Maka tebal shell yang dibutuhkan = 0,0353 in + 1 /

8 in = 0,1603 in Tebal shell standar yang digunakan = ¼ in

(Brownell,1959)

c. Daya pengaduk Jenis pengaduk

: flat 6 blade turbin impeller

Jumlah baffle

: 4 buah

Untuk turbin standar (McCabe, 1999), diperoleh:

1 Da/Dt = 1 /

3 ; Da = / 3 × 1,0117 m = 0,3372 m

E/Da = 1

; E = 0,3372 m

L/Da = ¼

; L = ¼ × 0,3372 m = 0,0843 m

1 W/Da = 1 /

5 ; W= / 5 × 0,3372 m = 0,0674 m

1 J/Dt = 1 /

12 ; J = / 12 × 1,0117 m= 0,0843m

dengan: Dt = diameter tangki Da = diameter impeller

E = tinggi turbin dari dasar tangki L = panjang blade pada turbin W = lebar blade pada turbin J = lebar baffle Kecepatan pengadukan, N = 1 putaran/det

Viskositas Na -4

2 CO 3 30 = 3,69 10 lb m /ft detik (Othmer, 1967) Bilangan Reynold, ρ 2 N D

(Geankoplis, 1997)

N Re > 10.000, maka perhitungan dengan pengadukan menggunakan rumus: 3 K 5

T .n .D a ρ

P (McCabe,1999)

K T = 6,3 (McCabe,1999)

1hp P 32,174 lbm.ft/lbf .det 2 550 ft.lbf/det

6,3.(1 put/det) 3 .(0,3216 3,2808 ft) 5 (82,8423 lbm/ft 3 )

0 , 0489 hp Efisiensi motor penggerak = 80

Daya motor penggerak =

= 0,0611 hp

Maka daya motor yang dipilih 1 /

4 hp.

D.8 Pompa Soda Abu (PU-04)

Fungsi : Memompa larutan soda abu dari tangki pelarutan soda abu

(TP-02) ke Clarifier (CL)

Jenis

: Pompa injeksi

Bahan konstruksi

: Commercial steel

Jumlah

: 1 unit

Kondisi operasi: - Temperatur

= 30°C

3 - Densitas soda abu ( ) 3 = 1327 kg/m = 82,8423 lb m /ft (Othmer, 1967)

- Viskositas soda abu ( ) = 2,4797.10 -7 lb m /ft detik = 3,69 10 Pa.s (Othmer, 1967) Laju alir massa (F) -4 = 0,5618 kg/jam = 3,441.10 lb

m /detik

F 4 3 , 441 . 10 lb

m /detik

Laju alir volume,

3 = 1,176.10 m /s

82,8423 lb m /ft

Desain pompa

D 0,13

i,opt

= 0,133 Q (Peters et.al., 2004)

-7 0,2 = 0,133 (1,176.10 ) (3,69.10 ) = 0,00003 m = 0,0013 in

Dari Appendiks A.5 Geankoplis (1997), dipilih pipa commercial steel : - Ukuran pipa nominal 1 = /

8 in

- Schedule number

- Diameter dalam (ID)

= 0,269 in = 0,0224 ft

- Diameter luar (OD)

= 0,405 in = 0,0338 ft

- Luas penampang dalam (A 2

= 0,0004 ft

Q 4 , 154 . 10 6 ft 3 /s

Kecepatan linier: v

0 , 0104 ft/s

A t 2 0,0004 ft ρ v D 82,8423 0 , 0104 0,0224

Bilangan Reynold: N Re = 77766,6677

2,4797.10 - 7

Dari Gbr. 12.1, Timmerhaus (2004): - Untuk pipa commercial steel , diperoleh: ε = 0,00015

- Untuk N Re = 77766,6677dan

= 0,0067, diperoleh f = 0,005

- Friction loss :

1 Sharp edge entrance :h c = 0,5 1 = 0 , 5 ( 1 0 )

A 1 2 2 ( 1 )( 32 , 174 )

= 0,0000008 ft.lbf/lbm

2 v 2 0 , 0104

2 elbow 90°:

h f = n.Kf.

= 0,0000025ft.lbf/lbm

2 . g c 2 ( 32 , 174 )

2 v 2 0 , 0104

1 check valve:

h f = n.Kf.

= 0,0000034 ft.lbf/lbm

2 . g c 2 ( 32 , 174 )

2 L 2 . v 30 . 0 , 0104 Pipa lurus 30 ft:

F f = 4f

D . 2 . g c 0 , 0224 . 2 . 32 , 174

= 0,0000449 ft.lbf/lbm

1 Sharp edge exit:

h ex =n 1 =1 1 0 A 2 2 . . g c 2 1 32 , 174

= 0,0000017 ft.lbf/lbm

Total friction loss:

F = 0,0000801 ft.lbf/lbm

Dari persamaan Bernoulli:

v 2 v 1 g z 2 z 1 F W s 0 (Geankoplis,1997)

dimana: v 1 =v 2

1 = 2582,7098 lb f /ft

2 = 2727,7774 lb f /ft

= 1,953 ft.lb f /lb m

Z = 20 ft maka:

32 2 , 174 ft / s

0 2 20 ft 1 , 7511 ft . lbf / lbm 0 , 0000532 ft . lbf / lbm W s 0

32 , 174 ft . lbm / lbf . s Ws = –21,7512 ft.lbf/lbm

Untuk efisiensi pompa 80 , maka:

= - × Wp –21,7511 = –0,8 × Wp

= 27,189 ft.lbf/lbm

Daya pompa: P = m × Wp 0,5618 1 hp

Maka dipilih pompa dengan daya motor 1 /

20 hp.

D.9 Clarifier (CL)

Fungsi : Memisahkan endapan (flok-flok) yang terbentuk karena

penambahan alum dan soda abu Tipe : External Solid Recirculation Clarifier

Bentuk

: Circular desain

Bahan konstruksi

: Carbon Steel SA-283, Grade C

Jumlah

: 1 unit

Kondisi operasi:

Temperatur 0 = 30 C

Tekanan

= 1 atm

Laju massa air (F 1 )

= 20810,3936 kg/jam

Laju massa Al 2 (SO4) 3 (F 2 )

= 1,0405 kg/jam

Laju massa Na 2 CO 3 (F 3 )

= 0,5619 kg/jam

Laju massa total, m = 20811,996 kg/jam = 5,7811 kg/s Densitas Al 2 (SO 4 ) 3 = 2,71 gr/ml

(Perry, 1997)

(Perry, 1997) Densitas air

Densitas Na 2 CO 3 = 2,533 gr/ml

(Perry, 1997) Reaksi koagulasi:

= 0,995904 gr/ml

Al 2 (SO 4 ) 3 + 3 Na 2 CO 3 + 3H 2 O

2 Al(OH) 3 + 3 Na 2 SO 4 + 3CO 2

Dari Metcalf & Eddy (1984) diperoleh bahwa untuk clarifier tipe upflow (radial): - Kedalaman air = 3-5 m

- Settling time = 1-3 jam Dipilih : Kedalaman air (H) = 3 m

Settling time = 1 jam

Diameter dan Tinggi Clarifier Densitas larutan,

= 995,9518 kg/m 3

20811,996 kg / jam 1 jam

20 , 8966 Volume cairan, V = 3 m

V=¼D 2 H

Maka, diameter clarifier = 2,9788 m Tinggi clarifier = 1,5 × D = 4,4682 m

Tebal Dinding Tangki Tekanan hidrostatik:

P hid = ×g×h

3 2 = 995,9518 kg/m × 9,8 m/det ×3m = 29,281 kPa

Tekanan operasi = 1 atm = 101,325 kPa P = 29,281 kPa + 101,325 kPa = 130,6060 kPa Faktor kelonggaran = 5% Maka, P design = (1,05) × (130,6060) kPa = 137,1363 kPa Joint efficiency = 0,8

(Brownell,1959) Allowable stress = 12650 psia = 87218,714 kPa (Brownell,1959)

Tebal shell tangki: PD

t 2SE 1,2P

(137,1363 kPa) (2,9788 m)

2 (87218,714 0 kPa) (0,8) 1,2 (137,1363 kPa) 0,0029 m 0,1154 in

Faktor korosi = 1 /

8 in

Maka tebal shell yang dibutuhkan = 0,1154 in + 1 /

8 in = 0,2404 in

Tebal shell standar yang digunakan = 1 /

(Brownell,1959) Daya Clarifier

4 in

P = 0,006 D 2 (Ulrich, 1984) dimana: P = daya yang dibutuhkan, kW

Sehingga, P = 0,006 (2,9788) 2 = 0,0532 kW = 0,0714 hp

D.10 Pompa Clarifier (PU-05)

Fungsi : Memompa air dari Clarifier (CL) ke Sand Filter (SF) Jenis

: Pompa sentrifugal

Bahan konstruksi

: Commercial steel

Jumlah

: 1 unit

Kondisi operasi: - Temperatur

= 30 C

3 - Densitas air ( ) 3 = 995,904 kg/m = 62,1726 lb m /ft (Geankoplis, 1997) - Viskositas air ( )

(Geankoplis, 1997) Laju alir massa (F)

= 0,8148 cP = 0,0005 lb m /ft s

= 20810,3936 kg/jam = 12,7443 lb m /detik

F 12,7443 lb m /detik

Debit air/laju alir volumetrik, Q

62,1726 lb m /ft ρ 3

3 /s = 0,0058 m 3 = 0,205 ft /s

Desain pompa:

0,13 Di

,opt = 0,363 (Q) ()

(Timmerhaus, 2004)

3 = 0,363 × (0,0058 m 0,13 /s) × (995,904 kg/m )

= 0,0878 m = 3,4557 in

Dari Appendiks A.5 Geankoplis (1997), dipilih pipa commercial steel :

- 1 Ukuran nominal :3 /

2 in

- Schedule number : 40

- Diameter Dalam (ID)

: 3,548 in = 0,2957 ft

- Diameter Luar (OD)

: 4 in = 0,3333 ft

- 2 Luas penampang dalam (A

: 0,0687 ft Q 3 0 , 205 ft / s

Kecepatan linier: v = =

2 = 2,9837 ft/s

A 0 , 0687 ft v D

Bilangan Reynold : N Re =

( 62 , 1726 lbm / ft 3 )( 2 , 9837 ft / s )( 0 , 3333 ft )

0,0005 lbm/ft.s

Karena N Re > 4000, maka aliran turbulen. Dari Gbr. 12.1, Timmerhaus (2004):

- Untuk pipa commercial steel , diperoleh: ε = 0,00015 - Untuk N Re = 100167,9987 dan

= 0,0005, diperoleh f = 0,005

Friction loss :

2 A 2 v 2,9837

1 Sharp edge entrance :h c = 0,5 1 2 = 0 , 5 ( 1 0 )

A 1 2 2 ( 1 )( 32 , 174 )

= 0,0692 ft.lbf/lbm

2 v 2 2,9837

2 elbow 90°:

h f = n.Kf.

= 0,2075 ft.lbf/lbm

2 . g c 2 ( 32 , 174 )

2 v 2 2,9837

1 check valve:

h f = n.Kf.

= 0,2767 ft.lbf/lbm

2 . g c 2 ( 32 , 174 )

2 L 2 . v 50 . 2,9837 Pipa lurus 50 ft:

F f = 4f

D . 2 . g c 0 , 3333 . 2 . 32 , 174

= 0,4679 ft.lbf/lbm

2 2 A 2 v 2 2,9837

1 Sharp edge exit:

= 0,1384 ft.lbf/lbm

Total friction loss:

F = 1,1597 ft.lbf/lbm

Dari persamaan Bernoulli:

v 2 v 1 g z 2 z 1 F W s 0 (Geankoplis,1997)

dimana : v 1 =v 2

1 = 2727,7774 lb f /ft

2 = 3521,3046 lb f /ft

= 12,7633 ft.lb f /lb m

Z = 50 ft Z = 50 ft

32 , 174 / 2 ft s

0 2 50 ft 12,7633 ft . lbf / lbm 1 , 1597 ft . lbf / lbm W s 0

32 , 174 ft . lbm / lbf . s Ws = –63,923 ft.lbf/lbm

Untuk efisiensi pompa 80 , maka:

= - × Wp –64,185 = –0,8 × Wp

= 79,9037 ft.lbf/lbm

Daya pompa: P = m × Wp

1 hp

lbm / s 79 , 9037 ft . lbf / lbm ×

Maka dipilih pompa dengan daya motor 2 hp.

D.11 Sand Filter (SF)

Fungsi : Menyaring partikel-partikel yang masih terbawa dalam air

yang keluar dari Clarifier (CL)

Bentuk : Silinder tegak dengan alas dan tutup elipsoidal Bahan konstruksi

: Carbon steel SA-283, Grade C

Jumlah

: 1 unit

Kondisi operasi: Temperatur 0 = 30 C

Tekanan

= 1 atm

Laju massa air

= 20810,3936 kg/jam

3 Densitas air 3 = 995,904 kg/m = 62,1725 lbm/ft (Geankoplis, 1997)

Faktor keamanan

Sand filter 1 dirancang untuk penampungan /

4 jam operasi.

Sand filter 1 dirancang untuk volume bahan penyaring /

3 volume tangki. Desain Sand Filter

a. Volume tangki

3 Volume air: V

20810 , 3936 kg/jam 0,25 jam

a 3 = 5,224 m

995,904 kg/m

1 Volume air dan bahan penyaring: Vt = (1 + 3 /

3 ) × 5,224 = 6,9653 m

3 3 Volume tangki = 1,2 6,9653 m = 8,3584 m

b. Diameter tangki Direncanakan perbandingan diameter dengan tinggi, D : H = 3 : 4

V πD H

8,3584 m πD

8 ,3584 m πD

Maka: D = 1,9988 m

H = 5,9964 m

c. Diameter dan tinggi tutup Diameter tutup = diameter tangki = 1,9988 m Direncanakan perbandingan diameter dengan tinggi tutup D : H = 4 : 1

Tinggi tutup

1,9988 = 0,4997 m

Tinggi tangki total = 5,9964+ 2(0,4997) = 6,9958m

d. Tebal shell dan tutup tangki

Tinggi penyaring

5,9964 = 1,4991 m

4 5 ,224m 3

Tinggi cairan dalam tangki =

P hidro = ×g×h

3 2 = 995,904 kg/m × 9,8 m/det × 3,7478 m = 36,57777 kPa

P penyaring = ×g×l

3 2 = 2089,5 kg/m × 9,8 m/det × 1,4991 m = 30,6974 kPa

Tekanan operasi = 1 atm = 101,325 kPa P T = 36,5777 kPa + 30,6974 kPa + 101,325 kPa = 168,6001 kPa Faktor kelonggaran

= 5% Maka, P design = (1,05) × (168,6001 kPa) = 177,0301 kPa

Joint efficiency

(Brownell,1959) Allowable stress = 12650 psia = 87218,714 kPa (Brownell,1959)

Tebal shell tangki: PD

t 2SE 1,2P

(177,0301 kPa) (1,9988 m)

2 (87218,714 kPa) (0,8) 1,2 (177,0301 kPa) 0,0025 m 0,1 in

1 Faktor korosi = /

8 in

1 Maka tebal shell yang dibutuhkan = 0,1 in + /

8 in = 0,225 in

1 Tebal shell standar yang digunakan = /

4 in

Tutup terbuat dari bahan yang sama dengan dinding tangki dan ditetapkan tebal tutup ¼ in.

D.12 Pompa Filtrasi (PU-06)

Fungsi : Memompa air dari Sand Filter (SF) ke Tangki Utilitas 1 (TU-01) Jenis

: Pompa sentrifugal

Bahan konstruksi: Commercial steel Jumlah

: 1 unit

Kondisi operasi: - Temperatur

= 30 C

3 - Densitas air ( ) 3 = 995,904 kg/m = 62,1726 lb m /ft (Geankoplis, 1997) - Viskositas air ( )

= 0,8148 cP = 0,0005 lb m /ft s

(Geankoplis, 1997)

Laju alir massa (F) = 20810,3936 kg/jam = 12,7443 lb m /detik

F 12,7443 lb m /detik

Debit air/laju alir volumetrik, Q

62,1726 lb m /ft 3

3 /s = 0,0058 m 3 = 0,205 ft /s

Desain pompa

0,13 Di

,opt = 0,363 (Q) ()

(Timmerhaus, 2004)

3 = 0,363 × (0,0058 m 0,13 /s) × (995,904 kg/m )

= 0,0878 m = 3,4557 in

Dari Appendiks A.5 Geankoplis (1997), dipilih pipa commercial steel :

- 1 Ukuran nominal :3 /

2 in

- Schedule number : 40

- Diameter Dalam (ID)

: 3,548 in = 0,2957 ft

- Diameter Luar (OD)

: 4 in = 0,3333 ft

- 2 Luas penampang dalam (A

: 0,0687 ft Q 0 , 205 3 ft / s

Kecepatan linier: v = =

2 = 2,9837 ft/s

A 0 , 0687 ft v D

Bilangan Reynold: N Re =

( 3 62 , 1726 lbm / ft )( 2 , 9837 ft / s )( 0 , 3333 ft )

0,0005 lbm/ft.s = 100167,9987

Karena N Re > 4000, maka aliran turbulen. Dari Gbr. 12.1, Timmerhaus (2004):

- Untuk pipa commercial steel , diperoleh: ε = 0,00015 - Untuk N Re = 100167,9987 dan

= 0,0005, diperoleh f = 0,005

Friction loss:

1 Sharp edge entrance

:h c = 0,5 1 2

A 1 2 2 ( 1 )( 32 , 174 )

= 0,0692 ft.lbf/lbm

2 v 2 2,9837

3 elbow 90°:

h f = n.Kf.

