PRARANCANGAN PABRIK UREA FORMALDEHID DARI METANOL, UDARA DAN UREA KAPASITAS 28.000 TON/TAHUN

ABSTRAK

PRARANCANGAN PABRIK UREA FORMALDEHID DARI METANOL, UDARA DAN UREA

KAPASITAS 28.000 TON/TAHUN

O l e h Novita Indriasari

Kebutuhan indonesia akan urea formaldehid yang banyak dimanfaatkan pada industri perekatan semakin bertambah dari tahun ke tahun, sedangkan industri yang memproduksi urea formaldehid relatif tetap sehingga kebutuhan industri tersebut masih dipenuhi dari produsen luar negeri.

Bahan baku metanol sebanyak 1382,75 kg/jam diperoleh dari PT. Kaltim Methanol Industri dan urea sebesar 1722,94 kg/jam dari PT. Pupuk Kalimantan Timur, sedangkan bahan baku oksigen sebanyak 1534,47 kg/jam dapat diperoleh dari udara lingkungan. Proses produksi urea formaldehid terbagi menjadi dua tahap proses yaitu proses pembuatan formaldehid dan proses pembentukan urea formaldehid. Formaldehid dibentuk dengan mereaksikan metanol fasa gas dan oksigen pada temperatur 240 oC dan tekanan 1,4 atm . Selanjutnya gas formaldehid yang terbentuk direaksikan dengan larutan urea pada temperatur 70oC dan tekanan 1,2 atm untuk membentuk produk urea formaldehid 3535,35 kg/jam.

.Analisa kelayakan prarancangan pabrik urea formaldehid sebagai berikut : Fixed Capital Investment (FCI) = Rp. 177.102.551.742,13

Working Capital Investment (WCI) = Rp. 31.253.391483,91 Total Capital Investment (TCI) = Rp. 208.355.943.226,04 Break Even Point (BEP) = 45,92 %

Pay Out Time before Taxes (POT) = 1,98 tahun Pay Out Time after Taxes (POT)a = 2,36 tahun

Return on Investment before Taxes (ROI)b = 34,34 %

Return on Investment after Taxes (ROI)a = 27,47 %

Discounted Cash Flow (DCF) = 31,42 % Shut Down Point (SDP) = 27,19 %

Berdasarkan analisa kelayakan ekonomi, pabrik urea formaldehid dapat dikaji lebih lanjut untuk pendiriannya.

DAFTAR ISI

Halaman

DAFTAR ISI ………..xi

DAFTAR TABEL ………xiii

DAFTAR GAMBAR ………..xvi

I. PENDAHULUAN A. Latar Belakang Pendirian Pabrik ……….….1

B. Kegunaan Produk ………..2

C. Ketersedian Bahan Baku ………..3

D. Analisis Pasar ………..3

E. Kapasitas Pabrik ………4

F. Penentuan Lokasi Pabrik ………..6

II. DESKRIPSI PROSES A. Konsep Proses ………..………8

B. Tinjauan Proses ………..…………9

C. Uraian Proses ………13

III. SPESIFIKASI BAHAN A. Bahan Baku ………17

B. Bahan Pembantu ………19

C. Produk ………19

IV. NERACA MASSA DAN NERACA PANAS A. Neraca Massa ………....20

B. Neraca Energi ………21

V. SESIFIKASI PERALATAN A. Peralatan Proses ………25

B. Peralatan Utilitas ………38

VI. UTILITAS A. Unit Pendukung Proses ………...64

B. Unit Pengolahan Limbah ………..…..86

C. Laboratorium ………..…………..88

ix

VII. TATA LETAK PABRIK

A. Lokasi Pabrik ………..…………..94

B. Tata Letak Pabrik Keseluruhan ………..98

C. Tata Letak Peralatan Proses ………..96

VIII. SISTEM MANAJEMEN DAN ORGANISASI PERUSAHAAN A. Bentuk Perusahaan ………..101

B. Struktur Organisasi Perusahaan ………..104

C. Tugas dan Wewenang ………..106

D. Status Karyawan dan Sistem Penggajian …….……….114

E. Pembagian Jam Kerja Karyawan ………..114

F. Penggolongan Jabatan dan Jumlah Karyawan ………..117

G. Kesejahteraan Karyawan ………..121

IX. INVESTASI DAN EVALUASI EKONOMI A. Investasi ………..124

B. Evaluasi Ekonomi ………..128

C. Angsuran Pinjaman ………..130

D. Discounted Cash Flow ………..131

X. KESIMPULAN DAN SARAN A. Kesimpulan ………..132

B. Saran ………..132 DAFTAR PUSTAKA

I.

PENDAHULUAN

A.Latar Belakang Pendirian Pabrik

Industri plywood awalnya menggunakan phenol formaldehid sebagai perekat. Tetapi ketika urea formaldehid telah digunakan secara komersil, maka pemakaian phenol formaldehid semakin berkurang dan fungsinya digantikan oleh urea formaldehid. Hal tersebut disebabkan harga urea formaldehid lebih murah jika dibandingkan dengan phenol formaldehid. Selain harga yang lebih murah, urea formaldehid memiliki beberapa keunggulan lain, seperti : kualitas produk yang dihasilkan lebih baik, mudah dalam penuangan dan proses pemotongan cepat serta tidak meninggalkan bekas warna pada papan yang dihasilkan (Meyer, 1979).

Dalam penggunaannya secara luas, resin urea formaldehid lebih banyak dimanfaatkan dalam industri perekatan yaitu sekitar 82 %. Pada industri perekatan, urea formaldehid dikehendaki dalam bentuk resin, yaitu suatu polimer yang masih memiliki bobot molekul rendah. Hal ini dimaksudkan agar proses penetrasi selama perekatan dapat berlangsung lebih sempurna.

Kebutuhan industri akan urea formaldehid sebagai bahan baku utama maupun bahan pendukung semakin bertambah dari tahun ke tahun sedangkan industri yang memproduksi urea formaldehid relatif tetap sehingga kebutuhan industri tersebut masih dipenuhi dari produsen luar negeri. Oleh karena itu,

2

pembangunan pabrik urea formaldehid ini dapat memberikan dampak positif terhadap pemenuhan kebutuhan dalam negeri.

B.Kegunaan Produk

Industri-industri yang memanfaatkan urea formaldehid, antara lain : 1. Industri tekstil

Penambahan 7-10 % urea formaldehid dapat mencegah kekerutan dan kusutnya kain katun.

2. Industri kertas

Urea formaldehid sebagai perekat dan pelapis kertas untuk meningkatkan mutu dan kekuatan kertas karena penambahan 2 - 4 % urea formaldehid pada pH 4,5 dapat memperkuat kertas.

3. Industri kayu lapis dan meubel

Urea formaldehid digunakan sebagai perekat (glue) dan pelapis kayu, menginsulasi busa, perekat untuk pembuatan chipboard dengan menambahkan 10 % larutan urea formaldehid. Selain itu urea formaldehid memiliki warna terang sehingga cocok untuk pemakaian dekoratif. Industri kayu lapis dan meubel merupakan konsumen urea formaldehid terbesar. 4. Industri pembuatan kapal

Urea formaldehid mempunyai sifat dapat dicetak tekan sehingga mempunyai permukaan keras yang cocok sebagai bahan pelapis pada badan kapal. Warnanya yang terang memudahkan pemberian berbagai jenis warna.

3

C.Ketersediaan bahan baku

Metanol dapat diperoleh dari PT. Kaltim Methanol Industri yang mempunyai kapasitas 660.000 ton/tahun dan urea dapat diperoleh dari PT. Pupuk Kalimantan Timur yang mempunyai kapasitas 2.980.000 ton/tahun. Sedangkan bahan baku oksigen dapat diperoleh dari udara lingkungan sekitar sehingga dapat disimpulkan bahwa kebutuhan bahan baku untuk pembuatan urea formaldehid dapat menjamin kelangsungan hidup pabrik yang akan dirancang. D. Analisa Pasar

1. Prediksi kebutuhan pasar

Indonesia masih mengimpor urea formaldehid dari negara lain. Perkembangan impor urea formaldehid disajikan pada Tabel 1.1 (Badan Pusat Statistik, Jakarta, Indonesia, 2012).

Tabel 1.1 Data Impor Urea Formaldehid Indonesia

Tahun Jumlah (ton)

1 = 2003 2 = 2004 3 = 2005 4 = 2006 5 = 2007 6 = 2008 7 = 2009 8 = 2010

3806 4124 7477 8092 9568 12810 14359 15908

2. Harga Bahan Baku dan Produk

Tabel. 1.2. Harga bahan baku dan produk

No Bahan Harga

1 Metanol US$ 0,41/kg

2 Urea US$ 0,46/kg

3 Urea Formadehid US$ 1,4/kg

Sumber: (www.alibaba.com, 2012)

4

Untuk memprediksi kebutuhan impor urea formaldehid pada tahun 2017 atau tahun ke 15 dilakukan dengan memplotkan data impor pada tabel 1.1 dalam grafik dan dilakukan pendekatan berupa garis lurus.

Gambar 1.1 Grafik Impor Urea Formaldehid Indonesia

Dari Gambar 1.1 dapat diperkirakan kebutuhan impor urea formaldehid terus meningkat dari tahun ke tahun.

Untuk dapat memperkirakan kebutuhan impor urea formaldehid pada tahun berikutnya dapat menggunakan persamaan garis lurus :

y = ax + b

Keterangan : y = kebutuhan impor urea formaldehid, ton/tahun x = tahun ke- i

b = intercept

a = gradien garis miring

Diperoleh persamaan garis lurus : y = 1825.76x + 1302.07 y = 1825.76x + 1302.07

0 2000 4000 6000 8000 10000 12000 14000 16000 18000

0 2 4 6 8 10

im

p

o

r

5

Dari persamaan di atas diketahui bahwa kebutuhan impor urea formaldehid di Indonesia pada tahun ke 15 adalah :

y = 1825.76 (15) + 1302.07 y = 28688.47 ton/tahun

Dengan demikian dapat diperkirakan bahwa pada tahun 2017 impor urea formaldehid sebesar 28.000 ton.