= 0,3113 ft.lbf/lbm

2 . g c 2 ( 32 , 174 )

2 v 2 2,9837

1 check valve:

h f = n.Kf.

= 0,2767 ft.lbf/lbm

2 . g c 2 ( 32 , 174 )

2 L 2 . v 30 . 2,9837 Pipa lurus 30 ft:

F f = 4f

D . 2 . g c 0 , 3333 . 2 . 32 , 174

= 0,2808 ft.lbf/lbm

1 Sharp edge exit:

h ex =n 1 1 =1 1 0 A 2 2 . . g c 2 1 32 , 174

= 0,1384 ft.lbf/lbm

Total friction loss:

F = 1,0763 ft.lbf/lbm

Dari persamaan Bernoulli:

v 2 v 1 g z 2 z 1 F W s 0 (Geankoplis,1997)

dimana : v 1 =v 2

1 = 3521,3046 lb f /ft

2 = 3134,8215 lb f /ft

= -6,2163 ft.lb f /lb m

Z = 30 ft maka:

32 2 , 174 ft / s

0 2 30 ft 6 , 2163 ft . lbf / lbm 1 , 0763 ft . lbf / lbm W s 0

32 , 174 ft . lbm / lbf . s Ws = –24,86 ft.lbf/lbm

Untuk efisiensi pompa 80 , maka:

= - × Wp –24,86 = –0,8 × Wp

= 31,075 ft.lbf/lbm

Daya pompa: P = m × Wp

1 hp

12 , 7443 = lbm / s 3 1 ,075 ft . lbf / lbm ×

550 ft . lbf / s

= 0,72 hp

Maka dipilih pompa dengan daya motor 1 hp.

D.13 Tangki Utilitas 1 (TU-01)

Fungsi : Menampung air sementara dari Sand Filter (SF) Bentuk

: Silinder tegak dengan alas dan tutup datar

Bahan konstruksi

: Carbon Steel SA-283, Grade C

Jumlah

: 1 unit

Kondisi operasi: Temperatur 0 = 30 C

Tekanan

= 1 atm

Laju massa air

= 20810,3936 kg/jam

Densitas air 3 = 995,904 kg/m (Geankoplis, 1997) Kebutuhan perancangan

= 3 jam

Faktor keamanan

Desain Tangki

a. Volume tangki

Volume air, 3 V

20810 , 3936 kg/jam 3 jam

a 3 = 62,688 m

995,904 kg/m

3 Volume tangki, V 3

t = 1,2 62,688 m = 75,2255 m t = 1,2 62,688 m = 75,2255 m

75 , 25 3 m 2 D D

75,2255 m πD

Maka, D = 3,9976 m

H = 5,9964 m

c. Tebal tangki

62,688 3 m

Tinggi air dalam tangki =

3 5,9964 m = 4,997 m

75,2255m

Tekanan hidrostatik: P = × g × h

3 2 = 995,904 kg/m × 9,8 m/det × 4,997m = 48,7703 kPa

Tekanan operasi = 1 atm = 101,325 kPa P = 48,7703 kPa + 101,325 kPa = 150,0953 kPa Faktor kelonggaran

= 5% Maka, P design = (1,05) × (150,0953 kPa) = 157,6 kPa Joint efficiency = 0,8

(Brownell,1959) Allowable stress = 12650 psia = 87218,714 kPa (Brownell,1959)

Tebal shell tangki: PD

t 2SE 1,2P

(157,6 kPa) (3,9976 m)

2 (87.218,71 4 kPa) (0,8) 1,2 (157,6 kPa) 0,0045 m 0,178 in

Faktor korosi 1 = /

8 in

Maka tebal shell yang dibutuhkan 1 = 0,178 in + /

8 in = 0,303 in

Tebal shell standar yang digunakan 1 = /

2 in

(Brownell,1959)

D.14 Pompa ke Cation Exchanger (PU-07)

Fungsi : Memompa air dari Tangki Utilitas 1 (TU-01) ke Cation

Exchanger (CE)

Jenis

: Pompa sentrifugal

Bahan konstruksi: Commercial steel Jumlah

: 1 unit

Kondisi operasi: - Temperatur

= 30 C

3 - Densitas air ( ) 3 = 995,904 kg/m = 62,1726 lb m /ft (Geankoplis, 1997) - Viskositas air ( )

(Geankoplis, 1997) Laju alir massa (F) = 1489,5768 kg/jam = 0,9122 lb m /detik

= 0,8148 cP = 0,0005 lb m /ft s

F 0,9122 lb

m /detik

Debit air/laju alir volumetrik, Q

62,1726 lb m /ft

3 /s = 0,0004 m 3 = 0,0147 ft /s

Desain pompa

0,13 Di

,opt = 0,363 (Q) ()

(Timmerhaus, 2004)

3 = 0,363 × (0,0004 m 0,13 /s) × (995,904 kg/m )

= 0,0268 m = 1,0548 in

Dari Appendiks A.5 Geankoplis (1997), dipilih pipa commercial steel: - Ukuran nominal

: 1¼ in - Schedule number : 40

- Diameter Dalam (ID)

: 1,38 in = 0,1150 ft

- Diameter Luar (OD)

: 1,66 in = 0,1383 ft

- 2 Luas penampang dalam (A

: 0,0104 ft

Q 3 0 , 0147 ft / s

Kecepatan linier: v = =

2 = 1,4108 ft/s

A 0 , 0104 ft v D

Bilangan Reynold: N Re =

( 3 62 , 1726 lbm / ft )( 1 , 4108 ft / s )( 0 , 1150 ft )

0,0005 lbm/ft.s = 18421,732

Karena N Re > 4000, maka aliran turbulen. Dari Gbr. 12.1, Timmerhaus (2004):

- Untuk pipa commercial steel , diperoleh: ε = 0,00015 - Untuk N Re = 18421,732 dan

= 0,0013, diperoleh f = 0,007

Friction loss :

1 Sharp edge entrance :h c = 0,5 1 = 0 , 5 ( 1 0 )

A 1 2 2 ( 1 )( 32 , 174 )

= 0,0155 ft.lbf/lbm

2 v 2 1,4108

3 elbow 90°:

h f = n.Kf.

= 0,0696 ft.lbf/lbm

2 . g c 2 ( 32 , 174 )

2 v 2 1,4108

1 check valve:

h f = n.Kf.

= 0,0619 ft.lbf/lbm

2 . g c 2 ( 32 , 174 )

2 L 2 . v 20 . 1,4108 Pipa lurus 20 ft:

= 0,1506 ft.lbf/lbm

1 Sharp edge exit:

h ex =n 1 1 =1 1 0 A 2 2 . . g c 2 1 32 , 174

= 0,0309 ft.lbf/lbm

Total friction loss :

F = 0,3285 ft.lbf/lbm

Dari persamaan Bernoulli:

v 2 v 1 g z 2 z 1 F W s 0 (Geankoplis,1997) v 2 v 1 g z 2 z 1 F W s 0 (Geankoplis,1997)

1 = 3134,8215 lb f /ft

2 = 2271,5560 lb f /ft

= -13,885 ft.lb f /lb m

Z = 20 ft maka:

ft 2 / s

0 2 20 ft 13 , 885 ft . lbf / lbm 0 , 3285 ft . lbf / lbm W s 0

32 , 174 ft . lbm / lbf . s Ws = 6,4435 ft.lbf/lbm

Untuk efisiensi pompa 80 , maka:

= 8,0544 ft.lbf/lbm

Daya pompa: P = m × Wp 1489,5768 1 hp

lbm / s 8 , 0544 ft . lbf / lbm ×

Maka dipilih pompa dengan daya motor 1 /

20 hp.

D.15 Pompa ke Menara Pendingin Air (PU-08)

Fungsi : Memompa air dari Tangki Utilitas 1 (TU-01) ke Menara

Pendingin (CT)

Jenis

: Pompa sentrifugal

Bahan konstruksi: Commercial steel Jumlah

: 1 unit

Kondisi operasi: - Temperatur

= 30 C

3 - Densitas air ( ) 3 = 995,904 kg/m = 62,1726 lb m /ft (Geankoplis, 1997) - Viskositas air ( )

= 0,8148 cP = 0,0005 lb m /ft s

(Geankoplis, 1997)

Laju alir massa (F) = 14369,0164 kg/jam = 8,7996 lb m /detik

F 8,7996 lb m /detik

Debit air/laju alir volumetrik, Q

62,1726 lb

m /ft

3 /s = 0,004 m 3 = 0,1415 ft /s

Desain pompa

0,13 Di

,opt = 0,363 (Q) ()

(Timmerhaus, 2004)

3 = 0,363 × (0,004 m 0,13 /s) × (995,904 kg/m )

= 0,0743 m = 2,9252 in

Dari Appendiks A.5 Geankoplis (1997), dipilih pipa commercial steel: - Ukuran nominal

: 3 in - Schedule number : 40

- Diameter Dalam (ID)

: 3,068 in = 0,2557 ft

- Diameter Luar (OD)

: 3,5 in = 0,2917 ft

- 2 Luas penampang dalam (A

: 0,0513 ft Q 0 , 1415 3 ft / s

Kecepatan linier: v = =

2 = 2,759 ft/s

A 0 , 0513 ft v D

Bilangan Reynold: N Re =

( 3 62 , 1726 lbm / ft )( 2 , 759 ft / s )( 0 , 2557 ft )

0,0005 lbm/ft.s = 80091,5795

Karena N Re > 4000, maka aliran turbulen. Dari Gbr. 12.1, Timmerhaus (2004):

- Untuk pipa commercial steel , diperoleh: ε = 0,00015 - Untuk N Re = 80091,5795 dan

= 0,0006, diperoleh f = 0,0053

Friction loss :

2 A 2 v 2 , 759

1 Sharp edge entrance :h c = 0,5 1 2 = 0 , 5 ( 1 0 )

A 1 2 2 ( 1 )( 32 , 174 )

= 0,0591 ft.lbf/lbm

2 elbow 90°:

h f = n.Kf.

= 0,1774 ft.lbf/lbm

2 . g c 2 ( 32 , 174 )

1 check valve:

h f = n.Kf.

= 0,2366 ft.lbf/lbm

2 . g c 2 ( 32 , 174 )

. 2 L 2 v 50 . 2,759 Pipa lurus 50 ft:

F f = 4f

D . 2 . g c 0 , 2557 . 2 . 32 , 174

= 0,4904ft.lbf/lbm

1 Sharp edge exit:

h ex =n 1 =1 1 0 A 2 2 . . g c 2 1 32 , 174

= 0,1183 ft.lbf/lbm

Total friction loss:

F = 1,0819 ft.lbf/lbm

Dari persamaan Bernoulli:

v 2 v 1 g z 2 z 1 F W s 0 (Geankoplis,1997)

dimana : v 1 =v 2

1 = 3134,8215 lb f /ft

2 = 2116,2281 lb f /ft

= -16,3833 ft.lb f /lb m

Z = 40 ft maka:

32 2 , 174 ft / s

0 2 40 ft 16 , 3833 ft . lbf / lbm 1 , 0819 ft . lbf / lbm W s 0

32 , 174 ft . lbm / lbf . s Ws = 24,6986 ft.lbf/lbm Untuk efisiensi pompa 80 , maka:

= 30,8732 ft.lbf/lbm

Daya pompa: P = m × Wp

1 hp

14369 = , 0164 lbm / s 3 0 , 8732 ft . lbf / lbm ×

550 ft . lbf / s

= 0,4939 hp

Maka dipilih pompa dengan daya motor ½ hp.

D.16 Pompa ke Tangki Utilitas 2 (PU-09)

Fungsi : Memompa air dari Tangki Utilitas 1 (TU-01) ke Tangki

Utilitas 2 (PU-09)

Jenis

: Pompa sentrifugal

Bahan konstruksi: Commercial steel Jumlah

: 1 unit

Kondisi operasi: - Temperatur

= 30 C

3 - Densitas air ( ) 3 = 995,904 kg/m = 62,1726 lb m /ft (Geankoplis, 1997) - Viskositas air ( )

(Geankoplis, 1997) Laju alir massa (F) = 964 kg/jam = 0,5904 lb m /detik

= 0,8148 cP = 0,0005 lb m /ft s

m Debit air/laju alir volumetrik, /detik

F 0,5904 lb

ρ 62,1726 lb m /ft

3 /s = 0,0003 m 3 = 0,0095 ft /s

Desain pompa

0,13 Di

,opt = 0,363 (Q) ()

(Timmerhaus, 2004)

3 = 0,363 × (0,0003 m 0,13 /s) × (995,904 kg/m )

= 0,022 m = 0,8672 in

Dari Appendiks A.5 Geankoplis (1997), dipilih pipa commercial steel : - Ukuran nominal

: 1 in - Schedule number : 40

- Diameter Dalam (ID)

: 1,049 in = 0,0874 ft

- Diameter Luar (OD)

: 1,315 in = 0,1096 ft

- 2 Luas penampang dalam (A

: 0,006 ft Q 3 0 , 0095 ft / s

Kecepatan linier: v = =

2 = 1,5826 ft/s

A 0 , 006 ft v D

Bilangan Reynold : N Re =

( 3 62 , 1726 lbm / ft )( 1 , 5826 ft / s )( 0 , 006 ft )

0,0005 lbm/ft.s = 15708,0798

Karena N Re > 4000, maka aliran turbulen. Dari Gbr. 12.1, Timmerhaus (2004):

- Untuk pipa commercial steel , diperoleh: ε = 0,00015 - Untuk N Re = 15708,0798 dan

= 0,0017, diperoleh f = 0,007

Friction loss :

2 A 2 v 1,5826

1 Sharp edge entrance: h c = 0,5 1 2 = 0 , 5 ( 1 0 )

A 1 2 2 ( 1 )( 32 , 174 )

= 0,0195 ft.lbf/lbm

2 v 2 1,5826

1 elbow 90°:

h f = n.Kf.

= 0,0292 ft.lbf/lbm

2 . g c 2 ( 32 , 174 )

2 v 2 1,5826

1 check valve:

h f = n.Kf.

= 0,0778 ft.lbf/lbm

2 . g c 2 ( 32 , 174 )

2 L 2 . v 30 . 1,5826 Pipa lurus 30 ft:

F f = 4f

D . 2 . g c 0 , 0874 . 2 . 32 , 174

= 0,374 ft.lbf/lbm

1 Sharp edge exit:

h ex =n 1 =1 1 0 A 2 2 . . g c 2 1 32 , 174

= 0,0389 ft.lbf/lbm

Total friction loss:

F = 0,5394 ft.lbf/lbm

Dari persamaan Bernoulli:

v 2 v 1 g z 2 z 1 F W s 0 (Geankoplis,1997)

dimana : v 1 =v 2

1 = 3134,8215 lb f /ft

2 = 2847,8664 lb f /ft

= -4,6155 ft.lb f /lb m

Z = 20 ft maka:

32 2 , 174 ft / s

0 2 20 ft - 4,6155 ft . lbf / lbm 0,5394 ft . lbf / lbm W s 0

32 , 174 ft . lbm / lbf . s Ws = 15,924 ft.lbf/lbm

Untuk efisiensi pompa 80 , maka:

= - × Wp –15,924 = –0,8 × Wp

= 19,9049 ft.lbf/lbm

Daya pompa: P = m × Wp 964 1 hp

lbm / s 19 , 9049 ft . lbf / lbm ×

Maka dipilih pompa dengan daya motor 1 /

20 hp.

D.17 Tangki Pelarutan Asam Sulfat (H 2 SO 4 ) (TP-03)

Fungsi

: Membuat larutan asam sulfat

Bentuk

: Silinder tegak dengan alas dan tutup datar

Bahan konstruksi

: Carbon Steel SA-283 Grade C

Jumlah

: 1 unit

Kondisi pelarutan:

H 2 SO 4 yang digunakan mempunyai konsentrasi 5 ( berat)

Laju massa H 2 SO 4 = 0,737 kg/hari

3 Densitas H 3

2 SO 4 = 1061,7 kg/m = 66,2801 lb m /ft (Perry, 1999) Kebutuhan perancangan

= 30 hari

Faktor keamanan

Desain Tangki

a. Diameter tangki

Volume larutan, 3 V

0,737 kg/hari 30 hari

= 9,9964 m

0,05 1061,7 kg/m 3

3 Volume tangki, V 3

t = 1,2 9,9964 m = 11,9956 m

Direncanakan perbandingan diameter dengan tinggi silinder tangki, D : H = 2 : 3.