Produsen urea formaldehid di Indonesia (http://depperin.go.id) dapat dilihat pada Tabel 1.2 sebagai berikut :

Tabel 1.2 Produsen Urea Formaldehid di Indonesia

Pabrik Kapasitas (ton/tahun)

Pamolite Adhesive Industry, PT Arjuna Utama Kimia, PT Benua Multi Lestari, PT Binajaya Rodakarya, PT Cakram Utama Jaya, PT Gelora Citra Kimia Abadi, PT Giat Ultra Chemical Industry, PT Kayu lapis Indonesia, PT

Korindo Abadi, PT Kurnia Kapuas Utama, PT Lakosta Indah, PT

Prima Adhesnas, PT Susel Prima Permai, PT Tecwin Jaya Development, PT Wiranusa Trisatya, PT

Korindo Ariabimasari, PT Dyno Mugi Indonesia, PT Superin, PT

Intanwijaya Internasional, PT Batu Penggal, PT

Sabak Indah Jambi, PT Nusa Prima Pratama, PT Uforin prajen, PT

Duta Pertiwi Nusantara, PT

45.000 35.900 55.000 32.000 11.800 72.000 40.000 56.000 21.000 40.000 40.000 50.000 49.000 20.000 106.000 24.000 37.000 48.000 65.000 40.000 48.000 40.000 45.000 84.000

Dengan menganggap bahwa kapasitas pabrik-pabrik di atas tetap pada tahun 2017, maka pemenuhan kebutuhan urea formaldehid akan mengalami kekurangan sebesar 28.000 ton pada tahun 2017. Untuk itu pendirian pabrik

6

yang baru sangat diharapkan untuk memenuhi kekurangan kebutuhan urea formaldehid dalam negeri pada tahun 2017.

F. Penentuan Lokasi Pabrik

Pemilihan lokasi pabrik merupakan hal yang penting dalam suatu perancangan pabrik, karena berkaitan dengan nilai ekonomis. Bahan baku yang diperlukan adalah metanol dan urea yang didapat dari dalam negeri. Pabrik metanol di Indonesia adalah PT. Kaltim Methanol Industri dan PT. Pertamina Pulau Bunyu yang berlokasi di Kalimantan Timur. Sedangkan pabrik urea di Indonesia adalah PT. Pupuk Iskandar Muda yang berada di Nangro Aceh Darussalam, PT. Pupuk Sriwidjaja (Sumatera Selatan), PT. Pupuk Kujang (Jawa Barat), PT. Petrokimia Gresik (Jawa Timur) dan PT. Pupuk Kaltim (Kalimantan Timur).

Produk urea formaldehid mayoritas digunakan oleh industri plywood, particle board dan industri perekatan lainnya dimana lokasi pabrik-pabrik tersebut dapat dilihat pada Tabel 1.4. dan 1.5. berikut ini :

Tabel 1.4 Perusahaan Perekatan di Indonesia dengan Jenis Industri Particle Board Nama Perusahaan Lokasi Kapasitas(ton/tahun)

- PT Asia Forestama Raya - PT Nuvopan Indotama - PT Sari Bumi Kusuma - PT Akhates

- PT Barito Pacific Timber

Sumatera Utara Kalimantan Barat Kalimantan Barat KalimantanTengah Kalimantan Selatan

30.000 121.250 74.000 45.000 200.000

Pertimbangan lain dalam memilih lokasi pabrik adalah sifat bahan baku dan produk yang berbahaya. Jika bahan baku berbahaya, maka lokasi pabrik sebaiknya berada di dekat sumber bahan baku, sementara jika produk yang berbahaya, maka lokasi pabrik seharusnya berada di dekat pasar. Namun dalam hal ini, kedua pertimbangan itu dapat dikesampingkan karena pabrik urea

7

formaldehid tidak mempunyai bahan baku maupun produk yang bersifat berbahaya.

Tabel 1.5 Perusahaan Perekatan di Indonesia dengan Jenis Industri Plywood

Alternatif lokasi yang memenuhi faktor-faktor tersebut di atas, yaitu di daerah Bontang. Bontang memenuhi kriteria dekat dengan sumber kedua bahan baku,

yaitu metanol dari PT. KMI dan urea dari PT. Pupuk Kaltim serta dekat dengan pasar urea formaldehid. Bontang merupakan kawasan industri sehingga pajak, karakter tanah, pengolahan limbah, pengadaan energi telah diperhitungkan dan tersedia.

Nama Perusahaan Lokasi Kapasitas

(ton/tahun) - PT Panca Eka Bina Plywood Industri

- PT Kampari Wood

- PT Olympia Veneer Product - PT Sola Gratia Plywood

- PT Putra Sumber Utama Timber - PT Andatu Lestari Plywood - PT Kayu Lapis Indonesia - PT Sumber Mas Indah Plywood - PT Wana Bangun Agung - PT Erna Djuliawati

- PT Kurnia Kapuas Plywood - PT Antang Cahaya Baru - PT Meranti Mustika

- PT IDEC Abadi Wood Industries - PT Intracowood Manufacturing - PT Meranti Sakti Indah plywood - PT Tirta Mahakam Plywood Industry - PT Daya Sakti Unggul Corporindo, Tbk - PT Hendratna Plywood

- PT Tanjung Raya Plywood - PT Katingan Timber Celebes - PT Jati Dharma Indah Plywood - PT Waenebi Wood

- PT Wapoga Mutiara Timber

Riau Riau Riau Riau Jambi Lampung Jawa Tengah Jawa Timur Kalimantan Barat Kalimantan Barat Kalimantan Barat KalimantanTengah KalimantanTengah Kalimantan Timur Kalimantan Timur Kalimantan Timur Kalimantan Timur Kalimantan Selatan Kalimantan Selatan Kalimantan Selatan Sulawesi Selatan Maluku Maluku Papua 26.000 42.000 24.000 70.000 98.718 77.500 432.000 100.000 44.067 192.305 93.100 24.000 130.000 71.000 48.000 6.000 102.840 174.000 12.000 117.495 30.000 74.160 54.000 59.471

BAB X. KESIMPULAN DAN SARAN

A. Kesimpulan

Berdasarkan hasil analisis ekonomi yang telah dilakukan terhadap Prarancangan Pabrik Urea Formaldehid dari Metanol, Udara dan Urea dengan kapasitas 28.000 ton/tahun dapat ditarik simpulan sebagai berikut :

1. Percent Return on Investment (ROI) sesudah pajak adalah 27,47 %. 2. Pay Out Time (POT) sesudah pajak adalah 2,36 tahun.

3. Break Even Point (BEP) sebesar 45,92 % dimana syarat umum pabrik di Indonesia adalah 30 – 60 % kapasitas produksi. Shut Down Point (SDP) sebesar 27,19 %, yakni batasan kapasitas produksi sehingga pabrik harus berhenti berproduksi karena merugi.

4. Discounted Cash Flow Rate of Return (DCF) sebesar 31,42 %, lebih besar dari suku bunga bank sekarang sehingga investor akan lebih memilih untuk berinvestasi ke pabrik ini dari pada ke bank.

B. Saran

Pabrik Urea Formaldehid dari Metanol, Udara dan Urea dengan kapasitas 28.000 ton/tahun sebaiknya dikaji lebih lanjut baik dari segi proses maupun ekonominya.

DAFTAR PUSTAKA

_______, 2009, Indonesian Commercial Newsletter.

Adang. P., 2001, Technical Training Proses Pembentukan Steam.

Badan Pusat Statistik, 2012, Statistic Indonesia, www.bps.go.id, Indonesia. Brown.G.George., 1950, Unit Operation 6ed_{, Wiley&Sons, USA.}

Brownell.L.E. and Young.E.H., 1959, Process Equipment Design 3ed_{, John Wiley} & Sons, New York.

Coulson.J.M. and Ricardson.J.F., 1983, Chemical Engineering vol 6, Pergamon Press Inc, New York.

Ferreira.A, dkk, 2007, Jurnal Research and Design Trans IChemE, Portugal Fogler.A.H.Scott, 1999, Elements of Chemical Reaction Engineering, Prentice

Hall International Inc, New Jersey.

Geankoplis.Christie.J., 1993, Transport Processes and unit Operation 3th ed, Allyn & Bacon Inc, New Jersey.

Himmeblau.David., 1996, Basic Principles and Calculation in Chemical Engineering, Prentice Hall Inc, New Jersey.

Kern.D.Q., 1983, Process Heat Transfer, McGraw-Hill Book Company, New York.

Kirk, R.E and Othmer, D.F., 2006, “Encyclopedia of Chemical Technologi”, 4nd

ed., vol. 17., John Wiley and Sons Inc., New York.

Levenspiel.O., 1972, Chemical Reaction Engineering 2nd edition, John Wiley and Sons Inc, New York.

Megyesy.E.F., 1983, Pressure Vessel Handbook, Pressure Vessel Handbook Publishing Inc, USA.

Meyer, Beat, 1979, Urea Formaldehyde Resins, Addison Wesley Publishing, Canada.

Perry.R.H. and Green.D., 1997, Perry’s Chemical Engineer Handbook 7th ed_, McGraw-Hill Book Company, New York.

Peter.M.S. and Timmerhaus.K.D., 1991, Plant Design an Economic for Chemical Engineering 3ed, McGraww-Hill Book Company, New York.

Powell, S.T., 1954, “Water Conditioning for Industry”, Mc Graw Hill Book Company, New York.

Smith.J.M. and Van Ness.H.C., 1975, Introduction to Chemical Engineering Thermodynamics 3ed, McGraww-Hill Inc, New York.

Treyball.R.E., 1983, Mass Transfer Operation 3ed_{, McGraw-Hill Book Company,} New York.

Ulmann, 2007. “Ulmann’s Encyclopedia of Industrial Chemistry”. VCH Verlagsgesell Scahft, Wanheim, Germany.

Ulrich.G.D., 1984, A Guide to Chemical Engineering Process Design and Economics. John Wiley & Sons Inc, New York.

Wallas. S.M., 1988, Chemical Process Equipment, Butterworth Publishers, Stoneham USA.

Yaws, C.L., 1999, Chemical Properties Handbook, Mc Graw Hill Book Co., New York

http://4funjava.blogspot.com/2010/04/proses-pengolahan-air.html. 16 Januari 2013, Pukul 16.47 WIB.

http://aplikasiteknikkimia.blogspot.com/2009/04/pengolahan-air-umpan-boiler.html. 16 Januari 2013, Pukul 16.53 WIB.

http://depperin.go.id

http://fisika-utility.blogspot.com/. 16 Januari 2013, Pukul 19.47 WIB. http://wikipedia.com/

http://www.alibaba.com. Tanggal 19 Oktober 2011.

http://www.batan.go.id/ptrkn/file/Epsilon/Vol_12_03/2.Itjeu.pdf. 16 Januari 2013, Pukul 17.30 WIB.

http://www.che.com/pci (as Published in Chemical Engineering Magazine). http://www.dbwestern.com

http://elearning.gunadarma.ac.id/docmodul/pengantar_manajemen_umum/Bab_5 .pdf

http://www.google.com/patents/US20020055658 http://id.wikipedia.org/wiki/Molibdenum

http://www.kaltimmethanol.com/

http://www.matches.com. Diakses: November 2011. http://www.thefreelibrary.com.

http://www.viront.com. 16 Januari 2013, Pukul 21.05 WIB.

LAMPIRAN A

PERHITUNGAN NERACA MASSA

I. Kapasitas Prarancangan

Kapasitas per tahun = 28.000 Ton/Tahun 1 tahun operasi = 330 hari

Kapasitas prarancangan =

ton 1

kg 1000 jam

24 hari 1 hari 330

tahun 1 tahun 1

ton 000 . 28

x x

x

= 3535,35 kg/jam

II. Komposisi Bahan Baku dan Produk 1. Metanol

Metanol = 99,90 % berat Air = 0,10 % berat 2. Udara

Nitrogen = 79 % mol Oksigen = 21 % mol 3. Urea

Urea = 99,27 % berat Air = 0,73 % berat 4. Urea Formaldehid

Urea Formaldehid = 80,00 % berat Urea = maks 2 % berat Air = maks 20,00 % berat

II. Reaksi

a. Reaksi di Reaktor 01 (Sintesa Formaldehid)

Umpan yang masuk = Mol Metanol : Mol Oksigen = 9 : 10 Konversi metanol = 99 %

Selektivitas = 94 % Reaksi utama :

CH3OH(g) + ½ O2(g) HCHO(g) + H2O(g) …(1)

Reaksi samping :

HCHO(g) + ½ O2(g) CO(g) + H2O(g) …(β)

b. Reaksi di Reaktor 02 (Sintesa Urea Formaldehid) Perbandingan mol umpan = Urea : Formaldehid = 1 : 1,4 Konversi = 97 %

Reaksi yang terjadi :

13 CO(NH2)2 (l) + 18 CH2O (g) 9 HOCH2NHCONH2(l) +

3NHCONH(CH2OH)2(l)+

NHCON(CH2OH)3(l)

III. Notasi

CH3OH = Metanol

H2O = Air

O2 = Oksigen

CO2 = Karbondioksida

CO = Karbonmonoksida

N2 = Nitrogen

Formaldehid = HCHO

UF1 = HOCH2NHCONH2

UF2 = NHCONH (CH2OH)2

UF3 = NHCON(CH2OH)3

IV. Berat Molekul

Metanol = 32,04 kg/kgmol

Air = 18,01 kg/kgmol

Oksigen = 32,00 kg/kgmol Karbonmonoksida = 28,01 kg/kgmol Karbondioksida = 44,01 kg/kgmol Nitrogen = 28,01 kg/kgmol Urea = 60,06 kg/kgmol Formaldehid = 30,03 kg/kgmol

UF1 = 90,09 kg/kgmol

UF2 = 120,12 kg/kgmol

UF3 = 150,15 kg/kgmol

V. Basis Perhitungan Basis = 1 jam operasi

VI. Neraca Massa Tiap Alat 1. REAKTOR 202 (RE-202)

Fungsi : Tempat mereaksikan larutan urea dan gas formaldehid untuk menghasilkan produk urea formaldehid.

Gambar :

Massa total produk = 3535,35 kg/jam

Kandungan Urea formaldehid dalam produk = 80 %

Berat urea formaldehid total dalam produk = 3535,35 kg/ jam

100 80 _

= 2828,28 kg/jam

BM rata-rata urea formaldehid =



 

 



13

1 3

9BMUF₁  BMUF₂  BMUF₃

=



 

 



13

15 , 150 1 12 , 120 3 09 , 90

9    

= 101,64 kg/kmol

Mol Urea formaldehid total =

kmol kg

jam kg

/ 64 , 101

/ 28 , 2828

= 27,83 kmol/jam Mol UF1 = 27,83kmol/ jam

13 9



= 19,26 kmol/jam

= 1735,54 kg/jam

Mol UF2 = 27,83kmol/ jam 13

3 _

= 6,42 kmol/jam

Massa UF2 = 6,42 kmol/jam x 120,12 kg/kmol

= 771,35 kg/jam

Mol UF3 = 27,83kmol/ jam 13

1 _

= 2,14 kmol/jam

Massa UF3 = 2,14 kmol/jam x 150,15 kg/kmol

= 321,40 kg/jam

Reaksi yang terjadi di Reaktor 202

13 CO(NH)2 + 18 HCHO 9 UF1 + 3 UF2 + UF3

M 28,69 40,16

R 27,83 38,53 19,26 6,42 2,14

S 0,86 1,63 19,26 6,42 2,14

Massa Umpan HCHO = 40,16 kmol/jam x 30,03 kg/kmol = 1206,06 kg/jam

Massa Umpan Urea = 28,69 kmol/jam x 60,06 kg/kmol = 1722,94 kg/jam

Kelarutan urea pada temperatur 70oC = 268,04 gr/100 ml Jumlah air yang dibutuhkan untuk melarutkan umpan urea :

x gr x ml

gr 1722,94 103 100

04 , 268



x = 642,80 L = 642,80 kg

Jumlah kandungan air dalam urea = x1722,94kg/ jam %

100 % 73 , 0

= 12,58 kg/jam

Jumlah total air = 642,80 kg/jam + 12,58 kg/jam = 655,38 kg/jam

Massa urea sisa = 0,86 kmol/jam x 60,06 kg/kmol = 51,69 kg/jam

Tabel A.1. Neraca massa pada reaktor 202 Komponen Massa Masuk

(kg/jam)

Massa Keluar (kg/jam)

Urea 1722,94 51,69

HCHO 1206,06 49,04

H2O 655,38 655,38

UF1 0 1735,54

UF2 0 771,35

UF3 0 321,40

Total 3584,39 3584,39

2. REAKTOR2 201 (RE-201)

Fungsi : Tempat mereaksikan uap metanol dan oksigen untuk membentuk gas formaldehid sebagai umpan reaktor 02 (sintesa urea formaldehid).

HCHO yang dihasilkan pada reaksi 1 = 40,16kmol/ jam %

94 % 100



= 42,73 kmol/jam

HCHO yang bereaksi pada reaksi 2 = 42,73kmol/ jam

100 6 _

= 2,56 kmol/jam

Reaksi 1 CH3OH + ½ O2 HCHO + H2O

M 43,16 47,95

R 42,73 21,35 42,73 42,73

S 0,43 26,59 42,73 42,73

Reaksi 2 _HCHO + _{½ O2 CO} + _H2O

2,56 1,28 2,56 2,56

Massa CH3OH Umpan = 43,16 kmol/jam x 32,04 kg/kmol

= 1382,75 kg/jam Kandungan air dalam CH3OH = 0,1 %

Massa H2O dalam CH3OH = 1382,75kg/ jam

% 9 , 99

% 1 ,

0 _

= 1,38 kg/jam

= 1534,47 kg/jam

Massa N2 Umpan = 47,95kmol/ jamx28,01kg/kmol

% 21

% 79 _

= 5052,77 kg/jam

Massa HCHO terbentuk = (42,73– 2,56) kmol/jam x 30,03 kg/kmol = 1206,06 kg/jam

Massa CH3OH sisa = 0,43 kmol/jam x 32,04 kg/kmol

= 13,83 kg/jam

Massa O2 sisa = (26,59– 1,28) kmol/jam x 32 kg/kmol

= 809,85 kg/jam

Massa H2O terbentuk = (42,73+ 2,56) kmol/jam x 18,01 kg/kmol

= 815,65 kg/jam

Massa total H2O keluar = ( 815,65 + 1,38 ) kg/jam

= 817,04 kg/jam

Massa CO terbentuk = 2,56 kmol/jam x 28,01 kg/kmol = 71,80 kg/jam

Massa N2 sisa = 5052,77 kg/jam

Tabel A.2. Neraca massa pada reaktor 201 Komponen Massa Masuk

(kg/jam)

Massa Keluar (kg/jam)

CH3OH 1382,75 13,83

O2 1534,47 809,85

HCHO 0 1206,06

CO 0 71,80

H2O 1,38 817,04

N2 5052,77 5052,77

3. MIXING TANK (MT-101)

Fungsi : Tempat pencampuran urea dengan sejumlah air agar terbentuk larutan urea untuk diumpankan ke reaktor 02 (sintesa urea formaldehid)

Gambar :

Massa urea = 1722,94 kg/jam

Komposisi urea : Urea = 99,27 % berat H2O = 0,73 % berat

Jumlah kandungan air dalam urea = x1722,94kg/ jam %

100 % 73 , 0

= 12,58 kg/jam

Kelarutan urea pada temperatur 70oC = 268,04 gr/100 ml

Jumlah air yang dibutuhkan untuk melarutkan umpan urea :

x gr x ml

gr 1722,94 103 100

04 ,

268 _

x = 642,80 L = 642,80 kg

Jumlah total air = 642,80 kg/jam + 12,58 kg/jam = 655,38 kg/jam

Tabel A.3. Neraca massa pada Mixing tank

Komponen Massa Masuk (kg/jam) Massa Keluar (kg/jam) Input 1 Input 2

Urea 1722,94 0 1722,94

H2O 12,58 642,80 655,38

Total 1735,52 642,80 _2378,33

2378,33

4. SEPARATOR (SE-201)

Fungsi : Memisahkan H2O liquid dari fraksi gas produk reaktor 201 (sintesa

formaldehid) setelah melewati cooler pada temperatur 70oC Gambar :

 Komponen yang masuk ke dalam separator sama seperti komponen yang keluar dari reaktor 201.