D = 2,1678 m

H = 3,2517 m

b. Tebal Dinding Tangki

9 3 , 9964 m

Tinggi larutan H 2 SO 4 dalam tangki =

3 3 , 2517 m = 2,7098 m

11,9956 m

Tekanan hidrostatik: P hid = ×g×h

3 = 27,927 kg/m 2 × 9,8 m/det × 2,7098 m = 28,1941 kPa

Tekanan udara luar, P o = 1 atm = 101,325 kPa P operasi = 28,1941 kPa + 101,325 kPa = 129,5191 kPa

Faktor kelonggaran = 5 %. Maka, P design = (1,05) (129,5191 kPa) = 135,9951 kPa Joint efficiency = 0,8

(Brownell, 1959) Allowable stress = 12650 psia = 87218,7140 kPa

(Brownell, 1959) Tebal shell tangki: PD

t 2SE 1,2P

(135,9951k Pa) (2,1678 m)

2(87218,71 4 kPa)(0,8) 1,2(135,99 51 kPa) 0,0021 m 0 , 0833 in

Faktor korosi 1 = /

8 in

8 in = 0,2083 in Tebal shell standar yang digunakan = ¼ in

Maka tebal shell yang dibutuhkan = 0,0833 in + 1 /

(Brownell, 1959)

c. Daya Pengaduk Jenis pengaduk

: flat 6 blade turbin impeller

Jumlah baffle

: 4 buah

Untuk turbin standar (McCabe, 1999), diperoleh:

1 Da/Dt = 1 /

3 ; Da = / 3 × 2,1678 m = 0,7226 m

E/Da = 1

; E = 0,7226 m

L/Da = ¼

; L = ¼ × 0,7226 m = 0,1807 m

1 W/Da = 1 /

5 ; W= / 5 × 0,7226 m = 0,1445 m

1 J/Dt = 1 /

12 ; J = / 12 × 2,1678 m = 0,1807 m

Kecepatan pengadukan, N = 1 putaran/det

(Othmer, 1967) Bilangan Reynold: ρ 2 N D

Viskositas H 2 SO 4 5 = 0,012 lb m /ft detik

Untuk N Re > 10000, maka perhitungan dengan pengadukan menggunakan rumus: 3 K 5

T .n .D a ρ

(McCabe,1999)

K T = 6,3 (McCabe,1999)

1hp P

3 5 6,3.(1 3 put/det) .(0,7226 3,2808 ft) (66,2801 lbm/ft )

550 ft.lbf/det 1 , 7671 hp

32,174 lbm.ft/lbf .det

Efisiensi motor penggerak = 80

Daya motor penggerak =

= 2,2088 hp

Maka daya motor yang dipilih 2½ hp.

D.18 Pompa H 2 SO 4 (PU-10)

Fungsi : Memompa larutan asam sulfat dari Tangki Pelarutan Asam

Sulfat (TP-03) ke Cation Exchanger (CE)

Jenis

: Pompa injeksi

Bahan konstruksi: Commercial steel Jumlah

: 1 unit

Kondisi operasi: - Temperatur

= 30°C

(Geankoplis, 1997) - Viskositas H -2

3 - Densitas H 3

2 SO 4 ()

= 1061,7 kg/m = 66,2801 lb m /ft

(Othmer, 1967) Laju alir massa (F) = 0,737 kg/jam = 0,0005 lb m /detik

2 SO 4 ( ) = 0,012 lb m /ft detik = 1,786.10 Pa.s

F 0 , 0005 lb

m /detik

Debit air/laju alir volumetrik, Q

ρ 6 6 , 2801 lb m /ft

= 6,8097× 10 3 ft /s = 1,928 × 10 m /s

3 -7

Desain pompa

0,13 Di

,opt = 0,363 (Q) ()

3 = 0,363 × (1,928× 10 0,13 m /s) × (1061,7 kg/m )

= 0,0009 m = 0,0336 in

Dari Appendiks A.5 Geankoplis (1997), dipilih pipa commercial steel :

- 1 Ukuran nominal : /

8 in

- Schedule number : 40

- Diameter Dalam (ID)

: 0,269 in = 0,0224 ft

- Diameter Luar (OD)

: 0,405 in = 0,0338 ft

- 2 Luas penampang dalam (A

: 0,0004 ft

Q 3 6,8097 10 ft / s

Kecepatan linier: v = =

2 = 0,017 ft/s

A 0 , 0004 ft v D

Bilangan Reynold : N Re =

( 3 66 , 2801 lbm / ft )( 0 , 017 ft / s )( 0 , 0224 ft )

0,012 lbm/ft.s

Aliran adalah laminar, maka:

f = 16/NRe = 16/2,1075 = 7,5918

Friction loss :

2 A 2 v 0,017

1 Sharp edge entrance :h c 2 = 0,5 1 = 0 , 5 ( 1 0 )

A 1 2 2 ( 1 )( 32 , 174 )

= 0,000002 ft.lbf/lbm

2 v 2 0,017

3 elbow 90°:

h f = n.Kf.

= 0,000010 ft.lbf/lbm

2 . g c 2 ( 32 , 174 )

2 v 2 0,017

1 check valve:

h f = n.Kf.

= 0,000009 ft.lbf/lbm

2 . g c 2 ( 32 , 174 )

2 L 2 . v 30 . 0,017 Pipa lurus 30 ft:

F f = 4f

D . 2 . g c 0 , 0224 . 2 . 32 , 174

= 0,183047 ft.lbf/lbm

1 Sharp edge exit:

h ex =n 1 =1 1 0 A 2 2 . . g c 2 1 32 , 174

= 0,000005 ft.lbf/lbm

Total friction loss:

F = 0,183073 ft.lbf/lbm

Dari persamaan Bernoulli:

v 2 v 1 g z 2 z 1 F W s 0 (Geankoplis,1997)

dimana: v 1 =v 2

1 = 2705,0777 lb f /ft

2 = 2271,556 lb f /ft

= 6,5408 ft.lb f /lb m

Z = 20 ft maka:

32 2 , 174 ft / s

0 2 20 ft 6 , 5408 ft . lbf / lbm 0,183073 ft . lbf / lbm W s 0

32 , 174 ft . lbm / lbf . s Ws = –26,7238 ft.lbf/lbm

Untuk efisiensi pompa 80 , maka:

= - × Wp –26,7238 = –0,8 × Wp

= 33,4048 ft.lbf/lbm

Daya pompa: P = m × Wp

1 hp

lbm / s 33,4048 ft . lbf / lbm ×

Maka dipilih pompa dengan daya motor 1 /

20 hp.

D.19 Penukar Kation/Cation Exchanger (CE)

Fungsi : Mengikat kation yang terdapat dalam air umpan ketel Bentuk

: Silinder tegak dengan alas dan tutup elipsoidal Bahan konstruksi

: Carbon Steel SA-283 Grade C

Jumlah

: 1 unit

Kondisi operasi:

Temperatur o = 30 C

Tekanan

= 1 atm

Laju massa air

= 1489,5768 kg/jam

Densitas air 3 = 995,904 kg/m (Geankoplis, 1997) Kebutuhan perancangan

= 1 jam

Faktor keamanan

Ukuran Cation Exchanger Dari Tabel 12.4, The Nalco Water Handbook, diperoleh:

- Diameter penukar kation

= 2 ft = 0,6096 m

- 2 Luas penampang penukar kation = 3,14 ft Tinggi resin dalam cation exchanger

= 2,5 ft

Tinggi silinder = (1 + 0,2) 2,5 ft = 3 ft = 0,9144 m Diameter tutup = diameter tangki = 0,6096 m

Rasio axis

Tinggi tutup = 0,1524 m (Brownell,1959)

Sehingga, tinggi cation exchanger = 2 × 0,9144 m + 0,1524 m = 1,9812 m

Tebal Dinding Tangki Tekanan hidrostatik: P hid = ×g×h

3 2 = 995,904 kg/m × 9,8 m/det × 0,7620 m = 7,4371 kPa

Tekanan operasi = 1 atm = 101,325 kPa P T = 7,4371 kPa + 101,325 kPa = 108,7621 kPa Faktor kelonggaran = 5% Maka, P desain

= (1,05) (108,7621 kPa) = 114,2002 kPa

Joint efficiency = 0,8

(Brownell, 1959) Allowable stress = 12650 psia = 87218,714 kPa (Brownell, 1959)

Tebal shell tangki: PD

t 2SE 1,2P

(114,2002 kPa) (0,6069 m)

2(87.218,7 14 kPa)(0,8) 1,2(114,20 02 kPa) 0,0005 m 0,0197 in

Faktor korosi = 1 /

8 in

Maka tebal shell yang dibutuhkan = 0,0197 in + 1 /

8 in = 0,1447 in

Tebal shell standar yang digunakan = ¼ in (Brownell, 1959) Tutup terbuat dari bahan yang sama dengan dinding tangki dan ditetapkan tebal tutup ¼ in.

D.20 Pompa Cation Exchanger (PU-11)

Fungsi : memompa air dari Cation Exchanger (CE) ke Anion

Exchanger (AE)

Jenis

: Pompa sentrifugal

Bahan konstruksi

: Commercial Steel

Jumlah

: 1 unit

Kondisi operasi: - Temperatur

= 30°C

3 - Densitas air ( ) 3 = 995,24 kg/m = 62,1726 lb

(Geankoplis, 1997) - Viskositas air ( )

m /ft

= 0,8148 cP = 0,0005 lb m /ft s (Geankoplis, 1997) Laju alir massa (F)

= 1489,5768 kg/jam = 0,9122 lb m /detik

Laju alir volume, 3 Q m

F 0,9122 lb /detik

3 0,0147 ft 3 /s = 0,0004 m /s

ρ 62,1726 lb m /ft

Desain pompa

0,13 Di

,opt = 0,363 (Q) ()

(Timmerhaus, 2004)

3 = 0,363 × (0,0004 m 0,13 /s) × (995,904 kg/m )

= 0,0268 m = 1,0548 in

Dari Appendiks A.5 Geankoplis (1997), dipilih pipa commercial steel : - Ukuran nominal

: 1¼ in - Schedule number : 40

- Diameter Dalam (ID)

: 1,38 in = 0,1150 ft

- Diameter Luar (OD)

: 1,66 in = 0,1383 ft

- 2 Luas penampang dalam (A

: 0,0104 ft

Q 3 0 , 0147 ft / s

Kecepatan linier: v = =

= 1,4108 ft/s

A 0 , 0104 2 ft v D

Bilangan Reynold: N Re =

( 3 66 , 1726 lbm / ft )( 1 , 4108 ft / s )( 0 , 1150 ft )

0,0005 lbm/ft.s = 18421,732

Karena N Re > 4000, maka aliran turbulen. Dari Gbr. 12.1, Timmerhaus (2004):

- Untuk pipa commercial steel, di peroleh: ε = 0,00015 - Untuk N Re = 18421,732 dan

= 0,0013, diperoleh f = 0,007

Friction loss:

2 A 2 v 1,4108

1 Sharp edge entrance :h c = 0,5 1 2 = 0 , 5 ( 1 0 )

A 1 2 2 ( 1 )( 32 , 174 )

= 0,0155 ft.lbf/lbm

2 v 2 1,4108

3 elbow 90°:

h f = n.Kf.

= 0,0696 ft.lbf/lbm

2 . g c 2 ( 32 , 174 )

2 v 2 1,4108

1 check valve:

h f = n.Kf.

= 0,0619ft.lbf/lbm

2 . g c 2 ( 32 , 174 )

2 L 2 . v 20 . 1,4108 Pipa lurus 20 ft:

= 0,1506 ft.lbf/lbm

1 Sharp edge exit:

h ex =n 1 1 =1 1 0 A 2 2 . . g c 2 1 32 , 174

= 0,0309 ft.lbf/lbm

Total friction loss:

F = 0,3285 ft.lbf/lbm

Dari persamaan Bernoulli:

v 2 v 1 g z 2 z 1 F W s 0 (Geankoplis,1997)

dimana : v 1 =v 2 P 1 =P 2

Z = 20 ft maka:

32 2 , 174 ft / s

0 2 20 ft 0 0,3285 ft . lbf / lbm W s 0

32 , 174 ft . lbm / lbf . s Ws = 20,3285 ft.lbf/lbm

Untuk efisiensi pompa 80 , maka:

= 25,4106 ft.lbf/lbm

Daya pompa : P = m × Wp 1489,5768 1 hp

lbm / s 25,4106 ft . lbf / lbm ×

Maka dipilih pompa dengan daya motor 1 /

20 hp.

D.21 Tangki Pelarutan NaOH (TP-04)

Fungsi : Membuat larutan natrium hidroksida (NaOH) Bentuk

: Silinder tegak dengan alas dan tutup datar

Bahan konstruksi

: Carbon Steel SA-283 Grade C

Jumlah

: 1 unit

Data: Laju alir massa NaOH

= 0,7063 kg/jam

Waktu regenerasi

= 24 jam

NaOH yang dipakai berupa larutan 4% (% berat)

3 Densitas larutan NaOH 4% = 1518 kg/m 3 = 94,7662 lbm/ft (Perry, 1999) Kebutuhan perancangan

= 30 hari

Faktor keamanan

Desain Tangki

a. Diameter tangki

Volume larutan, V 3

( 0 , 7063 kg / jam )( 24 jam / hari )( 30 hari )

3 = 8,3748 m

( 0 , 04 )( 1518 kg / m )

3 Volume tangki = 1,2 × 8,3748 m 3 = 10,0497 m Ditetapkan perbandingan tinggi tangki dengan diameter tangki D : H = 2 : 3

V πD H

10,0497 m 3 πD 2 D

D = 2,0436 m

H = 3,0654 m

b. Tebal dinding tangki

8 3 , 3748 m

Tinggi larutan NaOH dalam tangki =

3 3 , 0654 m = 2,5545 m

10,0497 m

Tekanan hidrostatik: P hid = ×g×h

3 = 1518 kg/m 2 × 9,8 m/det × 2,545 m = 38,0019 kPa

Tekanan udara luar, P o = 1 atm = 101,325 kPa

P operasi = 38,0019 kPa + 101,325 kPa = 139,3269 kPa Faktor kelonggaran = 5 %. Maka,

P design = (1,05) (139,3269) = 146,2933kPa Joint efficiency = 0,8

(Brownell, 1959) Allowable stress = 12650 psia = 87218,7140 kPa

(Brownell, 1959) Tebal shell tangki: PD

t 2SE 1,2P

(146,2933 kPa) (2,0436 m)

2(87218,71 4 kPa)(0,8) 1,2(146,29 33 kPa) 0,0021m 0 , 0845 in

Faktor korosi 1 = /

8 in

Maka tebal shell yang dibutuhkan = 0,0845 in + 1 /

8 in = 0,2095 in Tebal shell standar yang digunakan = ¼ in

(Brownell, 1959)

c. Daya pengaduk Jenis pengaduk

: flat 6 blade turbin impeller

Jumlah baffle

: 4 buah

Untuk turbin standar (McCabe, 1999), diperoleh:

1 Da/Dt = 1 /

3 ; Da = / 3 × 2,0436 m = 0,6812 m

E/Da = 1

; E = 0,6812 m

L/Da = ¼

; L = ¼ × 0,6812 m = 0,1703 m

1 W/Da = 1 /

5 ; W= / 5 × 0,6812 m = 0,1362 m

1 J/Dt = 1 /

12 ; J = / 12 × 2,0436 m = 0,1703 m

Kecepatan pengadukan, N = 1 putaran/det Viskositas NaOH 4% = 4,302.10 -4 lbm/ft.det

(Othmer, 1967) Bilangan Reynold: ρ 2 N D

Untuk N Re > 10000, maka perhitungan dengan pengadukan menggunakan rumus:

3 K 5 T .n .D a P ρ (McCabe,1999)

K T = 6,3 (McCabe,1999)

1hp P

3 5 6,3.(1 3 put/det) .(0,6812 3,2808 ft) (94,7662 lbm/ft )

550 ft.lbf/det 1,8811 hp

32,174 lbm.ft/lbf .det

Efisiensi motor penggerak = 80

Daya motor penggerak =

= 2,3513 hp

Maka daya motor yang dipilih 2 1 /

2 hp.

D.22 Pompa NaOH (PU-12)

Fungsi : Memompa larutan natrium hidroksida dari tangki pelarutan

NaOH (TP-04) ke Anion Exchanger (AE)

Jenis

: Pompa injeksi

Bahan konstruksi

: Commercial Steel

Jumlah

: 1 unit

Kondisi operasi: - Temperatur

= 30°C

3 - Densitas NaOH ( ) 3 = 1518 kg/m = 94,7662 lb m /ft (Perry, 1999)

- Viskositas NaOH( ) -4 = 4,3020 10 lb m /ft detik = 6,4.10 Pa.s (Othmer, 1967) Laju alir massa (F)

= 0,7063 kg/jam = 0,0004 lb m /detik

Laju alir volume, 3 Q

F 0 , 0004 lb m /detik

3 4 , 564 . 10 ft /s = 1,292.10 m /s

6 3 -7

ρ 94,7662 lb m /ft

Desain pompa

0,13 Di

,opt = 0,363 (Q) ()

3 = 0,363 × (1,292.10 0,13 m /s) × (1518 kg/m )

= 0,0007 m = 0,0291 in

Dari Appendiks A.5 Geankoplis (1997), dipilih pipa commercial steel :

- 1 Ukuran nominal : /

8 in

- Schedule number : 40

- Diameter Dalam (ID)

: 0,269 in = 0,0224 ft

- Diameter Luar (OD)

: 0,405 in = 0,0338 ft

- 2 Luas penampang dalam (A

: 0,0004 ft

6 Q 3 4 , 564 . 10 ft / s

Kecepatan linier: v = =

= 0,0114 ft/s

A 0 , 0004 2 ft v D

Bilangan Reynold : N Re =

( 3 94 , 7662 lbm / ft )( 0 , 0114 ft / s )( 0 , 0224 ft )

0,0004 lbm/ft.s

Aliran adalah laminar, maka dari Pers.2.10-7, Geankoplis, 1997, diperoleh

f = 16/N Re = 16/56,3596 = 0,2839

Friction loss :

2 A 2 v 0,0114

1 Sharp edge entrance :h c = 0,5 1 2 = 0 , 5 ( 1 0 )

A 1 2 2 ( 1 )( 32 , 174 )

= 0,000001 ft.lbf/lbm

2 v 2 0,0114

3 elbow 90°:

h f = n.Kf.