Pemisahan antara fasa gas dan cairan pada separator dapat dilihat dari perbedaan titik didihnya.

Tabel A.4. Titik didih produk reaktor 201 Komponen Titik didih (oC)

CH3OH 64,7

O2 -183

HCHO _-21

CO _-192

H2O 100

Berdasarkan data titik didih diatas maka H2O mempunyai fasa liquid karena titik

didihnya lebih besar dari temperatur separator 70oC, sedangkan yang lain masih dalam fasa gas.

Pemisahan campuran fasa gas dengan fasa cair di dalam separator juga dapat dilakukan berdasarkan perbedaan tekanan uap. Tekanan uap komponen dapat dihitung dengan menggunakan persamaan Antoine:

Keterangan : Pi = Tekanan uap komponen i, mmHg T = Temperatur, K

A, B, dan C = Konstanta Antoine Tabel A.5 Konstanta Antoine

Komponen A B C

CH3OH 18,5875 3626,55 -34,29

Oksigen 13,6835 780,26 -4,1758

HCHO 7,46432 1078,39 254,377

CO 6,72527 295,228 268,243

Air 16,5362 3985,44 -38,9974

N2 15,3768 1956,25 -2,1117

(Sumber : Reklaitis, 1983, yaws,himelblau)

Untuk HCHO dan CO, persamaan Antoine yang digunakan :

Dengan : Pi = Tekanan uap komponen i, mmHg T = temperatur, oC

Diketahui temperatur keluaran dari cooler produk reaktor 01 adalah 70oC. Sehingga diperoleh tekanan uap masing-masing komponen seperti yang tersaji dalam tabel berikut.

Tabel A.6 Tekanan Uap pada T = 70 oC Komponen Pi (bar)

CH3OH 1,229673517

O2 115,2767121

HCHO 18,15559674

CO 936,7599031

H2O 0,305650866

N2 129,3074302

Jika Pi > P, maka komponen tersebut dalam fasa gas. Dan sebaliknya, jika Pi < P, maka komponen tersebut dalam fasa cair. Di mana P = 1bar, sehingga yang merupakan fasa cair adalah H2O, sedangkan yang lainnya merupakan fasa gas.

Asumsi seluruh komponen fasa gas ke atas, dan seluruh fasa cair ke bawah. Aliran Masuk :

Massa HCHO = 1206,06 kg/jam Massa CH3OH = 13,83 kg/jam

Massa O2 = 809,85 kg/jam

Massa total H2O = 817,04 kg/jam

Massa CO = 71,80 kg/jam Massa N2 = 5052,77 kg/jam

Aliran Keluar : Bagian atas :

Massa HCHO = 1206,06 kg/jam Massa CH3OH = 13,83 kg/jam

Massa O2 = 809,85 kg/jam

Massa CO = 71,80 kg/jam

Massa N2 = 5052,77 kg/jam

Massa total H2O = 817,04 kg/jam

Tabel A.7. Neraca massa pada Separator Komponen Massa Masuk

(kg/jam)

Massa Keluar (kg/jam) Output Atas Output Bawah

CH3OH 13,83 13,83 0

O2 809,85 809,85 0

HCHO 1206,06 1206,06 0

CO 71,80 71,80 0

H2O 817,04 0 817,04

N2 5052,77 5052,77 0

Total 7971,35 7154,31 817,04

LAMPIRAN B

PERHITUNGAN NERACA PANAS

Dari perhitungan neraca massa, selanjutnya dilakukan perhitungan neraca energi. Perhitungan neraca energi didasarkan pada:

Basis waktu : Jam

Satuan panas : Kilo Joule (kJ) Temperatur referensi : 25 oC (298,15 K)

Neraca energi:

{(Energi masuk) – (Energi keluar) + (Generasi energi) – (Konsumsi energi)} =

{Akumulasi energi} (Himmelblau,ed.6, 1996:400)

Energi secara umum yang terlibat berupa energi panas (Q) dan kerja (W). Perhatikan Gambar B.1 dibawah ini.

Gambar B.1. Proses Secara Umum Perpindahan Energi Pada Suatu Sistem Pada Gambar B.1 terlihat proses perpindahan energi secara pada suatu sistem. Pada keadaan 1, suatu materi atau bahan memiliki empat buah energi yaitu energi kinetik (K1), energi potensial (P1), energi dalam (U1), dan energi berupa kerja p1v1

m1

U1

P1

K1

w1

m2

U2

P2

K2

w2

Sistem

W Q

-W -Q

1 2

(w1) serta memiliki laju alir massa m1. Materi atau bahan tersebut kemudian

melewati sebuah sistem tertentu, dimana materi atau bahan tersebut membutuhkan energi dari luar berupa panas (-Q) dan kerja (-W) atau sebaliknya, dapat menghasilkan energi berupa panas (Q) dan kerja (W). Setelah melewati sistem, bahan atau materi tersebut berada pada keadaan 2, dimana materi tersebut memiliki energi berupa energi kinetik (K2), energi potensial (P2), energi dalam

(U2), dan energi berupa kerja p2v2 (w2) serta memiliki laju alir massa m2.

Sehingga persamaan neraca energi secara umum menjadi :

(U1 + K1 + P1)m1 - (U2 + K2 + P2)m2 + Q + W + w1– w2= ∆E

(U1 + K1 + P1)m1 - (U2 + K2 + P2)m2 + Q + W + (p1v1)m1 - (p2v2)m2= ∆E

Jika tidak ada perubahan laju alir massa sebesar m1=m2=m dan tidak akumulasi

energi pada sistem, maka persamaan tersebut dapat disederhanakan menjadi, {(U2-U1) + (K2-K1) + (P2-P1) + (p2v2) - (p1v1)}m = Q + W

{∆U + ∆Ek + ∆P + ∆pv }m = Q + W

Sistem berada pada tekanan tetap sehingga terdapat hubungan ∆H = ∆U + ∆pv (Smith, J.M., Ed.6th, 2001, Pers.2.11., hal. 38)

{∆H + ∆Ek + ∆P}m = Q + W

(Himmelblau, D., Ed.6th, 1996, Pers. 5.13., hal. 404) Jika pada sistem perubahan energi kinetik dan energi potensial sangat kecil

dapat diabaikan (bernilai nol) dan jika tidak ada kerja yang diberikan atau dihasilkan ke dan dari sistem maka persamaan neraca energi tersebut menjadi,

Q = ∆H

Q = ∆H = Hproduk - Hreaktan

Jika tidak ada panas yang timbul akibat perubahan fasa materi pada suatu sistem maka, Q = ∆H = (Σ n CP dT)keluar– (Σ n CP dT)masuk

Jika sistem yang ditinjau berada pada keadaan adiabatis maka, 0 = ∆H = (Σ n CP dT)keluar– (Σ n CP dT)masuk

(Σ n CP dT)keluar = (Σ n CP dT)masuk

Keterangan :

∆H = Perubahan Panas (kJ) n = Kuantitas Materi (kmol) CP = Kapasitas panas (kJ/kmol.K)

dT = Perbedaan temperatur (K)

Perhitungan kapasitas panas (Cp)





 T    

T

4 3 2

T

Tref ref

dT ) ET DT CT BT (A dT Cp ) T (T 5 E ) T (T 4 D ) T (T 3 C ) T (T 2 B ) T A(T dT Cp 5 ref 5 4 ref 4 3 ref 3 2 ref 2 ret T Tref          



Keterangan :

Cp = Kapasitas panas ( kJ/kmol K) A,B,C,D,E = Konstanta

Tref = Temperatur referensi = 298,15 K

T = Temperatur operasi (K)

 Kapasitas Panas Cairan

Tabel B.1. Data konstanta Kapasitas Panas Cairan dalam (J/mol.K)

Sumber : C. L. Yaws, 1999

 Kapasitas Panas Gas

Tabel B.2. Data konstanta Kapasitas Panas Gas dalam (J/mol.K)

Komponen A B C D

CH3OH 40.152 0.31046 -0.0010291 1.4598E-06

H2O 92.053 -0.039953 -0.00021103 5.3469E-07

CO(NH)2 (urea) 24.856 0.14437 0.000038088 -1.1007E-07 Urea formaldehid -193.924 1.5238 0.0024738

Sumber : C. L. Yaws, 1999

Komponen A B C D E

HCHO 34.428 -2.9779E-12 0.00015104

-1.2733E-07 3.3887E-11 CH3OH 40.046 -0.038287 0.00024529

-2.1679E-07 5.9909E-11 H2O 33.933 -0.0084186 0.000029906

-1.7825E-08 3.6934E-12 CO 29.556 -0.0065807 0.00002013

-1.2227E-08 2.2617E-12 O2 29.526 -0.008999 0.000038083

-3.2629E-08 8.8607E-12 N2 29.342 -0.0035395 0.000010076

Berikut ini adalah perhitungan neraca panas pada masing-masing alat: 1. Neraca panas di sekitar Vaporizer

Fungsi : Menguapkan dan memanaskan campuran CH3OH fasa liquid

menjadi fasa uap pada temperatur 240oC sehingga siap diumpankan ke reaktor 201.