= 0,000005 ft.lbf/lbm

2 . g c 2 ( 32 , 174 )

2 v 2 0,0114

1 check valve:

h f = n.Kf.

= 0,000004 ft.lbf/lbm

2 . g c 2 ( 32 , 174 )

2 L 2 . v 30 . 0,0114 Pipa lurus 30 ft:

F f = 4f

D . 2 . g c 0 , 0224 . 2 . 32 , 174

= 0,003075 ft.lbf/lbm

1 Sharp edge exit:

h ex =n 1 =1 1 0 A 2 2 . . g c 2 1 32 , 174

= 0,000002 ft.lbf/lbm

Total friction loss :

F = 0,003086 ft.lbf/lbm

Dari persamaan Bernoulli:

v 2 v 1 g z 2 z 1 F W s 0 (Geankoplis,1997)

dimana : v 1 =v 2

1 = 2902,9188 lb f /ft

2 = 2271,5560 lb f /ft

= -6,7362 ft.lb f /lb m

Z = 20 ft maka:

32 2 , 174 ft / s

0 2 20 ft - 6,7362 ft . lbf / lbm 0,003086 ft . lbf / lbm W s 0

32 , 174 ft . lbm / lbf . s Ws = 13,2669 ft.lbf/lbm

Untuk efisiensi pompa 80 , maka:

= 16,5836 ft.lbf/lbm

Daya pompa: P = m × Wp

1 hp

lbm / s 16,5836 ft . lbf / lbm ×

Maka dipilih pompa dengan daya motor 1 /

20 hp.

D.23 Penukar Anion/Anion Exchanger (AE)

Fungsi : Mengikat anion yang terdapat dalam air umpan ketel Bentuk

: Silinder tegak dengan alas dan tutup elipsoidal

Bahan konstruksi

: Carbon steel SA-283, Grade C

Jumlah

: 1 unit

Kondisi operasi: Temperatur 0 = 30 C

Tekanan

= 1 atm

Laju massa air

= 1489,5768 kg/jam

Densitas air 3 = 995,904 kg/m (Geankoplis, 1997) Kebutuhan perancangan

= 1 jam

Faktor keamanan

Desain Anion Exchanger Dari Tabel 12.4, The Nalco Water Handbook, diperoleh:

- Diameter penukar anion

= 2 ft = 0,6096 m

- Luas penampang penukar anion 2 = 3,14 ft - Tinggi resin dalam anion exchanger

= 2,5 ft

Tinggi silinder = (1 + 0,2) 2,5 ft = 3 ft = 0,9144 m Diameter tutup = diameter tangki = 2 ft = 0,6096 m

Rasio axis

Tinggi tutup =

0 , 1524 m (Brownell,1959)

Sehingga, tinggi anion exchanger = 0,1524 + 1,8288 = 1,9812 m

Tebal Dinding Tangki Tekanan hidrostatik: P hid = ×g×h

3 2 = 995,904 kg/m × 9,8 m/det × 0,7620 m = 7,4371 kPa

Tekanan operasi = 1 atm = 101,325 kPa P T = 7,4371 kPa + 101,325 kPa = 108,7621 kPa Faktor kelonggaran = 5%

Maka, P desain

= (1,05) (108,7621kPa) = 114,2002 kPa Joint efficiency = 0,8

(Brownell, 1959) Allowable stress = 12650 psia = 87218,714 kPa (Brownell, 1959)

Tebal shell tangki: PD

t 2SE 1,2P

(114,2002 kPa) (0,6096 m)

2(87.218,7 14 kPa)(0,8) 1,2(114,20 02 kPa) 0,0005 m 0,0197 in

Faktor korosi = 1 /

8 in

Maka tebal shell yang dibutuhkan = 0,0197 in + 1 /

8 in = 0,1447 in

Tebal shell standar yang digunakan = ¼ in (Brownell, 1959) Tutup terbuat dari bahan yang sama dengan dinding tangki dan ditetapkan tebal tutup ¼ in.

D.24 Pompa Anion Exchanger (PU-13)

Fungsi : Memompa air dari Anion Exchanger (AE) ke

Deaerator (DE)

Jenis

: Pompa sentrifugal

Bahan konstruksi

: Commercial steel

Jumlah

: 1 unit

Kondisi operasi: - Temperatur

= 30°C

3 - Densitas air ( ) 3 = 995,904 kg/m = 62,1726 lb

(Geankoplis, 1997) - Viskositas air ( )

m /ft

= 0,8148 cP = 0,0005 lb m /ft s (Geankoplis, 1997) Laju alir massa (F)

= 1489,5768 kg/jam = 0,9122 lb m /detik

3 Laju alir volume, 3 Q m

F 0,9122 lb /detik

3 0,0147 ft /s = 0,0004 m /s

ρ 62,1726 lb m /ft

Desain pompa

0,13 Di

,opt = 0,363 (Q) ()

(Timmerhaus, 2004)

3 = 0,363 × (0,0004 m 0,13 /s) × (995,904 kg/m )

= 0,0268 m = 1,0548 in

Dari Appendiks A.5 Geankoplis (1997), dipilih pipa commercial steel : - Ukuran nominal

: 1¼ in - Schedule number : 40

- Diameter Dalam (ID)

: 1,38 in = 0,1150 ft

- Diameter Luar (OD)

: 1,66 in = 0,1383 ft

- 2 Luas penampang dalam (A

: 0,0104 ft

Q 3 0 , 0147 ft / s

Kecepatan linier: v = =

2 = 1,4108 ft/s

A 0 , 0104 ft v D

Bilangan Reynold: N Re =

( 3 66 , 1726 lbm / ft )( 1 , 41081 ft / s )( 0 , 1150 ft )

0,0005 lbm/ft.s = 18421,732

Karena N Re > 4000, maka aliran turbulen.

Dari Gbr. 12.1, Timmerhaus (2004): - Untuk pipa commercial steel , diperoleh: ε = 0,00015

- Untuk N Re = 18421,732dan

= 0,0013, diperoleh f = 0,007

Friction loss :

1 Sharp edge entrance :h c = 0,5 1 = 0 , 5 ( 1 0 )

A 1 2 2 ( 1 )( 32 , 174 )

= 0,0155 ft.lbf/lbm

2 v 2 1,4108

3 elbow 90°:

h f = n.Kf.

= 0,0696 ft.lbf/lbm

2 . g c 2 ( 32 , 174 )

2 v 2 1,4108

1 check valve:

h f = n.Kf.

= 0,0619 ft.lbf/lbm

2 . g c 2 ( 32 , 174 )

2 L 2 . v 20 . 1,4108 Pipa lurus 20 ft:

= 0,1506 ft.lbf/lbm

1 Sharp edge exit:

h ex =n 1 =1 1 0 A 2 2 . . g c 2 1 32 , 174

= 0,0309 ft.lbf/lbm

Total friction loss :

F = 0,3285 ft.lbf/lbm

Dari persamaan Bernoulli:

v 2 v 1 g z 2 z 1 F W s 0 (Geankoplis,1997)

dimana : v 1 =v 2

1 = 2271,556 lb f /ft

2 = 3562,6059 lb f /ft

= 20,7656 ft.lb f /lb m

Z = 20 ft maka:

32 2 , 174 ft / s

0 2 20 ft 20,7656 ft . lbf / lbm 0,3285 ft . lbf / lbm W s 0

32 , 174 ft . lbm / lbf . s Ws = 1311,3783 ft.lbf/lbm Untuk efisiensi pompa 80 , maka:

= 1639,2229 ft.lbf/lbm

Daya pompa: P = m × Wp 1489,5768 1 hp

lbm / s 1639,2229 ft . lbf / lbm ×

550 ft . lbf / s

= 2,7188 hp

Maka dipilih pompa dengan daya motor 3 hp.

D.25 Tangki Pelarutan Kaporit [Ca(ClO) 2 ] (TP-05)

Fungsi : Membuat larutan kaporit untuk klorinasi air domestik Bentuk

: Silinder tegak dengan alas dan tutup datar

Bahan konstruksi

: Carbon Steel SA-283 Grade C

Jumlah

: 1 unit

Data: Kaporit yang digunakan

= 2 ppm

Kaporit yang digunakan berupa larutan 70% (% berat) Laju massa kaporit

= 0,0028 kg/jam

3 3 Densitas larutan kaporit 70% = 1272 kg/m = 79,4088 lbm/ft (Perry, 1997) Kebutuhan perancangan

= 90 hari

Faktor keamanan

Desain Tangki

a. Diameter tangki

Volume larutan, V 3

( 0 , 0028 kg / jam )( 24 jam / hari )( 90 hari )

3 Volume tangki = 1,2 × 0,0067 m 3 = 0,0080 m Ditetapkan perbandingan tinggi tangki dengan diameter tangki D : H = 2 : 3

Maka: D = 0,1895 m

H = 0,2843 m H = 0,2843 m

0 3 , 0067 m

Tinggi larutan NaOH dalam tangki =

3 0 , 2843 m 0,008 = 0,2369 m m

Tekanan hidrostatik: P hid = ×g×h

3 = 1272 kg/m 2 × 9,8 m/det × 0,2369 m = 2,9534 kPa

Tekanan udara luar, P o = 1 atm = 101,325 kPa P operasi = 2,9534 kPa + 101,325 kPa = 104,2784 kPa Faktor kelonggaran = 5 %. Maka, P design = (1,05) (104,2784 kPa) = 109,4923 kPa Joint efficiency = 0,8

(Brownell, 1959) Allowable stress = 12650 psia = 87218,7140 kPa

(Brownell, 1959) Tebal shell tangki: PD

t 2SE 1,2P

(109,4923 kPa) (0,1895 m)

2(87218,71 4 kPa)(0,8) 1,2(109,49 23 kPa) 0,0001 m 0 , 0059 in

Faktor korosi 1 = /

8 in

Maka tebal shell yang dibutuhkan = 0,0059 in + 1 /

8 in = 0,1309 in Tebal shell standar yang digunakan = ¼ in

(Brownell, 1959)

c. Daya Pengaduk Jenis pengaduk

: flat 6 blade turbin impeller

Jumlah baffle

: 4 buah

Untuk turbin standar (McCabe, 1999), diperoleh:

1 Da/Dt = 1 /

3 ; Da = / 3 × 0,1895 m = 0,0632 m

E/Da = 1

; E = 0,0632 m

L/Da = ¼

; L = ¼ × 0,0632 m = 0,0158 m

1 W/Da = 1 /

5 ; W= / 5 × 0,0632 m = 0,0126 m

1 J/Dt = 1 /

12 ; J = / 12 × 0,1895 m = 0,0158 m

Kecepatan pengadukan, N = 1 putaran/det

Viskositas kaporit = 0,0007 lbm/ft.det (Othmer, 1967) Bilangan Reynold: ρ 2 N D

Untuk N Re < 10000, maka perhitungan dengan pengadukan menggunakan rumus: 2 K 3 .n .D

(McCabe,1999)

K L = 71 (McCabe,1999) 3 71.(1 5 put/det) .(0,0632 3,2808 ft) (0,0007 lbm/ft.s) 1hp

32,174 lbm.ft/lbf .det

550 ft.lbf/det

- 1 9 , 032 10 hp

Efisiensi motor penggerak = 80

1 -9 , 032 10

Daya motor penggerak = -9 = 1,289 × 10 hp

Maka daya motor yang dipilih 1 /

20 hp.

D.26 Pompa Kaporit (PU-14)

Fungsi : memompa larutan kaporit dari Tangki Pelarutan Kaporit (TP-05) ke Tangki Utilitas 2 (TU-02)

Jenis

: Pompa sentrifugal

Bahan konstruksi

: Commercial Steel

Jumlah

: 1 unit

Kondisi operasi: - Temperatur

= 30 C

3 - Densitas kaporit ( ) = 1272 kg/m 3 = 79,4088 lb m /ft (Perry, 1997) - Viskositas kaporit ( ) = 4,5156 10 -7 lb

(Perry, 1997) Laju alir massa (F) -6 = 0,002754 kg/jam = 1,6867.10 lb

m /ft detik

m /detik

F 1,6867.10 -6 lb /detik

8 Laju alir volume, 3 Q m

3 2 , 124 . 10 ft /s

79,4088 lb m /ft

= 6,0147.10 3 m /s

Desain pompa

0,13 Di

,opt = 0,363 (Q) ()

3 = 0,363 × (6,0147.10 0,13 m /s) × (1272 kg/m )

= 0,0001 m = 0,0026 in

Dari Appendiks A.5 Geankoplis,1997, dipilih pipa commercial steel:

Ukuran nominal 1 : /

8 in

Schedule number : 40

Diameter Dalam (ID)

: 0,269 in = 0,0224 ft

Diameter Luar (OD)

: 0,405 in = 0,0337 ft Inside sectional area 2 : 0,0004 ft

2,124.10 3 ft / s

Kecepatan linier, v = Q/A = -5

2 = 5,31.10 ft/s

0 , 0004 ft v D

Bilangan Reynold : N Re =

3 ( -5 79 , 4088 lbm / ft ) ( 5 , 31 .10 ft / s ) ( 0 , 0224 ft )

- 7 4,5156.10 lbm/ft.s

Aliran adalah laminar, maka f = 16/N Re = 16/209,3317 = 0,0764

Friction loss :

5,31.10 -5

1 Sharp edge entrance :h c = 0,5 1 = 0 , 5 ( 1 0 )

A 1 2 2 ( 1 )( 32 , 174 )

-11 = 4,38.10 ft.lbf/lbm

2 -5 v 2 5,31.10

1 elbow 90°: h -11

f = n.Kf.

= 3,286.10 ft.lbf/lbm

2 . g c 2 ( 32 , 174 )

2 -5 v 2 5,31.10

1 check valve: h -11

f = n.Kf.

= 8,764.10 ft.lbf/lbm

2 . g c 2 ( 32 , 174 )

2 -5 L 2 . v 30 . 5,31.10 Pipa lurus 30 ft:

F f = 4f

D . 2 . g c 0 , 0224 . 2 . 32 , 174

-8 = 1,79.10 ft.lbf/lbm

2 2 -5 2

1 Sharp edge exit:

h ex =n 1 1 =1 1 0 A 2 2 . . g c 2 1 32 , 174

-11 = 8,764.10 ft.lbf/lbm

Total friction loss: -8 F = 1,818.10 ft.lbf/lbm Dari persamaan Bernoulli:

v 2 v 1 g z 2 z 1 F W s 0 (Geankoplis,1997)

dimana : v 1 =v 2

1 = 2177,9115 lb f /ft

2 = 2808,4816 lb f /ft

= 7,9408 ft.lb f /lb m

Z = 20 ft maka:

32 , 174 ft / 2 s

2 20 ft 7,9408 ft . lbf / lbm 1,818.10 ft . lbf / lbm W s 0 32 , 174 ft . lbm / lbf . s

Ws = -27,9408 ft.lbf/lbm

Untuk efisiensi pompa 80 , maka:

= - × Wp –27,9408 = –0,8 × Wp

= 34,926 ft.lbf/lbm

Daya pompa: P = m × Wp 0,002754 1 hp

lbm / s 34,926 ft . lbf / lbm ×

Maka dipilih pompa dengan daya motor 1 /

20 hp.