Gambar B.1 Aliran panas di sekitar Vaporizer

Dimana μ ∆H1 = Laju alir panas CH3OH masuk vaporizer (kJ/jam)

∆H2 = Laju alir panas CH3OH keluar vaporizer (kJ/jam)

∆Hsteam in = Laju alir panas steam masuk (kJ/jam) ∆Hsteam out = Laju alir panas steam keluar (kJ/jam)

a. Panas masuk vaporizer (aliran 1) T bahan = (273.15+30oC) = 303.15 K T ref = (273.15+25oC) = 298.15 K

Tabel B.γ Perhitungan ∆H masuk pada aliran 1

Komponen n (kmol) _(kJ/kmol) ſCP dT ∆H 1

(kJ/jam) CH3OH 43.15697532 400.7148235 17293.63975

H2O 0.076624098 377.4863816 28.92455339

b. Panas keluar vaporizer (aliran 2) T out = (273.15+240oC) = 513.15 K T ref = (273.15+25oC) = 298.15 K

Tabel B.4 Perhitungan ∆H keluar pada aliran β

c. Menghitung laju alir massa dan laju alir panas steam ∆Hsteam= ∆H1 - ∆H2

= 484798.7334 - 17322.5643 = 467476.1691 kJ/jam

Data steam pada T = (273.15+300oC) = 573.15 K dan P = 8581 kPa: Hl = 1344 kJ/kg

Hv = 2749 kJ/kg

s = Hv– Hl = 2749– 1344= 1405 kJ/kg

Maka massa steam:

 Panas steam masuk (∆Hsteam in)

∆Hsteam in = Ws x Hv = (332.723252 kg/jam) . (2749 kJ/kg)

= 914656.2198 kJ/jam

 Panas steam keluar (∆Hsteam out)

∆Hsteam out = Ws x Hl = (332.723252 kg/jam) . (1344 kJ/kg)

= 447180.0507 kJ/jam

Setelah dilakukan perhitungan neraca panas pada masing-masing komponen maka dapat disusun tabel neraca panas komponen sebagai berikut:

Tabel B.5 Neraca panas di sekitar Vaporizer (VP-101)

Komponen Aliran Input (kJ/jam) Aliran Output (kJ/jam) Komponen n (kmol) _(kJ/kmol) ſCP dT ∆H 2

(kJ/jam) CH3OH 43.15697532 11220.25118 484232.1031

H2O 0.076624098 7394.93588 566.6302895

∆H1 ∆Hsteam in ∆H2 ∆Hsteam out CH3OH 17293.63975

0,000

484232.1031 0,000

H2O 28.92455339 566.6302895

Steam _{0,000 914656.2198 0,000 447180.0507} Sub Total _{17322.5643 914656.2198 484798.7334 447180.0507}

Total _{931978.7841 931978.7841}

2. Neraca panas di sekitar Heater (HE-101)

Fungsi : Memanaskan umpan udara pada temperatur 240oC sehingga siap diumpankan ke reaktor 201.

Gambar B.2 Aliran panas di sekitar Heater

Dimana μ ∆H4 = Laju alir panas udara masuk (kJ/jam)

∆H5 = Laju alir panas udara keluar (kJ/jam) ∆Hsteam in = Laju alir panas steam masuk (kJ/jam) ∆Hsteam out = Laju alir panas steam keluar (kJ/jam)

a. Panas masuk heater (aliran 4) T bahan = (273.15+30oC) = 303.15 K T ref = (273.15+25oC) = 298.15 K

Tabel B.θ Perhitungan ∆H keluar pada aliran 4

b. Panas keluar heater (aliran 5)

T out = (273.15+240oC) = 513.15 K T ref = (273.15+25oC) = 298.15 K

Tabel B.7 Perhitungan ∆H keluar pada aliran η

c. Menghitung laju alir massa dan laju alir panas steam ∆Hsteam= ∆H5 - ∆H4

= (1448176.147- 33283.74901) kJ/jam = 1414892.398 kJ/jam

Data steam pada T = (273.15+300oC) = 573.15 K dan P = 8581 kPa: Hl = 1344 kJ/kg

Hv = 2749 kJ/kg

s = Hv– Hl = 2749– 1344= 1405 kJ/kg

Maka massa steam:

 Panas steam masuk (∆Hsteam in)

Komponen n (kmol) ſCP dT

(kJ/kmol) ∆H

4

(kJ/jam) O2 47.9521948 147.2424553 7060.598899

N2 180.39159 145.3679194 26223.15011

Total _{228.3437847 33283.74901}

Komponen n (kmol) _(kJ/kmol) ſCP dT ∆H 5

(kJ/jam) O2 47.9521948 6499.833912 311681.3019

N2 180.39159 6300.154265 1136494.845

∆Hsteam in = Ws x Hv = (1007.040852 kg/jam) . (2749 kJ/kg)

= 2768355.304 kJ/jam

 Panas steam keluar (∆Hsteam out)

∆Hsteam out = Ws x Hl = (1007.040852 kg/jam). (1344 kJ/kg)

= 1353462.906 kJ/jam

Setelah dilakukan perhitungan neraca panas pada masing-masing komponen maka dapat disusun tabel neraca panas komponen sebagai berikut:

Tabel B.8. Neraca panas di sekitar Heater (HE-101) Komponen

Aliran Input (kJ/jam) Aliran Output (kJ/jam) ∆H4 ∆Hsteam in ∆H5 ∆Hsteam out

O2 7060.598899

0,000 _311681.3019 0,000

N2 26223.15011 1136494.845

Steam _{0,000 914656.2198 0,000 447180.0507} Sub Total _{33283.74901 2768355.304 1448176.147 1353462.906}

Total

2801639.053 2801639.053

3. Neraca panas di sekitar Reaktor (R-201)

Fungsi : Mereaksikan CH3OH fasa gas dengan gas O2sehingga akan terbentuk produk utama berupa HCHO

Gambar B.3 Aliran panas di sekitar Reaktor

Dimana : ∆H3 = Laju alir panas umpan CH3OH dari Vaporizer 101 (kJ/jam)

∆H6 = Laju alir panas umpan udara dari Heater 101 (kJ/jam) ∆H7 = Laju alir panas produk yang keluar Reaktor 201 (kJ/jam) ∆Hpendingin in = Laju alir panas air pendingin masuk (kJ/jam) ∆Hpendingin out = Laju alir panas air pendingin keluar (kJ/jam)

a. Panas masuk pada aliran 3

Panas masuk pada aliran 3 sama dengan panas keluar dari Vaporizer 101 yaitu 484798.7334 kJ/jam.

b. Panas masuk pada aliran 6

Panas masuk pada aliran 6 sama dengan panas keluar dari Heater 101 yaitu 1448176.147 kJ/jam.

c. Panas keluar pada aliran 7

T in = (273.15+240o_{C) = 513.15 K} T ref = (273.15+25o_{C) = 298.15 K}

Iron Molybdenum oxide

Tabel B.λ Perhitungan ∆H keluar pada aliran 7

Komponen n (kmol) ſCP dT (kJ/kmol)

∆H 7

(kJ/jam) CH3OH 0.431569753 10220.03597 4410.658402

O2 25.30772985 5975.158224 151217.6901

HCHO 40.16188123 10148.24956 407572.7935 H2O 45.36578351 6799.57522 308468.0574

N2 180.39159 5800.479015 1046357.632

CO 2.563524334 5831.053867 14948.04848 Total

294.2220786 1932974.88

d. Menghitung panas reaksi Reaksi yang terjadi di Reaktor:

CH3OH(g) + ½ O2(g) HCHO(g) + H2O(g)

Reaksi samping :

HCHO(g) + ½ O2(g) CO(g) + H2O(g) (Mc. Ketta, 1988)

Neraca panas umum di Reaktor:

{ } { } { } { } { } (Pers. 8.2, Fogler., H. Scott, 3rd Ed)

Diasumsikan steady state maka akumulasi = 0 sehingga,

̇ ̇ ̇ ̇ ∑

Karena ̇ sangat kecil dibandingkan dengan maka ̇ dapat diabaikan.

Reaktor dioperasikan secara isotermal maka _{ ∑ } = 0 sehingga,

̇ dimana:

∫ ∫  Panas pembentukan standar (∆HoRx 298,15 K)

Data ∆Ho

Rx masing-masing komponen pada keadaan standar

(298,15 K):

ΔHfo CH3OH(g) = -48,08 kcal/mol ΔHfo O2(g) = 0 kcal/mol ΔHfo HCHO(g) = -28,29 kcal/mol

ΔHfo H2O(g) = -57,7979 kcal/mol ΔHfo CO (g) = -26,216 kcal/mol

(Perry, 1997)

∆Ho

Rx 298,15 K = ΔHfo CH3OH(g) x mol CH3OH(g)

= -20116.672 kj/kmol x 42.72 kmol = -859492.9698 kj

Total ∆HoRx = ∆Hproduk - ∆Hreaktan

= ΔHfo (HCHO(g)+ H2O(g)+CO(g)) - ΔHfo (CH3OH(g) +

O2(g))

Tabel B.10 Perhitungan ∆HoRx 298,15 K

Komponen ΔHf

o

(kJ/kmol)

∆Ho

Rx 298,15 K

(kJ)

CH3OH -20116.672

-859492.9698

O2 0 0

HCHO -11836.536

-505720.8011

H2O -24179.336

-1033071.937

CO -10968.7744

-28118.72009

Total

-707418.4882

Perubahan entalpi reaktan dari 513.15 K ke 298,15 K dapat ditentukan dengan menggunakan persamaan berikut :

∫

Hasil perhitungan perubahan entalpi reaktan dapat dilihat pada tabel berikut :

Tabel B.11 Perhitungan ∆Horeaktan

Komponen ∆H

o reaktan (kJ/kmol)

n (kmol) ∆H reaktan (kJ) CH3OH 10220.03597 43.15697532 484232.1031

O2 5975.158224 47.9521948 311681.3019

Total

91.10917011 795913.405

 ∆H produk

Perubahan entalpi produk dari 298,15 K ke 513.15 K dapat ditentukan dengan menggunakan persamaan berikut:

∫

Hasil perhitungan perubahan entalpi produk dapat dilihat pada tabel berikut :