D.27 Tangki Utilitas 2 (TU-02)

Fungsi : Menampung air untuk didistribusikan ke domestik Bentuk

: Silinder tegak dengan alas dan tutup datar

Bahan konstruksi

: Carbon Steel SA-283, Grade C

Kondisi operasi: Temperatur 0 = 30 C

Tekanan

= 1 atm

Laju massa air

= 964 kg/jam

Densitas air 3 = 995,904 kg/m (Geankoplis, 1997) Kebutuhan perancangan = 24 jam

Faktor keamanan

Desain tangki

a. Volume tangki

Volume air, 3 V

964 kg/jam 24 jam

a 3 = 23,2312 m

995,904 kg/m

3 Volume tangki, V 3

t = 1,2 23,2312 m = 27,8774 m

b. Diameter tangki Direncanakan perbandingan diameter dengan tinggi silinder, D : H = 2 : 3

Maka, D = 2,8714 m

H = 4,3071 m 2 3 3 ,2312 m

Tinggi air dalam tangki =

3 4 , 3071 m = 3,5893 m

27,8774 m 27,8774 m

Tekanan hidrostatik: P h = ×g×h

3 2 = 995,904 kg/m × 9,8 m/det × 3,5893 m = 35,0308 kPa

Tekanan operasi = 1 atm = 101,325 kPa P = 35,03082 kPa + 101,325 kPa = 136,3558kPa Faktor kelonggaran = 5 % Maka, P design = (1,05) × (136,3558 kPa) = 143,1736 kPa Joint efficiency = 0,8

(Brownell,1959) Allowable stress = 12650 psia = 87218,714 kP

(Brownell,1959) Tebal shell tangki: PD

t 2SE 1,2P

(143,1736 kPa) (2,8714 m)

2 (87218,714 kPa) (0,8) 1,2 (143,1736 kPa) 0,0029 m 0,1161 in

Faktor korosi 1 = /

8 in

Maka tebal shell yang dibutuhkan = 0,1161 in + 1 /

8 in = 0,2411 in Tebal shell standar yang digunakan = 1 /

4 in (Brownell,1959)

D.28 Pompa Domestik (PU-15)

Fungsi : memompa air dari Tangki Utilitas 2 (TU-02) ke kebutuhan domestik

Jenis

: Pompa sentrifugal

Bahan konstruksi

: Commercial Steel

Jumlah

: 1 unit

Kondisi operasi: - Temperatur

= 30 C

3 - Densitas air ( ) 3 = 995,904 kg/m = 62,1726 lb m /ft (Perry, 1997) - Viskositas air ( )

= 0,0005 lb m /ft detik

(Perry, 1997)

Laju alir massa (F)

= 964 kg/jam = 0,5904 lb m /detik

F 0,5904 lb /detik

3 Laju alir volume, 3 Q m 0 , 0095 ft /s = 0,0003 m /s

6 2 , 1726 lb m /ft 3

Desain pompa

0,13 Di

,opt = 0,363 (Q) ()

(Timmerhaus, 2004)

3 = 0,363 × (0,0003 m 0,13 /s) × (995,904 kg/m )

= 0,022 m = 0,8672 in

Dari Appendiks A.5 Geankoplis,1997, dipilih pipa commercial steel: Ukuran nominal

: 1 in Schedule number : 40

Diameter Dalam (ID)

: 1,049 in = 0,0874 ft

Diameter Luar (OD)

: 1,315 in = 0,1096 ft Inside sectional area 2 : 0,006 ft

0 3 , 0095 ft / s

Kecepatan linier, v = Q/A =

2 = 1,5826 ft/s

0 , 006 ft v D

Bilangan Reynold : N Re =

lbm 3 / ft ) ( 1,5826 ft / s ) ( 0 , 0874 ft )

0,0005 lbm/ft.s = 15708,0798

Karena N Re > 4000, maka aliran turbulen. Dari Gbr. 12.1, Timmerhaus (2004):

- Untuk pipa commercial steel, diperol eh: ε = 0,00015 - Untuk N Re = 15708,0798 dan

= 0,0017, diperoleh f = 0,0072

Friction loss :

2 A 2 v 1,5826

1 Sharp edge entrance :h = 0,5 1 c 2 = 0 , 5 ( 1 0 )

A 1 2 2 ( 1 )( 32 , 174 )

= 0,0195 ft.lbf/lbm

1 check valve: h f = n.Kf.

= 0,0778 ft.lbf/lbm

2 . g c 2 ( 32 , 174 )

2 L 2 . v 40 . 1,5826 Pipa lurus 40 ft:

F f = 4f

D . 2 . g c 0 , 0874 . 2 . 32 , 174

= 0,5129 ft.lbf/lbm

1 Sharp edge exit:

h ex =n 1 =1 1 0 A 2 2 . . g c 2 1 32 , 174

= 0,0389ft.lbf/lbm

Total friction loss :

F = 0,6491 ft.lbf/lbm

Dari persamaan Bernoulli:

v 2 v 1 g z 2 z 1 F W s 0 (Geankoplis,1997)

dimana : v 1 =v 2 P 1 =P 2

Z = 30 ft

32 2 , 174 ft / s

maka: 0 2 30 ft 0,6491 ft . lbf / lbm W s 0

32 , 174 ft . lbm / lbf . s

Ws = -30,6491 ft.lbf/lbm

Untuk efisiensi pompa 80 , maka:

= - × Wp –30,6491 = –0,8 × Wp

= 38,3114 ft.lbf/lbm

Daya pompa : P = m × Wp 0,5904 1 hp

lbm / s 38,3114 ft . lbf / lbm ×

Maka dipilih pompa dengan daya motor 1 /

20 hp.

D.29 Menara Pendingin Air /Water Cooling Tower (CT)

Fungsi o : Mendinginkan air pendingin bekas dari temperatur 55 C

o menjadi 30 C

Jenis

: Mechanical Draft Cooling Tower

Bahan konstruksi

: Carbon Steel SA –53 Grade B

Kondisi operasi:

0 Suhu air masuk menara (T 0

L2 ) = 55

C = 131 F

0 Suhu air keluar menara (T 0

L1 ) = 30

C = 86 F

0 Suhu udara (T 0

Dari Gambar 12-14, Perry (1999) diperoleh suhu bola basah, T 0 w = 75 F. Dari kurva kelembaban, diperoleh H = 0,02 kg uap air/kg udara kering.

Dari Gambar 12-14, Perry (1999) diperoleh konsentrasi air = 2,3 gal/ft 2 menit

0 Densitas air (55 3 C) = 985,696 kg/m (Geankoplis, 1997) Laju massa air pendingin

= 288462,0604 kg/jam

Laju volumetrik air pendingin 3 = 288462,0604 / 985,696 = 292,6481 m /jam

3 Kapasitas air, Q 3 = 292,6481 m /jam 264,17 gal/m / 60 menit/jam

= 1288,4808 gal/menit

Faktor keamanan

Luas menara, A

= 1,2 × (kapasitas air/konsentrasi air)

2 = 1,2 × (1288,4808 gal/menit/(2,3 gal/ft .menit)

2 = 672,2509 ft

288462,060 2 4 kg/jam 1 jam ( 3,2808 ft) Laju alir air tiap satuan luas (L) =

2 2 672,2509 ft 3600 s 1 m

= 1,283 kg/s.m 2

Perbandingan L : G direncanakan = 5 : 6 Sehingga laju alir gas tiap satuan luas (G) = 1,0691 kg/s.m 2

Perhitungan Tinggi Menara Dari Pers. 9.3-8, Geankoplis (1997):

3 Hy 6

1 = (1,005 + 1,88 × 0,02).10 (28 – 0) + 2,501.10 (0,02) = 79212,8 J/kg

Dari Pers. 10.5-2, Geankoplis (1997) diperoleh: 1,0691 (Hy 3

2 – 79212,8) = 1,283 (4,187.10 ).(55-30)

Hy 2 = 204822,8 J/kg

Gambar D.2 Grafik Entalpi dan Temperatur Cairan pada Cooling Tower (CT)

Hy Ketinggian menara, z = G . 2 dHy (Geankoplis, 1997)

Hy 1 Hy * Hy M.k G .a.P

Tabel D.1 Perhitungan Entalpi dalam Penentuan Tinggi Menara Pendingin

hy*

1/(hy*-hy)

Gambar D.3 Kurva Hy terhadap 1/(Hy* –Hy)

Luasan daerah di bawah kurva dari Hy = 79,2128 sampai 204822,8 pada Gambar Hy D.3 adalah 2 dHy = 4,8913

Hy 1 Hy * Hy

Estimasi k 3

G .a = 1,207.10 kg.mol /s.m (Geankoplis, 1997).

Maka ketinggian menara , z =

29 1 , 207 10 1 , 013 10 = 14,7484 m

Diambil performance menara 90%, maka dari Gambar 12-15, Perry (1999) diperoleh tenaga kipas 0,03 Hp/ft 2 .

2 Daya yang diperlukan = 0,03 Hp/ft 2 672,2509 ft = 20,1675 hp Digunakan daya standar 20 hp.

D.30 Pompa Menara Pendingin Air (PU-16)

Fungsi : memompa air pendingin dari Menara Pendingin Air (CT) ke unit proses

Jenis

: Pompa sentrifugal

Bahan konstruksi

: Commercial Steel

Jumlah

: 1 unit

Kondisi operasi: - Temperatur

= 30 C

3 - Densitas air ( ) 3 = 995,904 kg/m = 62,1726 lb m /ft (Perry, 1997) - Viskositas air ( )

(Perry, 1997) Laju alir massa (F)

= 0,0005 lb m /ft detik

= 288462,0604 kg/jam = 176,6537 lb m /detik

3 Laju alir volume, 3 Q

F 176 , 6537 lb m /detik

3 2 , 8413 ft /s = 0,0805 m /s

6 2 , 1726 lb m /ft

Desain pompa

0,13 Di

,opt = 0,363 (Q) ()

(Timmerhaus, 2004)

3 = 0,363 × (0,0805 m 0,13 /s) × (995,904 kg/m )

= 0,2865 m = 11,281 in

Dari Appendiks A.5 Geankoplis,1997, dipilih pipa commercial steel: Ukuran nominal

: 12 in Schedule number : 30

Diameter Dalam (ID)

: 12,09 in = 1,0075 ft

Diameter Luar (OD)

: 12,75 in = 1,0625 ft Inside sectional area 2 : 0,7986 ft

2 , 8413 3 ft / s

Kecepatan linier, v = Q/A =

2 = 3,5579 ft/s

0 , 7986 ft v D

Bilangan Reynold: N Re =

( 3 62 , 1726 lbm / ft ) ( 3 , 5579 ft / s ) ( 1 , 0075 ft )

0,0005 lbm/ft.s = 407006,6286

Karena N Re > 4000, maka aliran turbulen. Dari Gbr. 12.1, Timmerhaus (2004):

- Untuk pipa commercial steel , diperoleh: ε = 0,00015 - Untuk N Re = 407006,6286 dan

= 0,0001, diperoleh f = 0,005

Friction loss :

A 2 3,5579 2

1 Sharp edge entrance: h c = 0,5 1 2

A 1 2 2 ( 1 )( 32 , 174 )

= 0,0984 ft.lbf/lbm

2 v 2 3 , 5579

1 elbow 90°: h f = n.Kf.

= 0,2951 ft.lbf/lbm

2 . g c 2 ( 32 , 174 )

2 v 2 3 , 5579

1 check valve: h f = n.Kf.

= 0,3934 ft.lbf/lbm

2 . g c 2 ( 32 , 174 )

2 L 2 . v 30 . 3,5579 Pipa lurus 30 ft:

F f = 4f

D . 2 . g c 1 , 0075 . 2 . 32 , 174

= 0,1172 ft.lbf/lbm

1 Sharp edge exit:

h ex =n 1 1 =1 1 0 A 2 2 . . g c 2 1 32 , 174

= 0,1967 ft.lbf/lbm

Total friction loss :

F = 1,1007 ft.lbf/lbm

Dari persamaan Bernoulli:

v 2 v 1 g z 2 z 1 F W s 0 (Geankoplis,1997) v 2 v 1 g z 2 z 1 F W s 0 (Geankoplis,1997)

32 2 , 174 ft / s

0 2 30 ft 1 , 1007 ft . lbf / lbm W s 0

32 , 174 ft . lbm / lbf . s Ws = -31,1007 ft.lbf/lbm Untuk efisiensi pompa 80 , maka:

= - × Wp –31,1007 = –0,8 × Wp

= 38,8759 ft.lbf/lbm

Daya pompa : P = m × Wp 288462,060 4 1 hp

lbm / s 38,8759 ft . lbf / lbm ×

Maka dipilih pompa dengan daya motor 15 hp.

D.31 Deaerator (DE)

Fungsi : Menghilangkan gas-gas yang terlarut dalam air umpan ketel Bentuk

: Silinder horizontal dengan tutup elipsoidal Bahan konstruksi

: Carbon Steel SA –283 Grade C

Kondisi operasi: Temperatur 0 = 30 C

Tekanan

= 1 atm

Laju massa air

= 7447,8838 kg/jam

(Geankoplis, 1997) Kebutuhan perancangan

Densitas air 3 = 995,904 kg/m

= 1 hari

Faktor keamanan

Perhitungan:

a. Ukuran tangki

3 Volume air, V

7447,8838 kg/jam 24 jam

a 3 = 179,4844 m

995,904 kg/m

3 3 Volume tangki, V

t = 1,2 179,4844 m = 215,3813 m

Direncanakan perbandingan diameter dengan tinggi tangki, D : H = 2 : 3

V πD H

215,3813 m πD

Maka: D = 5,6765 m

H = 8,5148 m 179 , 4844

Tinggi cairan dalam tangki

8 , 5148 = 7,0957m

b. Diameter dan tinggi tutup Diameter tutup = diameter tangki = 5,6765 m Direncanakan perbandingan diameter dengan tinggi tutup, D : H = 4 : 1

Tinggi tutup = 5,6765 m 1 , 4191 m (Brownell,1959)

Tinggi tangki total = 7,0957+ 2(1,4057) = 11,353 m

c. Tebal tangki Tekanan hidrostatik P = ×g×h

3 = 995,904 kg/m 2 × 9,8 m/det × 7,0957 m = 69,2526 kPa

Tekanan operasi = 1 atm = 101,325 kPa P = 69,2526 kPa + 101,325 kPa = 170,5776 kPa Faktor kelonggaran = 5%

Maka, P design = (1,05) × (170,5776 kPa) = 179,1064 kPa

Joint efficiency = 0,8 (Brownell,1959) Allowable stress = 12650 psia = 87218,714 kPa (Brownell,1959) Tebal shell tangki:

PD t

2SE 1,2P

(179,1064 kPa) (5,6765 m)

2(87218,71 4 kPa)(0,8) 1,2(179,10 64 kPa)

0 , 0073 m 0 , 2873 in

Faktor korosi = 1 /

8 in

Maka tebal shell yang dibutuhkan = 0,2873 in + 1 /

8 in = 0,4123 in Tebal shell standar yang digunakan = 1 /

2 in (Brownell,1959) Tutup terbuat dari bahan yang sama dengan dinding tangki dan ditetapkan tebal

tutup 1 /

2 in.

D.32 Pompa Deaerator (PU-17)

Fungsi : Memompa air dari Tangki Deaerator (DE) ke Ketel Uap (KU)

Jenis

: Pompa sentrifugal

Bahan konstruksi

: Commercial Steel

Jumlah

: 1 unit

Kondisi operasi: - Temperatur

= 30 C

3 - Densitas air ( ) 3 = 995,904 kg/m = 62,1726 lb m /ft (Perry, 1997) - Viskositas air ( )

(Perry, 1997) Laju alir massa (F)

= 0,0005 lb m /ft detik

= 7447,8838 kg/jam = 4,5611 lb m /detik

3 Laju alir volume, 3 Q 0,0734 ft /s = 0,0021 m /s

F 4 , 5611 lb m /detik

ρ 6 2 , 1726 lb m /ft 3

Desain pompa

0,13 Di

,opt = 0,363 (Q) ()

(Timmerhaus, 2004)

3 = 0,363 × (0,0021 m 0,13 /s) × (995,904 kg/m )

= 0,0553 m = 2,1763 in

Dari Appendiks A.5 Geankoplis,1997, dipilih pipa commercial steel: - Ukuran nominal

: 2,5 in

- Schedule number

- Diameter Dalam (ID)

: 2,469 in = 0,2058 ft

- Diameter Luar (OD)

: 2,875 in = 0,2396 ft - Inside sectional area 2 : 0,0332 ft

0,002 3 1 ft / s

Kecepatan linier, v = Q/A =

2 0 = 2,2084 ft/s , 0332

ft v D

Bilangan Reynold : N Re =

( 3 62 , 1726 lbm / ft ) ( 2,2084 ft / s ) ( 0 , 2058 ft )

0,0005 lbm/ft.s = 51591,2654

Karena N Re > 4000, maka aliran turbulen. Dari Gbr. 12.1, Timmerhaus (2004):

- Untuk pipa commercial steel , diperoleh: ε = 0,00015 - Untuk N Re = 51591,2654dan

= 0,0007, diperoleh f = 0,0055

Friction loss :

2 A 2 v 2,2084

1 Sharp edge entrance: h c = 0,5 1 2 = 0 , 5 ( 1 0 )

A 1 2 2 ( 1 )( 32 , 174 )

= 0,0379 ft.lbf/lbm

2 v 2 2,2084

3 elbow 90°:

h f = n.Kf.

= 0,1705 ft.lbf/lbm

2 . g c 2 ( 32 , 174 )

2 v 2 2,2084

1 check valve: h f = n.Kf.

= 0,1516 ft.lbf/lbm

2 . g c 2 ( 32 , 174 )

2 L 2 . v 30 . 2,2084 Pipa lurus 30 ft:

F f = 4f

D . 2 . g c 0 , 2058 . 2 . 32 , 174

= 0,2431 ft.lbf/lbm

1 Sharp edge exit:

h ex =n 1 1 =1 1 0

A 2 2 . . g c 2 1 32 , 174

= 0,0758 ft.lbf/lbm

Total friction loss :

F = 0,6789 ft.lbf/lbm

Dari persamaan Bernoulli:

2 1 2 1 F W s 0 (Geankoplis,1997) 2

dimana : v 1 =v 2

1 = 3562,6059 lb f /ft

2 = 2116,2281 lb f /ft

= -23,2639 ft.lb f /lb m

Z = 30 ft maka:

32 2 , 174 ft / s

0 2 30 ft - 23,2639 ft . lbf / lbm 0,6789 ft . lbf / lbm W s 0

32 , 174 ft . lbm / lbf . s Ws = -17,415 ft.lbf/lbm

Untuk efisiensi pompa 80 , maka:

= - × Wp –17,415 = –0,8 × Wp

= 21,7687 ft.lbf/lbm

Daya pompa : P = m × Wp 4,5611 1 hp

lbm / s 21 , 7687 ft . lbf / lbm ×

Maka dipilih pompa dengan daya motor ¼ hp.

D.33 Ketel Uap (KU)

Fungsi

: Menyediakan uap untuk keperluan proses

Jenis

: Water tube boiler

Bahan konstruksi

: Carbon steel

Kondisi operasi : Uap jenuh yang digunakan bersuhu 260 0 C dan tekanan 46,9231 bar.

Dari steam table, Reklaitis (1983) diperoleh panas laten steam 1661,6538 kJ/kg = 3472,1564 Btu/lb m .

Kebutuhan uap = 5729,0872 kg/jam = 12630,6606 lb m /jam Menghitung Daya Ketel Uap

34 , 5 P 970 , 3 WH

dimana:

= Daya boiler, hp

= Kebutuhan uap, lb m /jam

H = Panas laten steam, Btu/lb m

Menghitung Jumlah Tube Luas permukaan perpindahan panas, A = P 10 ft 2 /hp

2 = 1310,0872 hp 10 ft /hp

2 = 13100,872 ft

Direncanakan menggunakan tube dengan spesifikasi: - Panjang tube

= 30 ft

- Diameter tube

= 3 in

- 2 Luas permukaan pipa, a = 0,9170 ft / ft (Kern, 1965) Sehingga jumlah tube:

A ( 13100,872 ft 2 )

L a 30 ft 0 , 9170 ft / ft

N t = 475,2222 N t = 475 buah

D.34 Pompa Air Proses (PU-18)

Fungsi : Memompa air dari Tangki Utilitas 1 (TU-01) ke unit proses Jenis

: Pompa sentrifugal

Bahan konstruksi

: Commercial Steel

Jumlah

: 1 unit

Kondisi operasi: - Temperatur

= 30 C

3 - Densitas air ( ) 3 = 995,904 kg/m = 62,1726 lb m /ft (Perry, 1997) - Viskositas air ( )

(Perry, 1997) Laju alir massa (F)

= 0,0005 lb m /ft detik

= 3987,8005 kg/jam = 2,4421 lb m /detik

F 2 , 4421 lb

m /detik

Laju alir volume, Q

3 0,0393 ft /s = 0,0011 m /s

ρ 6 2 , 1726 lb m /ft

Desain pompa

0,13 Di

,opt = 0,363 (Q) ()

(Timmerhaus, 2004)

3 = 0,363 × (0,0011m 0,13 /s) × (995,904 kg/m )

= 0,0417 m = 1,6430 in

Dari Appendiks A.5 Geankoplis,1997, dipilih pipa commercial steel: Ukuran nominal

: 2 in Schedule number : 40

Diameter Dalam (ID)

: 2,067 in = 0,1723 ft

Diameter Luar (OD)

: 2,375 in = 0,1979 ft Inside sectional area 2 : 0,0233 ft

0,0393 3 ft / s

Kecepatan linier, v = Q/A =

2 = 1,6858 ft/s 0233

ft v D

Bilangan Reynold : N Re =

( 3 62 , 1726 lbm / ft ) ( 1 , 6858 ft / s ) ( 0 , 1723 ft )

0,0005 lbm/ft.s = 32971,5835

Karena N Re > 4000, maka aliran turbulen. Dari Gbr. 12.1, Timmerhaus (2004):

- Untuk pipa commercial steel , diperoleh: ε = 0,00015 Untuk N Re = 32971,5835 dan

= 0,0009, diperoleh f = 0,006

Friction loss:

A 2 v 2 1 , 6858

1 Sharp edge entrance: h c = 0,5 1 2 = 0 , 5 ( 1 0 )

A 1 2 2 ( 1 )( 32 , 174 )

= 0,0221 ft.lbf/lbm

2 v 2 1 , 6858

1 elbow 90°:

h f = n.Kf.

= 0,0331 ft.lbf/lbm

2 . g c 2 ( 32 , 174 )

2 v 2 1 , 6858

1 check valve: h f = n.Kf.

= 0,0883 ft.lbf/lbm

2 . g c 2 ( 32 , 174 )

2 L 2 . v 70 . 1,6858 Pipa lurus 70 ft:

F f = 4f

D . 2 . g c 0 , 1723 . 2 . 32 , 174

= 0,4308 ft.lbf/lbm

1 1 , 1 Sharp edge exit: 6858 h 1 =1 1 0

= 0,0442 ft.lbf/lbm

Total friction loss :

F = 0,6185 ft.lbf/lbm

Dari persamaan Bernoulli:

v 2 v 1 g z 2 z 1 F W s 0 (Geankoplis,1997) 2

dimana : v 1 =v 2

1 =P 2 = 3134,8215 lb f /ft

=0 Z = 20 ft

32 2 , 174 ft / s

maka: 0 2 20 ft 0 0 , 6185 ft . lbf / lbm W s 0

32 , 174 ft . lbm / lbf . s

Ws = 20,6185 ft.lbf/lbm

Untuk efisiensi pompa 80 , maka:

= 25,7731 ft.lbf/lbm

Daya pompa: P = m × Wp 3987,8005 1 hp

lbm / s 25,7731 ft . lbf / lbm ×

Maka dipilih pompa dengan daya motor 0,5 hp.

35. Tangki Bahan Bakar (TB-01)

Fungsi

: Menyimpan bahan bakar Solar

Bentuk

: Silinder tegak dengan alas dan tutup datar

Bahan konstruksi : Carbon steel SA-53, grade B Jumlah

Kondisi operasi : Temperatur 30°C dan tekanan 1 atm Laju volume solar

= 468 L/jam (Bab VII) Densitas solar 3 = 0,89 kg/l = 55,56 lbm/ft (Perry, 1997)

Kebutuhan perancangan = 7 hari Perhitungan Ukuran Tangki : Volume solar (Va) = 468 L/jam x 7 hari x 24 jam/hari

3 = 78624 L = 78,624 m

3 Volume tangki, V 3

t = 1,2 78,624 m = 94,3488 m

Direncanakan perbandingan diameter dengan tinggi silinder, D : H = 1 : 2

V πD H

3 1 94,3488 m πD 2 2D

3 94,3488 3 m 1 , 5708 D

D = 3,916 m ; H = 7,832 m = 25,949 ft D = 3,916 m ; H = 7,832 m = 25,949 ft

volume silinder ( 78 , 624 )( 7, 832 )

= 6,52677 m

Tebal Dinding Tangki Tekanan hidrostatik

3 P 2 hid = x g x l = 890,0712 kg/m x 9,8 m/det x 6,52677 m = 56,843 kPa Tekanan operasi, P o = 1 atm = 101,325 kPa P operasi = 56,834+ 101,325 kPa = 158,1688 kPa Faktor kelonggaran = 5 %. Maka, P design = (1,05)( 158,1688 kPa) = 166,077 kPa

Joint efficiency = 0,8 (Brownell,1959) Allowable stress = 12650 psia = 87.218,714 kPa

(Brownell,1959) Tebal shell tangki: PD

2SE 1,2P

(166,077 kPa) (3,916 m)

2(87.218,7 14 kPa)(0,8) 1,2(166,07 7 kPa) 0 , 00467 m 0,18244 in

Faktor korosi = 1/8 in. Tebal shell yang dibutuhkan = 0,1844 + 1/8 in = 0,3094 in

LAMPIRAN E PERHITUNGAN ASPEK EKONOMI

Dalam rencana pra rancangan pabrik Etilen glikol digunakan asumsi sebagai berikut: Pabrik beroperasi selama 330 hari dalam setahun. Kapasitas maksimum adalah 80.000 ton/tahun. Perhitungan didasarkan pada harga peralatan tiba di pabrik atau purchased-

equipment delivered (Timmerhaus et al, 2004). Harga alat disesuaikan dengan nilai tukar dollar terhadap rupiah adalah : US$ 1 = Rp 9.930,- (Bank Indonesia, 18 Agustus 2009).

1. Modal Investasi Tetap (Fixed Capital Investment)

1.1 Modal Investasi Tetap Langsung (MITL)

1.1.1 Modal untuk Pembelian Tanah Lokasi Pabrik

Luas tanah seluruhnya = 20.000 m 2 Menurut koran di daerah Riau (koran khusus untuk Riau, biaya tanah pada

lokasi pabrik berkisar Rp 230.900,-/m 2 (Riaupost.com, 2009)

2 Harga tanah seluruhnya =20.000 m 2 Rp 230.900/m = Rp 4.618.000.000 ,- Biaya perataan tanah diperkirakan 5%

Biaya perataan tanah = 0,05 x Rp 4.618.000.000 = Rp 230.900.000,- Maka modal untuk pembelian tanah (A) adalah Rp 4.848.900.000,-

Tabel LE.1 Perincian Harga Bangunan, dan Sarana Lainnya No 2 Nama Bangunan Luas (m )

Harga

Jumlah (Rp)

2 (Rp/m )

1 Pos keamanan

2 Areal bahan baku

3 *) Parkir 200

4 *) Taman 3000

Tabel LE.1 Perincian Harga Bangunan, dan Sarana Lainnya .................

(lanjutan)

No 2 Nama Bangunan Luas (m )

Harga

Jumlah (Rp)

2 (Rp/m )

5 Perumahan karyawan

6 Ruang kontrol

7 Areal proses

8 Areal produk

13 Tempat ibadah

14 Gudang peralatan

16 Unit pemadam kebakaran

17 Unit pengolahan air

18 Ruang boiler

19 Unit pembangkit listrik

20 Unit pengolahan limbah

21 Areal perluasan *) 1900

24 Sarana olahraga

25 *) Areal antar bangunan 150

Harga bangunan saja

= Rp19.872.000.000,-

Harga sarana

= Rp1.712.500.000,-

Total biaya bangunan dan sarana (B) = Rp. 21.584.500.000,-

1.1.2 Perincian Harga Peralatan Harga peralatan yang di impor dapat ditentukan dengan menggunakan persamaan berikut (Timmerhaus et al, 2004) :

dimana: C x = harga alat pada tahun 2009

C y = harga alat pada tahun dan kapasitas yang tersedia

X 1 = kapasitas alat yang tersedia

X 2 = kapasitas alat yang diinginkan

I x = indeks harga pada tahun 2009

I y = indeks harga pada tahun yang tersedia m = faktor eksponensial untuk kapasitas (tergantung jenis alat) Untuk menentukan indeks harga pada tahun 2009 digunakan metode regresi koefisien korelasi:

n ΣX i Y i ΣX ΣY

(Montgomery, 1992)

2 2 2 n 2 ΣX

ΣX i

n ΣY i

ΣY i

Tabel LE.2 Harga Indeks Marshall dan Swift

Yi² No. Tahun (Xi)

Xi.Yi

Xi²

Indeks (Yi)

55748511 14436786 Sumber: Tabel 6-2, Timmerhaus et al, 2004

∑XiYi = 28307996 ∑Xi² = 55748511

∑Yi² = 14436786

Dengan memasukkan harga-harga pada Tabel LE – 2, maka diperoleh harga koefisien korelasi: r = (14) . (28307996) – (27937)(14184) [(14). (55748511) ½ – (27937)²] x [(14)(14436786) – (14184)² ] ≈ 0,98 = 1

Harga koefisien yang mendekati +1 menyatakan bahwa terdapat hubungan linier antar variabel X dan Y, sehingga persamaan regresi yang mendekati adalah persamaan regresi linier.

Persamaan umum regresi linier, Y = a + b X dengan: Y = indeks harga pada tahun yang dicari (2007)

X = variabel tahun ke n –1

a, b = tetapan persamaan regresi

Tetapan regresi ditentukan oleh : (Montgomery, 1992)

Xi. Xi.Yi

a = (14184)( 55748511) – (27937)(28307996) = - 103604228

3185 = -32528,8

Sehingga persamaan regresi liniernya adalah: Y=a+b X Y = 16,809X – 32528,8

Dengan demikian, harga indeks pada tahun 2009 adalah: Y = 16,809(2007) – 32528,8 Y = 1206,4439

Perhitungan harga peralatan menggunakan adalah harga faktor eksponsial (m) Marshall & Swift . Harga faktor eksponen ini beracuan pada Tabel 6-4, Timmerhaus et al, 2004. Untuk alat yang tidak tersedia, faktor eksponensialnya dianggap 0,6 (Timmerhaus et al, 2004)

Contoh perhitungan harga peralatan:

a. Tangki Penyimpanan Etilen Oksida (TT-101)

2 = 210,6523 m . Dari Gambar LE.1 berikut, diperoleh untuk harga kapasitas tangki (X 1 ) 1 m³ adalah (C y ) US$ 6700. Dari tabel 6-4, Timmerhaus, 2004, faktor eksponen untuk tangki adalah (m) 0,49. Indeks harga pada tahun 2002 (I y ) 1103.

Kapasitas tangki , X 3

Capacity, gal

Mixing tank with agitator h 304 Stainless stell

u rc 10 4 P Carbon steel

310 kPa (30 psig) Carbon-steel tank (spherical)

Jan,2002 P-82

Capacity, m 3

Gambar LE.1 Harga Peralatan untuk Tangki Penyimpanan (Storage) dan Tangki

Pelarutan.(Peters et.al., 2004)

Indeks harga tahun 2007 (I x ) adalah 1206,4439. Maka estimasi harga tangki untuk (X 3

2 ) 210,6523 m adalah :

C x = US$ 6700

C x = US$ 100.822.- x = Rp 1.001.159.174,-/unit C

b. Kolom Distilasi (T-101)

Pada proses, kolom distilasi yang dipergunakan berukuran diameter 1,4822 m, dengan tinggi kolom 9 m dengan banyaknya tray dalam kolom sebanyak 21 buah. Dari Gambar LE.2, didapat bahwa untuk spesifikasi tersebut didapat harga peralatan Pada proses, kolom distilasi yang dipergunakan berukuran diameter 1,4822 m, dengan tinggi kolom 9 m dengan banyaknya tray dalam kolom sebanyak 21 buah. Dari Gambar LE.2, didapat bahwa untuk spesifikasi tersebut didapat harga peralatan

C x,kolom = US$ 22.000 x x (Rp 9.930)/(US$ 1)

C x,kolom = Rp 238.948.093/ unit

Gambar LE.2 Harga Peralatan untuk Kolom Distilasi. Harga Tidak Termasuk Trays,

Packing , atau Sambungan. (Peters et.al., 2004)

Harga tiap sieve tray adalah US$ 2.000,- untuk kolom berdiameter 1,4822 m. Maka untuk tray sebanyak 21 piring diperoleh:

C x,tray = 21 x US$ 2.000 x (Rp 9.930)/(US$ 1)

C x,tray = Rp 456.173.632,- Jadi total harga keseluruhan unit distilasi (T-101) adalah

= Rp 238.948.093,- + Rp 456.173.632,- = Rp 695.121.725 ,-

Gambar LE.3 Harga Tiap Tray dalam Kolom Distilasi. Harga Termasuk Tanggul, Permukaan Saluran Limpah, Saluran Uap dan Bagian Struktur Lainnya

(Peters et.al., 2004)

Dengan cara yang sama diperoleh perkiraan harga alat lainnya yang dapat dilihat pada Tabel LE.3 untuk perkiraan peralatan proses dan Tabel LE.4 untuk perkiraan peralatan utilitas.