Tabel B.12 Perhitungan ∆Hoproduk

Komponen ∆H

o produk (kJ/kmol)

n (kmol) ∆H produk (kJ) CH3OH 10220.03597 0.431569753 4410.658402

O2 5975.158224 26.58949201 158876.4219

HCHO 10148.24956 42.72540556 433588.0782 H2O 6799.57522 42.72540556 290514.6089

CO 5831.053867 2.563524334 14948.04848 Total

Sehingga :

∆Hreaksi = (∆H

o

Rx 298,15 K + ∆Hoproduk - ∆Horeaktan)

= (-707418.4882 + 902337.8159 - 795913.405)

= 600994.0773 kj/jam

e. Menghitung kebutuhan air pendingin Panas yang harus diserap = ∆Hreaksi Kondisi media pendingin : Jenis pendingin : Air

T in = (273.15+30o_{C) = 303.15 K}

T out = (273.15+60o_{C) = 333.15 K (Kern,594)} T ref = (273.15+25o_{C) = 298.15 K}

Sehingga didapat,

ſCP dT = 2256.67 9 kj/kmol mol pendingin =

= = 266.317 kmol/jam massapendingin = mol pendingin x mr

= 266.317 kmol/jam x 18 kmol/kg = 4793.72 kg/jam

Menghitung Q pendingin :

∆H pendingin in = n ſCP dT

= 100531.347 kj/jam

∆H pendingin out = n ſCP dT

= 701525.4242 kj/jam

Setelah dilakukan perhitungan neraca panas pada masing-masing komponen maka dapat disusun tabel neraca panas komponen sebagai berikut:

Tabel B.13 Neraca panas di sekitar Reaktor (RE-201)

Komponen Aliran Input (kJ/jam)

Aliran Generasi

(kJ/jam) Aliran Output (kJ/jam)

∆H3 ∆H6 ∆Hpendingin in ∆Hreaksi ∆H7 ∆Hpendingin out

CH3OH 484232.1031 0 0

600994.0773

4410.658402 0

O2 0 311681.3019 0 151217.6901 0

HCHO 0 0 0 407572.7935 0

H2O 566.6302895 0 0 308468.0574 0

N2 0 1136494.845 0 1046357.632 0

CO 0 0 0 14948.04848 0

air 0

0 100531.347 0 701525.4242

Sub Total 484798.7334 1448176.147 100531.347 600994.0773 1932974.88 701525.4242 1932974.88

Total 2634500.304 2634500.304

4. Neraca panas di sekitar cooler (CO-201)

Fungsi : Menurunkan temperatur keluaran reaktor 201 dari temperatur 240 oC menjadi 70oC

Gambar B.4 Aliran panas di sekitar cooler

Dimana μ ∆H7 = Laju alir panas masuk cooler (kJ/jam)

∆H8 = Laju alir panas keluar cooler (kJ/jam)

∆Hpendingin in = Laju alir panas pendingin masuk (kJ/jam) ∆Hpendingin out = Laju alir panas pendingin keluar (kJ/jam)

a. Panas masuk cooler (aliran 7)

Panas masuk ke dalam cooler 201 adalah panas keluaran reaktor 201. T bahan = (273.15+240oC) = 513.15 K

T ref = (273.15+25oC) = 298.15 K

Tabel B.14.Perhitungan ∆H keluar pada aliran 7

Komponen n (kmol) ſCP dT (kJ/kmol)

∆H 7

(kJ/jam)

CH3OH 0.431569753 10220.03597 4410.658402

O2 25.30772985 5975.158224 151217.6901

HCHO 40.16188123 10148.24956 407572.7935

H2O 45.36578351 6799.57522 308468.0574

N2 180.39159 5800.479015 1046357.632

CO 2.563524334 5831.053867 14948.04848

Total

294.2220786 1932974.88

b. Panas keluar cooler (aliran 8) T out = (273.15+70oC) = 343.15 K T ref = (273.15+25oC) = 298.15 K

Tabel B.1η Perhitungan ∆H keluar pada aliran 8

Komponen n (kmol) ſCP dT (kJ/kmol)

∆H 8

(kJ/jam)

CH3OH 0.431569753 2091.947151 902.8211158

O2 25.30772985 1330.921526 33682.60243

HCHO 40.16188123 2075.676344 83363.06679

H2O 45.36578351 3385.062502 153566.0127

N2 180.39159 1309.709767 236260.6272

CO 2.563524334 1311.212204 3361.324391

Total

294.2220786 511136.4546 c. Menghitung kebutuhan pendingin

Panas yang harus diserap = ∆H7 - ∆H8

= (1932974,88-511136,4546) kg/jam = 1421838,43kg/jam

Kondisi media pendingin : Jenis pendingin : Air

T in = (273.15+30o_{C) = 303.15 K}

T out = (273.15+45o_{C) = 323.15 K (Kern,594)} T ref = (273.15+25o_{C) = 298.15 K}

Sehingga didapat,

ſCP dT = 1881,178293 kj/kmol

mol pendingin =

= = 755,8233 kmol/jam massapendingin = mol pendingin x mr

= 755,8233 kmol/jam x 18 kmol/kg = 13604,81973 kg/jam

Menghitung Q pendingin :

∆H pendingin in = n ſCP dT

= 302869,608 kj/jam

∆H pendingin out = n ſCP dT

= 1707151,436 kj/jam

Setelah dilakukan perhitungan neraca panas pada masing-masing komponen maka dapat disusun tabel neraca panas komponen sebagai berikut:

Tabel B.16. Neraca panas di sekitar Cooler (CO-201)

Komponen Aliran Input (kJ/jam) Aliran Output (kJ/jam)

∆H7 ∆Hpendingin in ∆H8 ∆Hpendingin out CH3OH 4410.658402 0,000 902.8211158 0,000

O2 151217.6901 33682.60243

HCHO 407572.7935 83363.06679

H2O 308468.0574 153566.0127

N2 1046357.632 236260.6272

CO 14948.04848 3361.324391

Air 0,000 302869,61 0,000 1707151,44 Sub Total 1932974.88 302869,61 511136.4546 1707151,44

5. Neraca panas di sekitar separator (SE-201)

Fungsi : Memisahkan fasa liquid dan fasa gas produk keluaran cooler 201

Gambar B.5 Aliran panas di sekitar separator

Dimana μ ∆H8 = Laju alir panas masuk separator (kJ/jam)

∆H9 = Laju alir panas keluar bagian bawah separator (kJ/jam) ∆H10 = Laju alir panas keluar bagian atas separator (kJ/jam)

a. Panas masuk separator (aliran 8)

Panas masuk ke dalam separator 201 adalah panas keluaran cooler 201.

T in = (273.15+70oC) = 343.15 K T ref = (273.15+25oC) = 298.15 K

Tabel B.17 Perhitungan ∆H keluar pada aliran 8

Komponen n (kmol) ſCP dT (kJ/kmol)

∆H 8

(kJ/jam)

CH3OH 0.431569753 2091.947151 902.8211158

O2 25.30772985 1330.921526 33682.60243

HCHO 40.16188123 2075.676344 83363.06679

H2O 45.36578351 3385.062502 153566.0127

N2 180.39159 1309.709767 236260.6272

CO 2.563524334 1311.212204 3361.324391

Total

b. Panas keluar cooler (aliran 9)

T out (trial) = (273.15+70oC) = 343.15 K T ref = (273.15+25oC) = 298.15 K Tabel B.18 Perhitungan ∆H keluar pada aliran λ

Komponen n (kmol) ſCP dT (kJ/kmol)

∆H 9

(kJ/jam)

H2O 45.36578351 3385.062502 153566.0127

Total

45.36578351 3385.062502 153566.0127

c. Panas keluar cooler (aliran 10)

T out (trial) = (273.15+70oC) = 343.15 K T ref = (273.15+25oC) = 298.15 K Tabel B.1λ Perhitungan ∆H keluar pada aliran 10

Komponen n (kmol) ſCP dT (kJ/kmol)

∆H 10

(kJ/jam) CH3OH 0.431569753 2091.947151 902.8211158

O2 25.30772985 1330.921526 33682.60243

HCHO 40.16188123 2075.676344 83363.06679 N2 180.39159 1309.709767 236260.6272

CO 2.563524334 1311.212204 3361.324391 Total

248.8562951 357570.4419

Setelah dilakukan perhitungan neraca panas pada masing-masing komponen maka dapat disusun tabel neraca panas komponen sebagai berikut:

Tabel B.20. Neraca panas di sekitar Separator (SE-201)

Komponen

Aliran Input (kJ/jam)

Aliran Output (kJ/jam)

∆H8 ∆H9 ∆H10

CH3OH 902.8211158

0,000

902.8211158

O2 33682.60243

0,000

33682.60243

HCHO 83363.06679

0,000

83363.06679 H2O 153566.0127 153566.0127

0,000

N2 236260.6272

0,000

236260.6272

CO 3361.324391

0,000

Sub Total

511136.4546 153566.0127 357570.4419 Total _{511136.4546 511136.4546}

6. Neraca panas di sekitar Heater (HE-102)

Fungsi : Memanaskan air umpan untuk pelarut urea pada temperatur 42oC

Gambar B.6 Aliran panas di sekitar Heater

Dimana μ ∆H13 = Laju alir panas air masuk (kJ/jam)

∆H14 = Laju alir panas air keluar (kJ/jam)

∆Hsteam in = Laju alir panas steam masuk (kJ/jam) ∆Hsteam out = Laju alir panas steam keluar (kJ/jam)

a. Panas masuk heater (aliran 13) T bahan = (273.15+30oC) = 303.15 K T ref = (273.15+25oC) = 298.15 K