Untuk harga alat impor sampai di lokasi pabrik ditambahkan biaya sebagai berikut: - Biaya transportasi

- Biaya asuransi

- Bea masuk = 15 (Rusjdi, 2004) - PPn

= 10 (Rusjdi, 2004) - PPh

= 10 (Rusjdi, 2004) - Biaya gudang di pelabuhan

- Biaya administrasi pelabuhan = 0,5 - Transportasi lokal

- Biaya tak terduga

Untuk harga alat non impor sampai di lokasi pabrik ditambahkan biaya sebagai berikut:

- PPn

(Rusjdi, 2004) - PPh

(Rusjdi, 2004) - Transportasi lokal

- Biaya tak terduga

Total

Tabel LE.3 Estimasi Harga Peralatan Proses

No. *) Kode Unit Ket Harga / Unit (Rp)

Harga Total (Rp)

1 TT-101

8 I 1.001.159.174

2 TT-102

5 I 882.490.690

3 TT-103

12 I 2.831.808.915

4 TT-104

10 I 853.725.623

5 TT-105

1 I 261.526.016

6 TT-106

1 I 92.950.517

7 T-101

238.948.093 Tray

1 I 238.948.093

21 I 21.722.554

8 D-101

1 I 318.443.954

9 V-101

1 I 1.403.983.088

10 FG-101

1 I 1.404.683.679

11 FG-102

1 I 4.632.023.339

12 FE-101

1 I 736.703.555

13 R-101

1 I 8.806.008.007

14 R-102

1 I 9.724.876.358

15 E-101

1 I 268.905.895

16 E-102

1 I 451.678.067

17 E-103

1 I 201.771.663

18 E-104

1 I 451.678.067

19 E-105

1 I 584.138.866

20 E-106

1 I 563.594.634

21 E-107

1 I 767.402.764

22 E-108

1 I 472.810.595

23 E-109

1 I 545.003.556

24 E-110

1 I 204.245.825

25 E-111

1 I 113.670.708

26 E-112

1 I 166.643.983

27 JE-101

1 I 1.444.328

28 JB-101

1 I 141.617.113

Tabel LE.3 Estimasi Harga Peralatan Proses................. (lanjutan)

No. Kode

Unit Ket*) Harga / Unit (Rp)

Harga Total (Rp)

Harga Total

Non import

Tabel LE.4 Estimasi Harga Peralatan Utilitas dan Pengolahan Limbah

Harga / Unit

Harga Total

1 SC

1 I 150.575.486

2 PU-01

1 NI

3 BS

1 NI

4 PU-02

1 NI

5 TP-01

1 I 232.775.165

6 PU-03

1 NI

7 TP-02

1 I 173.973.402

Tabel LE.4 Estimasi Harga Peralatan Utilitas dan Pengolahan Limbah.......(lanjutan)

Harga / Unit

Harga Total

21 CE 1 I 119.629.410

25 AE 1 I 154.627.912

27 DE+KU

Harga total

Non import

Rp 95.211.820

Keterangan *) : I untuk peralatan impor, sedangkan N.I. untuk peralatan non impor.

Total harga peralatan tiba di lokasi pabrik (purchased-equipment delivered) adalah: = 1,43 x ( Rp 87.903.482.633 ,- + Rp 8.156.776.189 ,- )

+ 1,21 x ( Rp. 225.913.359- + Rp. 95.211.820 ,- ) = Rp. 137.754.731.582 ,-

Biaya pemasangan diperkirakan 50 dari total harga peralatan (Timmerhaus 2004). Biaya pemasangan = 0,50 Rp 137.754.731.582,-

= Rp. 68.877.365.791,-

Harga peralatan + biaya pemasangan (C) : = Rp 137.754.731.582,- + Rp 68.877.365.791,- = Rp 206.632.097.373,-

1.1.4 Instrumentasi dan Alat Kontrol Diperkirakan biaya instrumentasi dan alat kontrol 40 dari total harga

peralatan (Timmerhaus et al, 2004). Biaya instrumentasi dan alat kontrol (D) = 0,4 Rp. 137.754.731.582,-

= Rp. 55.101.892.633,-

1.1.5 Biaya Perpipaan Diperkirakan biaya perpipaan 60 dari total harga peralatan (Timmerhaus et al, 2004). Biaya perpipaan (E) = 0,6 137.754.731.582,-

= Rp. 82.652.838.949 ,-

1.1.6 Biaya Instalasi Listrik Diperkirakan biaya instalasi listrik 20 dari total harga peralatan (Timmerhaus et al, 2004).

Biaya instalasi listrik (F) = 0,2 137.754.731.582,-

= Rp. 27.550.946.316,-

1.1.7 Biaya Insulasi Diperkirakan biaya insulasi 55 dari total harga peralatan (Timmerhaus et al, 2004). Biaya insulasi (G) = 0,55 137.754.731.582,-

= Rp. 75.765.102.370,-

1.1.8 Biaya Inventaris Kantor Diperkirakan biaya inventaris kantor 5 dari total harga peralatan (Timmerhaus et al, 2004). Biaya inventaris kantor (H) = 0,05 137.754.731.582,-

= Rp. 6.887.736.579,-

1.1.9 Biaya Perlengkapan Kebakaran dan Keamanan Diperkirakan biaya perlengkapan kebakaran dan keamanan 5 dari total harga peralatan (Timmerhaus et al, 2004). Biaya perlengkapan kebakaran dan keamanan ( I )

= 0,05 137.754.731.582,- = Rp. 6.887.736.579,-

1.1.10 Sarana Transportasi Untuk mempermudah pekerjaan, perusahaan memberi fasilitas sarana transportasi ( J ) seperti pada tabel berikut .

Tabel LE.5 Biaya Sarana Transportasi Jenis

No. Kendaraan

Unit

Tipe

Harga/ Unit Harga Total

(Rp)

1 Mobil direktur

1 sedan

2 Mobil manajer

5 kijang inova

3 Bus karyawan

5 bus

4 Mobil karyawan

6 Mobil pemasaran

120.000.000 600.000.000 Mobil pemadam

5 minibus L-300

3 truk tangki

7 kebakaran

Total

Total MITL = A+B+C+D+E+F+G+H+I+J

= Rp 493.193.350.801,-

1.2 Modal Investasi Tetap Tak Langsung (MITTL)

1.2.1 Pra Investasi Diperkirakan 7 dari total harga peralatan (Timmerhaus et al, 2004). Pra Investasi (K)

= 0,07 x Rp 137.754.731.582,- = Rp. 9.642.831.211,-

1.2.2 Biaya Engineering dan Supervisi

Diperkirakan 30 dari total harga peralatan (Timmerhaus et al, 2004). Biaya Engineering dan Supervisi (L) = 0,30 Rp 137.754.731.582,-

= Rp. 41.326.419.475,-

1.2.3 Biaya Legalitas

Diperkirakan 4 dari total harga peralatan (Timmerhaus et al, 2004). Biaya Legalitas (M)

= 0,04 Rp 137.754.731.582,- = Rp. 5.510.189.263,-

1.2.4 Biaya Kontraktor

Diperkirakan 30 dari total harga peralatan (Timmerhaus et al, 2004). Biaya Kontraktor (N)

= 0,30 Rp 137.754.731.582,- = Rp. 41.326.419.475,-

1.2.5 Biaya Tak Terduga

Diperkirakan 40 dari total harga peralatan (Timmerhaus et al, 2004) . Biaya Tak Terduga (O)

= 0,40 Rp 137.754.731.582,- = Rp. 55.101.892.633,-

Total MITTL = K+L+M+N +O

= Rp. 152.907.752.056,-

Total MIT = MITL + MITTL

= Rp. 493.193.350.801,- + Rp. 152.907.752.056,-

= Rp. 646.101.102.857,-

2 Modal Kerja

Modal kerja dihitung untuk pengoperasian pabrik selama 3 bulan (= 90 hari).

2.1 Persediaan Bahan Baku

2.1.1 Bahan baku proses

1. Etilen Oksida Kebutuhan

= 7.281,71 kg/jam

Harga etilen oksida = US$ 0,49/lb = US$ 1,1025/kg = Rp10.948,- /kg (ICIS Pricing, 2009) Harga total = 90 hari 24 jam/hari 7.281,71kg/jam Rp10.948,- /kg

= Rp. 172.192.889.012,-

Karbon dioksida

3 Kebutuhan = 7.756,36 kg/jam = 4,8477 m /jam Harga 3 = Rp.7000,-/m

(PT. Aneka Gas Industri, 2009)

3 Harga total 3 = 90 hari 24 jam/hari 4,8477 m /jam x Rp. 7000,-/m

= Rp. 73,297,565,-

3. Katalis Kebutuhan

= 400 kg/jam

Harga

(www.advance-scientific.net, 2009) Harga total = 90 hari 24 jam/hari 400 kg/jam x Rp 2.600,-/kg

= Rp. 2.600,-/kg

= Rp. 2.246.400.000

2.1.2 Persediaan bahan baku utilitas

1. Alum, Al 2 (SO 4 ) 3

Kebutuhan = 1,0405 kg/jam Harga

(PT. Bratachem 2009) Harga total = 90 hari 24 jam/hari 1,0405 kg/jam Rp 1.100,- /kg

= Rp 1.100 ,-/kg

= Rp. 2.472.275,-

2. Soda abu, Na 2 CO 3

Kebutuhan = 0,5619 kg/jam Harga

(PT. Bratachem 2009) Harga total = 90 hari 24 jam/hari 0,5619 kg/jam Rp 2.500,-/kg

= Rp 2.500,-/kg

= Rp 3.034.155,-

3. Kaporit Kebutuhan = 0,0028 kg/jam Harga

(PT. Bratachem 2009) Harga total = 90 hari 24 jam/hari 0,0028 kg/jam Rp 9.500,-/kg

= Rp 9.500,-/kg

= Rp 56.518,-

4. H 2 SO 4 Kebutuhan

= 0,737 kg/jam = 0,4006 L/jam

Harga

= Rp 35.500-/L

(PT. Bratachem 2009)

Harga total = 90 hari 24 jam x 0,737 L/jam Rp 35.500-/L = Rp 30.714.629,-

5. NaOH Kebutuhan = 0,7063 kg/jam Harga

(PT. Bratachem 2009) Harga total = 90 hari 24 jam 0,7063 kg/jam Rp 3250,-/kg

= Rp 3250,-/kg

= Rp 4..958.027,-

6. Solar Kebutuhan = 113,812 ltr/jam Harga solar untuk industri = Rp.5500,-/liter

(PT.Pertamina, 2009) Harga total = 90 hari 24 jam/hari 113,812 ltr/jam Rp. 4500,-/liter

= Rp 1.352.086.560,-

Total biaya persediaan bahan baku proses dan utilitas selama 3 bulan (90 hari) adalah = Rp 175.905.908.741,-

2.2 Kas

2.2.1 Gaji Pegawai

Tabel LE.6 Perincian Gaji Pegawai

Gaji/bulan

gaji/bulan (Rp)

20.000.000 Direktur

Dewan Komisaris

30.000.000 Staf Ahli

4.000.000 Manajer Teknik dan Produksi

9.000.000 Manajer R&D

9.000.000 Manajer Umum dan Keuangan

9.000.000 Kepala Bagian Keuangan dan

Kepala Bagian Umum dan

Kepala Bagian Teknik

5.000.000 Kepala Bagian Produksi

5.000.000 Kepala Bagian R&D

5.000.000 Kepala Bagian QC/QA

5.000.000 Kepala Seksi Proses

4.000.000 Kepala Seksi Utilitas

4.000.000 Kepala Seksi Mesin/Instrumentasi

4.000.000 Kepala Seksi Listrik

4.000.000 Kepala Seksi Pemeliharaan Pabrik

4.000.000 Kepala Seksi Keuangan

4.000.000 Kepala Seksi Pemasaran

4.000.000 Kepala Seksi Administrasi

4.000.000 Kepala Seksi Humas

4.000.000 Kepala Seksi Personalia

4.000.000 Kepala Seksi Keamanan

3.000.000 Karyawan Proses

90.000.000 Karyawan Laboratorium QC/QA

20.000.000 dan R&D

Karyawan Utilitas

25.000.000 Karyawan Unit Pembangkit Listrik

16.100.000 Karyawan Instrumentasi Pabrik

16.100.000 Karyawan Pemeliharaan Pabrik

23.000.000 Karyawan Bag. Keuangan

6.000.000 Karyawan Bag. Administrasi

Tabel LE.6 Perincian Gaji Pegawai...........................(lanjutan)

Gaji/bulan

gaji/bulan (Rp)

8.000.000 Karyawan Bag. Humas

Karyawan Bag. Personalia

8.000.000 Karyawan Penjualan/ Pemasaran

10.000.000 Petugas Keamanan

12.000.000 Karyawan Gudang / Logistik

4.000.000 Petugas Kebersihan

Total gaji pegawai selama 1 bulan beserta lembur = Rp 470.900.000,- Total gaji pegawai selama 3 bulan = Rp1.412.700.000,-

2.2.2 Biaya Administrasi Umum

Diperkirakan 20 dari gaji pegawai = 0,2 Rp1.412.700.000,-,- = Rp 282.540.000,-

2.2.3. Biaya Pemasaran

Diperkirakan 20 dari gaji pegawai = 0,2 Rp1.412.700.000,- = Rp 282.540.000,-

2.2.4 Pajak Bumi dan Bangunan

Dasar perhitungan Pajak Bumi dan Bangunan (PBB) mengacu kepada Undang-Undang RI No. 20 Tahun 2000 Jo UU No. 21 Tahun 1997 tentang Bea Perolehan Hak atas Tanah dan Bangunan sebagai berikut:  Yang menjadi objek pajak adalah perolehan hak atas tanah dan atas bangunan

(Pasal 2 ayat 1 UU No.20/00).  Dasar pengenaan pajak adalah Nilai Perolehan Objek Pajak (Pasal 6 ayat 1 UU No.20/00).  Tarif pajak ditetapkan sebesar 5% (Pasal 5 UU No.21/97).  Nilai Perolehan Objek Pajak Tidak Kena Pajak ditetapkan sebesar Rp.

30.000.000,- (Pasal 7 ayat 1 UU No.21/97).

 Besarnya pajak yang terutang dihitung dengan cara mengalikkan tarif pajak

dengan Nilai Perolehan Objek Kena Pajak (Pasal 8 ayat 2 UU No.21/97). Maka berdasarkan penjelasan di atas, perhitungan PBB ditetapkan sebagai berikut :

Wajib Pajak Pabrik Pembuatan Etilen Glikol

Nilai Perolehan Objek Pajak Tanah

Total NJOP Rp 24.490.000.000,- Nilai Perolehan Objek Pajak Tidak Kena Pajak

(Rp. 30.000.000,- ) Nilai Perolehan Objek Pajak Kena Pajak

Rp 24.460.000.000,- Pajak yang Terutang (5% x NPOPKP)

Rp 1.223.000.000,-

Tabel LE.7 Perincian Biaya Kas

No.

Jenis Biaya

Jumlah (Rp)

1. Gaji Pegawai

Rp 1.412.700.000,-

2. Administrasi Umum

4. Pajak Bumi dan Bangunan

2.3 Biaya Start – Up

Diperkirakan 8 dari Modal Investasi Tetap (Timmerhaus et al, 2004).

= 0,8 Rp 646.101.102.857,- = Rp 51.688.088.229,-

2.4 Piutang Dagang

12 dimana: PD

= piutang dagang

= jangka waktu kredit yang diberikan (1 bulan)

HPT

= hasil penjualan tahunan

Penjualan :

1. Harga jual Etilen glikol = US$ 0,8/lb = US$ 1,8/kg = Rp17.874,- /kg (ICIS Pricing, 2009) Produksi etilen glikol = 10101,0101 kg/jam Hasil penjualan etilen glikol tahunan

= 10101,0101 kg/jam 24 jam/hari 330 hari/tahun Rp17.874,- /kg = Rp 1.429.920.000.000,-

2. Harga jual Dietilen glikol = US$ 0,55/lb = US$ 1,238/kg = Rp12.228,- /kg (ICIS Pricing, 2009) Produksi dietilen glikol = 71,8471 kg/jam Hasil penjualan etilen glikol tahunan

= 71,8471 kg/jam 24jam/hari 330hari/tahun Rp12.228,- /kg = Rp 6.992.446.587,-

3. Harga jual Etilen karbonat = US$ 0,5/lb = US$ 1,125/kg = Rp11.171,- /kg (ICIS Pricing, 2009) Produksi etilen glikol = 9,0636 kg/jam Hasil penjualan etilen glikol tahunan

= 9,0636 kg/jam 24 jam/hari 330 hari/tahun Rp11.171,- /kg = Rp 801.909.738,-

Hasil penjualan total tahunan = Rp 1.437.714.356.325,-

Piutang Dagang =

Rp 1.437.714.356.325,-

12 = Rp 119.809.529.694,-

Perincian modal kerja dapat dilihat pada tabel di bawah ini. Tabel LE.8 Perincian Modal Kerja

No. Jumlah (Rp)

1. Bahan baku proses dan utilitas Rp 175.905.908.741

2. Kas Rp 3.200.780.000

3. Start up Rp 51.688.088.229

4. Piutang Dagang Rp 119.809.529.694 Rp. 350.604.306.664

Total

Total Modal Investasi = Modal Investasi Tetap + Modal Kerja

= Rp 646.101.102.857,- + Rp. 350.604.306.664 = Rp 996.705.409.521,-

Modal ini berasal dari: - Modal sendiri

= 60 dari total modal investasi = 0,6 Rp 996.705.409.521,- = Rp. 598.023.245.713,-

- Pinjaman dari Bank = 40 dari total modal investasi

= 0,4 Rp 996.705.409.521,- = Rp 398.682.163.808

3. Biaya Produksi Total

3.1 Biaya Tetap (Fixed Cost = FC)

3.1.1 Gaji Tetap Karyawan Gaji tetap karyawan terdiri dari gaji tetap tiap bulan ditambah 2 bulan gaji yang diberikan sebagai tunjangan, sehingga (P) Gaji total = (12 + 2) Rp 470.900.000 ,-

= Rp 6.592.600.000 ,-

3.1.2 Bunga Pinjaman Bank Bunga pinjaman bank adalah 15 % dari total pinjaman (Bank Mandiri, 2007).

Bunga bank (Q)

= 0,15 Rp 398.682.163.808,- = Rp 59.802.324.571,-

3.1.3 Depresiasi dan Amortisasi

Pengeluaran untuk memperoleh harta berwujud yang mempunyai masa manfaat lebih dari 1 (satu) tahun harus dibebankan sebagai biaya untuk mendapatkan, menagih, dan memelihara penghasilan melalui penyusutan (Rusdji,2004). Pada perancangan pabrik ini, dipakai metode garis lurus atau straight line method . Dasar penyusutan menggunakan masa manfaat dan tarif penyusutan Pengeluaran untuk memperoleh harta berwujud yang mempunyai masa manfaat lebih dari 1 (satu) tahun harus dibebankan sebagai biaya untuk mendapatkan, menagih, dan memelihara penghasilan melalui penyusutan (Rusdji,2004). Pada perancangan pabrik ini, dipakai metode garis lurus atau straight line method . Dasar penyusutan menggunakan masa manfaat dan tarif penyusutan

Tabel LE.9 Aturan depresiasi sesuai UU Republik Indonesia No. 17 Tahun 2000

Kelompok Harta

Masa Tarif

Berwujud

(tahun) (%)

Beberapa Jenis Harta

I. Bukan Bangunan

1.Kelompok 1

4 25 Mesin kantor, perlengkapan, alat perangkat/

tools industri.

8 12,5 2. Kelompok 2 Mobil, truk kerja

16 6,25 Mesin industri kimia, mesin industri mesin

3. Kelompok 3

II. Bangunan

20 5 Bangunan sarana dan penunjang Permanen

Sumber : Waluyo, 2000 dan Rusdji,2004 Depresiasi dihitung dengan metode garis lurus dengan harga akhir nol.

dimana: D

= depresiasi per tahun

= harga awal peralatan

= harga akhir peralatan

= umur peralatan (tahun)

Tabel LE.10 Perhitungan Biaya Depresiasi sesuai UURI No. 17 Tahun 2000

Umur

Komponen

Biaya (Rp)

Depresiasi (Rp)

(tahun)

Bangunan

20 993.600.000 Peralatan proses dan utilitas

17 12.154.829.257 Instrumentrasi dan pengendalian proses

5 16.530.567.790 Instalasi listrik

5 15.153.020.474 Inventaris kantor

4 1.721.934.145 Perlengkapan keamanan dan kebakaran

5 1.377.547.316 Sarana transportasi

10 722.500.000 TOTAL 65.184.566.772

Semua modal investasi tetap langsung (MITL) kecuali tanah mengalami penyusutan yang disebut depresiasi, sedangkan modal investasi tetap tidak langsung (MITTL) juga mengalami penyusutan yang disebut amortisasi.

Pengeluaran untuk memperoleh harta tak berwujud dan pengeluaran lainnya yang mempunyai masa manfaat lebih dari 1 (satu) tahun untuk mendapatkan, menagih, dan memelihara penghasilan dapat dihitung dengan amortisasi dengan menerapkan taat azas (UURI Pasal 11 ayat 1 No. Tahun 2000). Para Wajib Pajak menggunakan tarif amortisasi untuk harta tidak berwujud dengan menggunakan masa manfaat kelompok masa 4 (empat) tahun sesuai pendekatan prakiraan harta tak berwujud yang dimaksud (Rusdji, 2004).

Untuk masa 4 tahun, maka biaya amortisasi adalah 25 dari MITTL. sehingga : Biaya amortisasi

= 0,25 Rp 152.907.752.056,- = Rp 38.226.938.014

Total biaya depresiasi dan amortisasi (R)

= Rp 65.184.566.772 + Rp 38.226.938.014 = Rp 103.411.504.786,-

3.1.4 Biaya Tetap Perawatan

1. Perawatan mesin dan alat-alat proses Perawatan mesin dan peralatan dalam industri proses berkisar 2 sampai 20%, diambil 10% dari harga peralatan terpasang di pabrik (Timmerhaus et al, 2004).

Biaya perawatan mesin = 0,1 Rp 206.632.097.373,- = Rp 20.663.209.737,-

2. Perawatan bangunan Diperkirakan 10 dari harga bangunan (Timmerhaus et al, 2004). Perawatan bangunan

= 0,1 Rp 19.872.000.000 ,- = Rp 1.987.200.000,-

3. Perawatan kendaraan Diperkirakan 10 dari harga kendaraan (Timmerhaus et al, 2004).

Perawatan kenderaan

= 0,1 Rp 7.225.000.000,- = Rp 722.500.000,-

4. Perawatan instrumentasi dan alat kontrol Diperkirakan 10 dari harga instrumentasi dan alat kontrol (Timmerhaus et al, 2004). Perawatan instrumen

= 0,1 Rp 55.101.892.630,- = Rp 5.510.189.263,-

5. Perawatan perpipaan Diperkirakan 10 dari harga perpipaan (Timmerhaus et al, 2004). Perawatan perpipaan

= 0,1 Rp 82.652.838.950,- = Rp 8.265.283.895,-

6. Perawatan instalasi listrik Diperkirakan 10 dari harga instalasi listrik (Timmerhaus et al, 2004).

Perawatan listrik

= 0.1 Rp 27.550.946.320,- = Rp 2.755.094.632

7. Perawatan insulasi

Diperkirakan 10 dari harga insulasi (Timmerhaus et al, 2004). Perawatan insulasi = 0,1 Rp 7.576.510.237

= Rp 75.765.102.370

8. Perawatan inventaris kantor Diperkirakan 10 dari harga inventaris kantor (Timmerhaus et al, 2004).

Perawatan inventaris kantor = 0,1 Rp 6.887.736.580,-

= Rp. 688.773.658,-

9. Perawatan perlengkapan kebakaran Diperkirakan 10

dari harga perlengkapan kebakaran (Timmerhaus et al, 2004). Perawatan perlengkapan kebakaran = 0,1 Rp 6.887.736.580,- = Rp. 688.773.658 ,- Total biaya perawatan (S)

= Rp 48.857.535.080

3.1.5 Biaya Tambahan Industri (Plant Overhead Cost)

Biaya tambahan industri ini diperkirakan 20 dari modal investasi tetap (Timmerhaus et al, 2004). Plant Overhead Cost (T)

= 0,2 x Rp 646.101.102.857,- = Rp 129.220.220.571,-

3.1.6 Biaya Administrasi Umum

Biaya administrasi umum selama 3 bulan adalah Rp 282.540.000,- Biaya administrasi umum selama 1 tahun (U) = 4 Rp 282.540.000,-

= Rp 1.130.160.000,-

3.1.7 Biaya Pemasaran dan Distribusi

Biaya pemasaran selama 3 bulan adalah Rp 278.940.000,- Biaya pemasaran selama 1 tahun = 4 Rp 282.540.000,-

= Rp 1.130.160.000,-

Biaya distribusi diperkirakan 50 % dari biaya pemasaran, sehingga : Biaya distribusi = 0,5 x Rp 1.130.160.000,- = Rp 565.080.000 ,- Biaya pemasaran dan distribusi (V) = Rp 1.695.240.000 ,-

3.1.8 Biaya Laboratorium, Penelitan dan Pengembangan

Diperkirakan 5 dari biaya tambahan industri (Timmerhaus et al, 2004). Biaya laboratorium (W)

= 0,05 x Rp 129.220.220.571,- = Rp 6.461.011.029 ,-

3.1.9 Hak Paten dan Royalti

Diperkirakan 1% dari modal investasi tetap (Timmerhaus et al, 2004). Biaya hak paten dan royalti (X) = 0,01 x Rp 646.101.102.857,-

= Rp 6.461.011.029,-

3.1.10 Biaya Asuransi

1. Biaya asuransi pabrik. adalah 3,1 permil dari modal investasi tetap langsung (Asosiasi Asuransi Jiwa Indonesia-AAJI, 2009).

= 0,0031 Rp. 493.193.350.801 = Rp. 1.528.899.387

2. Biaya asuransi karyawan. Premi asuransi = Rp 351.000,-/tenaga kerja (PT. Prudential Life Assurance, 2009)

Maka biaya asuransi karyawan = 166 orang x Rp 351.000,-/orang

= Rp 58.266.000,-

Total biaya asuransi (Y)

= Rp. 1.587.165.387

3.1.11 Pajak Bumi dan Bangunan Pajak Bumi dan Bangunan (Z) adalah Rp 1.223.000.000,-

Total Biaya Tetap = P + Q + R + S + T + U +V + W + X + Y + Z

= Rp 366.441.772.453,-

3.2 Biaya Variabel

3.2.1 Biaya Variabel Bahan Baku Proses dan Utilitas per tahun Biaya persediaan bahan baku proses dan utilitas selama 90 hari adalah Rp 175.905.908.741,- Total biaya persediaan bahan baku proses dan utilitas selama 1 tahun

= Rp 175.905.908.741,-,- x 330

90 = Rp 644.988.332.052,-

Biaya Variabel Tambahan

1. Perawatan dan Penanganan Lingkungan

Diperkirakan 1 dari biaya variabel bahan baku Biaya variabel pemasaran

= 0,01 Rp 644.988.332.052,- = Rp 6.449.883.321 ,-

2. Biaya Variabel Pemasaran dan Distribusi Diperkirakan 10 dari biaya variabel bahan baku Biaya perawatan lingkungan

= 0,1 Rp 644.988.332.052,- = Rp 64.498.833.205,-

Total biaya variabel tambahan = Rp 70.948.716.526,-

3.2.2 Biaya Variabel Lainnya Diperkirakan 5 dari biaya variabel tambahan

= 0,05 Rp 70.948.716.526,- = Rp 3.547.435.826,-

Total biaya variabel = Rp 719.484.484.404,-

Total biaya produksi = Biaya Tetap + Biaya Variabel

= Rp 366.441.772.453,-+ Rp 719.484.484.404,-

= Rp 1.085.926.256.857,-

4 Perkiraan Laba/Rugi Perusahaan

4.1 Laba Sebelum Pajak (Bruto)

Laba atas penjualan = total penjualan – total biaya produksi

= Rp 1.437.714.356.325,- – Rp 1.085.926.256.857,- = Rp 351.788.099.468

Bonus perusahaan untuk karyawan 0,5 % dari keuntungan perusahaan

= 0,005 x Rp 351.788.099.468 = Rp 1.758.940.497

Pengurangan bonus atas penghasilan bruto sesuai dengan UURI No. 17/00 Pasal 6 ayat 1 sehingga : Laba sebelum pajak (bruto) = Rp 351.788.099.468 − Rp 1.758.940.497

= Rp 350.029.158.970

4.2 Pajak Penghasilan

Berdasarkan UURI Nomor 17 ayat 1 Tahun 2000, Tentang Perubahan Ketiga atas Undang-undang Nomor 7 Tahun 1983 Tentang Pajak Penghasilan adalah (Rusjdi, 2004):  Penghasilan sampai dengan Rp 50.000.000,- dikenakan pajak sebesar 10 .  Penghasilan Rp 50.000.000,- sampai dengan Rp 100.000.000,- dikenakan

pajak sebesar 15 .  Penghasilan di atas Rp 100.000.000,- dikenakan pajak sebesar 30 .

Maka pajak penghasilan yang harus dibayar adalah: - 10 Rp 50.000.000

= Rp 5.000.000,- - 15 (Rp 100.000.000- Rp 50.000.000) = Rp 7.500.000,- - 30 (Rp 320.309.957.529,- – Rp 100.000.000) = Rp 104.978.747.691

Total PPh

= Rp 104.991.247.691,-

Laba setelah pajak

Laba setelah pajak = laba sebelum pajak – PPh = Rp 350.029.158.970 – Rp 104.991.247.691,- = Rp 245.037.911.279,-

5 Analisa Aspek Ekonomi

5.1 Profit Margin (PM)

Laba sebelum pajak

PM =

total penjualan

5.2 Break Even Point (BEP)

Biaya Tetap

BEP =

Total Penjualan Biaya Variabel Rp 366.441.77 2.453,-

BEP = x 100%

Rp 1.437.714. 356.325,- - Rp719.484. 484.404,- = 51,02 % Kapasitas produksi pada titik BEP = 55,18 % 80.000 ton/tahun = 40.816,0993 ton/tahun Nilai penjualan pada titik BEP

= 51,02 % x Rp 1.437.714.356.325,- = Rp. 733.523.649.753,-

5.3 Return on Investment (ROI)

Laba setelah pajak

ROI =

100

Total modal investasi

Rp 996.705.40 9.521,- = 24,58%

5.4 Pay Out Time (POT)

POT =

x 1 tahun

0,2458 POT = 4,07 tahun

5.5 Return on Network (RON)

Laba setelah pajak

RON =

100

Modal sendiri

5.6 Internal Rate of Return (IRR)

Untuk menentukan nilai IRR harus digambarkan jumlah pendapatan dan pengeluaran dari tahun ke tahun yang disebut “Cash Flow”. Untuk

memperoleh cash flow diambil ketentuan sebagai berikut: - Laba kotor diasumsikan mengalami kenaikan 10 tiap tahun - Masa pembangunan disebut tahun ke nol - Jangka waktu cash flow dipilih 10 tahun

- Perhitungan dilakukan dengan menggunakan nilai pada tahun ke – 10 - Cash flow adalah laba sesudah pajak ditambah penyusutan.

Dari Tabel LE.12, diperoleh nilai IRR = 39,45

Gambar LE.1 Kurva Break Even Point Pabrik Etilen Glikol

Steam

2010.

Air Pendingin Masuk Gas Buang

Ton/Tahun,

1 9 JB-102 16 TC 18

FC Kapasitas

FC PICA 25

FG-101 TI

8 F-101 15 FG-102 TI P-105 P-104 E-108 PC TT-104

17 PI TI PC FE-101

32 33 FC F-101

FC T-101

13 TC E-106

Oksida

TT-103 F-101

E-103 PC

TT-106 F-101

Air Pendingin Keluar

Pratiwi

Wulan

Faktor Sekunder

Parts

Dokumen yang terkait

Analisis komparatif rasio finansial ditinjau dari aturan depkop dengan standar akuntansi Indonesia pada laporan keuanagn tahun 1999 pusat koperasi pegawai

ANALISA BIAYA OPERASIONAL KENDARAAN PENGANGKUT SAMPAH KOTA MALANG (Studi Kasus : Pengangkutan Sampah dari TPS Kec. Blimbing ke TPA Supiturang, Malang)

Berburu dengan anjing terlatih_1

Hubungan antara Kondisi Psikologis dengan Hasil Belajar Bahasa Indonesia Kelas IX Kelompok Belajar Paket B Rukun Sentosa Kabupaten Lamongan Tahun Pelajaran 2012-2013

Analisa studi komparatif tentang penerapan traditional costing concept dengan activity based costing : studi kasus pada Rumah Sakit Prikasih

Upaya mengurangi kecemasan belajar matematika siswa dengan penerapan metode diskusi kelompok teknik tutor sebaya: sebuah studi penelitian tindakan di SMP Negeri 21 Tangerang

Analisis keterampilan proses sains siswa kelas XI pada pembelajaran titrasi asam basa menggunakan metode problem solving

Isolasi Senyawa Aktif Antioksidan dari Fraksi Etil Asetat Tumbuhan Paku Nephrolepis falcata (Cav.) C. Chr.

Preparasi dan Karaterisasi Nanopartikel Zink Pektinat Mengandung Diltiazem Hidroklorida dengan Metode Gelasi Ionik.

Aplikasi penentu hukum halal haram makanan dari jenis hewan berbasis WEB

Dukungan

Links

Faktor Sekunder

Parts

Dokumen yang terkait

Analisis komparatif rasio finansial ditinjau dari aturan depkop dengan standar akuntansi Indonesia pada laporan keuanagn tahun 1999 pusat koperasi pegawai

ANALISA BIAYA OPERASIONAL KENDARAAN PENGANGKUT SAMPAH KOTA MALANG (Studi Kasus : Pengangkutan Sampah dari TPS Kec. Blimbing ke TPA Supiturang, Malang)

Berburu dengan anjing terlatih_1

Hubungan antara Kondisi Psikologis dengan Hasil Belajar Bahasa Indonesia Kelas IX Kelompok Belajar Paket B Rukun Sentosa Kabupaten Lamongan Tahun Pelajaran 2012-2013

Analisa studi komparatif tentang penerapan traditional costing concept dengan activity based costing : studi kasus pada Rumah Sakit Prikasih

Upaya mengurangi kecemasan belajar matematika siswa dengan penerapan metode diskusi kelompok teknik tutor sebaya: sebuah studi penelitian tindakan di SMP Negeri 21 Tangerang

Analisis keterampilan proses sains siswa kelas XI pada pembelajaran titrasi asam basa menggunakan metode problem solving

Isolasi Senyawa Aktif Antioksidan dari Fraksi Etil Asetat Tumbuhan Paku Nephrolepis falcata (Cav.) C. Chr.

Preparasi dan Karaterisasi Nanopartikel Zink Pektinat Mengandung Diltiazem Hidroklorida dengan Metode Gelasi Ionik.

Aplikasi penentu hukum halal haram makanan dari jenis hewan berbasis WEB

Dokumen yang Anda mencari sudah siap untuk unduhkan