Tabel B.β1 Perhitungan ∆H keluar pada aliran 1γ

b. Panas keluar heater (aliran 14) T out = (273.15+84oC) = 357.15 K

Komponen n (kmol) _(kJ/kmol) ſCP dT ∆H 13

(kJ/jam) H2O 35.69151374 377.4863816 13473.06038

T ref = (273.15+25oC) = 298.15 K

Tabel B.ββ Perhitungan ∆H keluar pada aliran 14

c. Menghitung laju alir massa dan laju alir panas steam ∆Hsteam= ∆H14 - ∆H13

= (45738.60543- 13473.06038) kJ/jam = 32265.54505 kJ/jam

Data steam pada T = (273.15+300oC) = 573.15 K dan P = 8581 kPa: Hl = 1344 kJ/kg

Hv = 2749 kJ/kg

s = Hv– Hl = 2749– 1344= 1405 kJ/kg

Maka massa steam:

 Panas steam masuk (∆Hsteam in)

∆Hsteam in = Ws x Hv = (22.96480075 kg/jam) . (2749 kJ/kg)

= 63130.23726 kJ/jam

 Panas steam keluar (∆Hsteam out)

∆Hsteam out = Ws x Hl = (22.96480075 kg/jam). (1344 kJ/kg)

= 30864.69221 kJ/jam

Setelah dilakukan perhitungan neraca panas pada masing-masing komponen maka dapat disusun tabel neraca panas komponen sebagai berikut:

Komponen n (kmol) _(kJ/kmol) ſCP dT ∆H 14

(kJ/jam) H2O 35.69151374 1281.498055 45738.60543

Tabel B.23. Neraca panas di sekitar Heater (HE-102) Komponen

Aliran Input (kJ/jam) Aliran Output (kJ/jam) ∆H13 ∆Hsteam in ∆H14 ∆Hsteam out H2O 13473.06038

0,000 _45738.60543 0,000 Steam _{0,000 63130.23726 0,000} 30864.69221 Sub Total _{13473.06038 63130.23726 45738.60543} 30864.69221

Total

76603.29763 76603.29763

7. Neraca panas di sekitar Mixing Tank (MT-101)

Fungsi : Melarutkan urea ( CO(NH)2 )menggunakan air sebagai umpan reaktor

202

Gambar B.7 Aliran panas di sekitar Mixing Tank Dimana : ∆H12 = Laju alir panas CO(NH)2 (kJ/jam)

∆H14 = Laju alir panas air (kJ/jam)

∆H15 = Laju alir panas CO(NH)2 solution (kJ/jam) Neraca Energi di Mixing Tank:

{(∆H12+ ∆H14) –(∆H15) + (∆Hpengenceran) – (0)} = {0} (∆H12+ ∆H14+ ∆Hpengenceran) –∆H3 = 0

1) Panas masuk pada aliran 12 T in = (273.15+30o_{C) = 303.15 K} T ref = (273.15+25o_{C) = 298.15 K}

Tabel B.24 Perhitungan ∆H masuk pada aliran 1β Komponen n (kmol) ſCP dT

(kJ/kmol)

∆H 12

(kJ/jam) CO(NH)2 0.698361818 377.4863816 263.6220758

H2O 28.68705802 343.5612713 9855.762124

Total

29.38541984 10119.3842

2) Panas masuk pada aliran 14 T in = (273.15+84o_{C) = 357.15 K} T ref = (273.15+25o_{C) = 298.15 K}

Tabel B.βη Perhitungan ∆H masuk pada aliran 14

Komponen n (kmol) ſCP dT (kJ/kmol)

∆H 14

(kJ/jam) H2O 35.69151374 1281.498055 45738.60543

Total

35.69151374 45738.60543

3) Panas pengenceran

Diketahui : Panas pelarutan CO(NH)2 = 0.32 kkal/kgr.C (Sumber: Perry ed.8, Tabel 2-182)

Massa CO(NH)2 yang akan dilarutkan sebanyak = 1722.94 kg/jam

Maka panas pengenceran :

∆Hpengenceran = Panas pelarutan CO(NH)2 x massa CO(NH)2 x Temperatur pelarutan

∆Hpengenceran = (0.32 kkal/kg.C).(1722.94 kg/jam).(70oC)

4) Menghitung panas dan temperatur pada aliran 15

Untuk mendapatkan temperatur keluaran dari Mixing Tank maka perlu dilakukan perhitungan trial and error dimana ∆Hhitung harus sama dengan ∆H15. Dengan bantuan solver Excel maka didapatkan hasil sebagai berikut: Neraca energi:

(∆H12+ ∆H14+ ∆Hpengenceran) –∆H15 = 0

∆H15= ∆H12+ ∆H14+ ∆Hpengenceran ∆H15 = 219090.18 kJ/jam

T in (trial) = (273.15+84o_{C) = 357.15 K} T ref = (273.15+25o_{C) = 298.15 K}

Tabel B.βθ Perhitungan ∆H keluar pada aliran 1η

Komponen n (kmol) ſCP dT (kJ/kmol)

∆H 12

(kJ/jam) CO(NH)2 36.38987556 3442.220627 125261.9803

H2O 28.68705802 3270.772264 93828.83372

Total

65.07693358 219090.814

Setelah dilakukan perhitungan neraca panas pada masing-masing komponen maka dapat disusun tabel neraca panas komponen sebagai berikut:

Tabel B.27 Neraca panas di sekitar Mixing Tank (MT-101) Komponen Aliran Input (kJ/jam) Generasi Aliran

(kJ/jam)

Aliran Output (kJ/jam)

∆H12 ∆H14 ∆H15

CO(NH)2 263.6220758 0,000 0,000 125261.9803

H2O 9855.762124 45738.60543 0,000 93828.83372

Qpengenceran 0,000 0,000 163232.8244 0,000

Sub Total 10119.3842 45738.60543 163232.8244 219090.814

Total 219090.814 219090.814

Fungsi : Mereaksikan gas HCHO dengan CO(NH)2 solution sehingga akan terbentuk produk utama berupa urea formaldehid

Gambar B.8 Aliran panas di sekitar Reaktor

Dimana : ∆H11 = Laju alir panas umpan HCHO dari separator 101 (kJ/jam) ∆H16= Laju alir panas umpan CO(NH)2 solution dari

mixing tank 101 (kJ/jam)

∆H17 = Laju alir panas gas buang yang keluar Reaktor 202 (kJ/jam) ∆H18 = Laju alir panas produk yang keluar Reaktor 202 (kJ/jam) ∆Hpendingin in = Laju alir panas air pendingin masuk (kJ/jam) ∆Hpendingin out = Laju alir panas air pendingin keluar (kJ/jam)

a. Panas masuk pada aliran 11

Panas masuk pada aliran 11 sama dengan panas keluar dari bagian atas separator 101 yaitu 357570.4419 kJ/jam.

b. Panas masuk pada aliran 16

Panas masuk pada aliran 16 sama dengan panas keluar dari mixing tank 101 yaitu 219090.814 kJ/jam.

c. Panas keluar pada aliran 17 T out = (273.15+70o_{C) = 343.15 K} T ref = (273.15+25o_{C) = 298.15 K}

Tabel B.β8 Perhitungan ∆H keluar pada aliran 17

Komponen n (kmol) ſCP dT (kJ/kmol)

∆H 17

(kJ/jam) CH3OH 0.431569753 1131.895275 488.4917643

O2 25.30772985 728.0767291 18425.96917

HCHO 1.63295561 1122.476318 1832.954001 CO 2.563524334 718.1914824 1841.101342 N2 180.39159 717.6769064 129462.8782

Total

210.3273695 152051.3945

d. Panas keluar pada aliran 18 T out = (273.15+70o_{C) = 343.15 K} T ref = (273.15+25o_{C) = 298.15 K}

Tabel B.βλ Perhitungan ∆H keluar pada aliran 18 Komponen n (kmol) ſCP dT

(kJ/kmol)

∆H 17

(kJ/jam) H2O 36.38987556 1858.413618 67627.44028

CO(NH)2 0.860611741 1728.432663 1487.509443

UF1 19.26446281 12775.43342 246111.8619 UF2 6.421487603 12775.43342 82037.28731 UF3 2.140495868 12775.43342 27345.76244 Total

65.07693358 424609.8614

e. Menghitung panas reaksi Reaksi yang terjadi di Reaktor:

) ( 2 2

(g) 2 )

( 2

2) 18CH O 9HOCH NHCONH CO(NH

3(l) 2 (l)

2

2OH) NHCON(CH OH)

NHCONH(CH 3





(Kirk – Othmer, 1955). Neraca panas umum di Reaktor:

{ } { } { } { } { } (Pers. 8.2, Fogler., H. Scott, 3rd Ed)

Diasumsikan steady state maka akumulasi = 0 sehingga,

̇ ̇ ̇ ̇ ∑

Karena _̇ sangat kecil dibandingkan dengan maka _̇ dapat diabaikan. Reaktor dioperasikan secara isotermal maka _{{ ∑} } = 0 sehingga,

̇ ̇

dimana:

∫ ∫

 Panas pembentukan standar (∆HoRx 298,15 K)

Data ∆Ho

Rx masing-masing komponen pada keadaan standar

(298,15K):

ΔHfo CO(NH2)2 = -26,0045 kcal/mol ΔHfo CH2O(g) = -26,880 kcal/mol ΔHfo UF 1 = -62,658 kcal/mol ΔHfo UF 2 = -99,271 kcal/mol ΔHfo UF 3 = -137,706 kcal/mol

(Perry, 1997)

∆Ho

Rx 298,15 K = ΔHfo CO(NH2)2 (g) x mol CO(NH2)2 (g)

= -4333191.066 kj Total ∆HoRx = ∆Hproduk - ∆Hreaktan

= ΔHfo (UF 1+ UF 2 + UF 3) - ΔHfo (CO(NH2)2+ CH2O)

Tabel B.30 Perhitungan ∆HoRx 298,15 K

Komponen ΔHf

o

(kJ/kmol)

∆Ho

Rx 298,15 K

(kJ)

HCHO -112465.92

-4333191.066

CO(NH)2 -108802.828

-3027596.049

UF1 -262161.072

-5050392.222

UF2 -415349.864

-2667164.003

UF3 -576161.904

-1233272.175

Total

-1590041.284

 ∆H reaktan

Perubahan entalpi reaktan dari 343.15 K ke 298,15 K dapat ditentukan dengan menggunakan persamaan berikut :

∫

Hasil perhitungan perubahan entalpi reaktan dapat dilihat pada tabel berikut :

Tabel B.31 Perhitungan ∆Horeaktan

Komponen ∆H

o reaktan (kJ/kmol)

n (kmol) ∆H reaktan (kJ) HCHO 2075.676344 40.16188123 83363.06679

CO(NH)2 3214.083374 28.68705802 92202.59624

Total

 ∆H produk

Perubahan entalpi produk dari 298,15 K ke 343.15 K dapat ditentukan dengan menggunakan persamaan berikut:

∫

Hasil perhitungan perubahan entalpi produk dapat dilihat pada tabel berikut :

Tabel B.32 Perhitungan ∆Hoproduk

Komponen ∆H

o produk

(kJ/kmol) n (kmol)

∆H produk (kJ) HCHO 1122.476318 1.63295561 1832.954001 CO(NH)2 1728.432663 0.860611741 1487.509443

UF1 12775.43342 19.26446281 246111.8619 UF2 12775.43342 6.421487603 82037.28731 UF3 12775.43342 2.140495868 27345.76244 Total

30.32001363 358815.3751 Sehingga :

∆Hreaksi= ∆HoRx 298,15 K + ∆Hoproduk - ∆Horeaktan

= -1590041.284 + 358815.3751 - 175565.663 = 1406791.572 kj/jam

f. Menghitung kebutuhan pendingin Panas yang harus diserap = ∆Hreaksi Kondisi media pendingin : Jenis pendingin : Air

T in = (273.15+30o_{C) = 303.15 K}

T out = (273.15+60oC) = 333.15 K (Kern,594) T ref = (273.15+25o_{C) = 298.15 K}

Sehingga didapat,

ſCP dT = 2256.67 9 kj/kmol mol pendingin =

= 623.389 kmol/jam massapendingin = mol pendingin x mr

= 623.389 kmol/jam x 18 kmol/kg = 11221.018 kg/jam

Menghitung Q pendingin :

∆H pendingin in = n ſCP dT

= 235321.207 kj/jam

∆H pendingin out = n ſCP dT

= 1642112.779 kj/jam

Setelah dilakukan perhitungan neraca panas pada masing-masing komponen maka dapat disusun tabel neraca panas komponen sebagai berikut:

Tabel B.33 Neraca panas di sekitar Reaktor (RE-202)

Komponen Aliran Input (kJ/jam)

Aliran Generasi

(kJ/jam) Aliran Output (kJ/jam)

∆H11 ∆H16 ∆Hpendingin in ∆Hreaksi ∆H17 ∆H18 ∆Hpendingin out

CH3OH 902.8211158 0 0

1406791.572

488.4917643 0 0

O2 33682.60243 0 0 18425.96917 0 0

HCHO 83363.06679 0 0 1832.954001 0 0

CO 3361.324391 0 0 1841.101342 0 0

N2 236260.6272 0 0 129462.8782 0 0

H2O 0 125261.9803 0 67627.44028

CO(NH)2 0 93828.83372 0 1487.509443

UF1 0 0 0 246111.8619

UF2 0 0 0 82037.28731

UF3 0 0 0 0 27345.76244 0

Amonia 0 0 235321.207 0 1642112.779

Sub Total 357570.4419 219090.814 235321.207 1406791.572 152051.3945 424609.8614 1642112.779

576661.2559 576661.2559

Total 2218774.035 2218774.035

9. Neraca panas di sekitar cooler (CO-301)

Fungsi : Menurunkan temperatur keluaran reaktor 202 dari temperatur 70 oC menjadi 30oC

Gambar B.9 Aliran panas di sekitar cooler

Dimana μ ∆H18 = Laju alir panas keluaran reaktor 202 masuk (kJ/jam)

∆H19 = Laju alir panas keluaran reaktor 202 keluar (kJ/jam) ∆Hpendingin in = Laju alir panas pendingin masuk (kJ/jam) ∆Hpendingin out = Laju alir panas pendingin keluar (kJ/jam)

a. Panas masuk cooler (aliran 18)

Panas masuk ke dalam cooler 301 adalah panas keluaran reaktor 202. T in = (273.15+70oC) = 343.15 K

T ref = (273.15+25oC) = 298.15 K

Tabel B.γ4 Perhitungan ∆H keluar pada aliran 18

Komponen n (kmol) ſCP dT (kJ/kmol)

∆H 18

(kJ/jam) H2O 36.38987556 1858.413618 67627.44028

CO(NH)2 0.860611741 1728.432663 1487.509443

UF1 19.26446281 12775.43342 246111.8619 UF2 6.421487603 12775.43342 82037.28731 UF3 2.140495868 12775.43342 27345.76244 Total

65.07693358 424609.8614

b. Panas keluar cooler (aliran 19) T out = (273.15+30oC) = 303.15 K T ref = (273.15+25oC) = 298.15 K

Tabel B.γη Perhitungan ∆H keluar pada aliran 1λ

Komponen n (kmol) ſCP dT (kJ/kmol)

∆H 19

H2O 36.38987556 377.4863816 13736.68245

CO(NH)2 0.860611741 343.5612713 295.6728637

UF1 19.26446281 2439.097255 46987.89835 UF2 6.421487603 2439.097255 15662.63278 UF3 2.140495868 2439.097255 5220.877595 Total

65.07693358 81903.76405

c. Menghitung kebutuhan pendingin Panas yang harus diserap = ∆H18 - ∆H19

= (424609.8614-81903.76405) kg/jam = 342706.0974kg/jam

Kondisi media pendingin : Jenis pendingin : Air

T in = (273.15+30o_{C) = 303.15 K}

T out = (273.15+45oC) = 323.15 K (Kern,594) T ref = (273.15+25o_{C) = 298.15 K}

Sehingga didapat,

ſCP dT = 1505.533 kj/kmol

mol pendingin =

= = 227.63 kmol/jam massapendingin = mol pendingin x mr

= 227.63 kmol/jam x 18 kmol/kg = 4097.35 kg/jam

Menghitung Q pendingin :

∆H pendingin in = n ſCP dT

= 85927.59 kj/jam

= 428633.68 kj/jam

Setelah dilakukan perhitungan neraca panas pada masing-masing komponen maka dapat disusun tabel neraca panas komponen sebagai berikut:

Tabel B.36. Neraca panas di sekitar Cooler (CO-301) Komponen

Aliran Input (kJ/jam) Aliran Output (kJ/jam)

∆H18 ∆Hpendingin in ∆H19 ∆Hpendingin out H2O 67627.44028

0,000

13736.68245 0,000

CO(NH)2 1487.509443 295.6728637

UF1 246111.8619 46987.89835

UF2 82037.28731 15662.63278

UF3 27345.76244 5220.877595

Amonia _{0,000 85927.59 0,000} 428633.68

Sub Total _{424609.8614 85927.59 81903.76405} 428633.68 Total

LAMPIRAN C

PERHITUNGAN SPESIFIKASI PERALATAN PROSES

1. Tangki PenyimpanMetanol (TP-101)

Fungsi : Menyimpan metanol dalam keadaan cair dengan kapasitas 232.533,754m3 selama 7 hari

Tipe Tangki : Silinder vertikal dengan dasar datar (flat bottom) dan Atap (head) berbentuk Torispherical Roof

Bahan : Carbon Steel SA-283 Grade C

Pertimbangan : Mempunyai allowable stress cukup besar Harganya relatif murah

Tahan terhadap korosi

Kondisi Operasi : Temperatur design : 50 oC Temperatur fluida : 30 oC

Tekanan : 1 atm

a. Menentukan Temperatur dan Tekanan Penyimpanan

Siang hari, diperkirakan temperatur dinding tangki mencapai 50 oC.

Perancangan akan dilakukan pada temperatur tersebut dengan tujuan untuk menjaga temperatur fluida di dalam tangki. Yaitu untuk menghindari adanya transfer panas dari dinding tangki ke fluida. Oleh karena temperatur dinding tangki pada siang hari diperkirakan mencapai 50 oC, dan apabila dinding tangki tidak dirancang sesuai kondisi tersebut, maka akan terjadi transfer panas dari dinding tangki ke fluida yang menyebabkan tekanan uap fluida semakin besar. Semakin tinggi tekanan uap, maka perancangan dinding tangki akan semakin tebal. Dimana semakin tebal dinding tangki, maka transfer panas dari dinding ke fluida akan semakin kecil, sehingga dapat diabaikan.

Berikut adalah perhitungan tekanan fluida pada temperatur 50 oC. Dengan cara trial tekanan pada temperatur 50 oC, maka diperoleh hasil sebagai berikut:

Tabel C.1. Hasil perhitungan tekanan fluida di dalam tangki

Komponen _{kg/jam kmol/jam zf Pi, (Pa) Ki = Pi/P yf = Ki . zf} metanol _{1.382,75 43,150 0,998 55.477,684 83,803 83,655}

H2O 1,380 0,077 0,002 12.305,487 18,588 0,033

TOTAL _{1.384,130 43,227 1,000 83,688}

T = 50 oC P = 0,546 atm

Sehingga desain tangki dilakukan pada kondisi: T = 50 oC

P = 1 atm + 0,546 atm = 1,546 atm

b. Menghitung densitas campuran Tabel.C.2. Densitas campuran

Komponen Kg/jam wi ρ (kg/mγ) wi/ρ

metanol 1.382,75 0,999 763,728 1,31E-03 H2O 1,380 0,001 982,729 1,01E-06

TOTAL 1.384,130 1,000 1,31E-03

 liquid =







wi wi

=

0,00131 1

= 763,898kg/m3

= 47,688 lb/ft3

c. Menghitung Kapasitas Tangki Waktu tinggal = 7 hari

Jumlah = 1384,13 kg/jam x 24 jam x 7hari = 232.533,754kg

Volume liquid = liqud liquid

ρ

m

= ₃

kg/m 763,898

kg 4 232.533,75

= 304,404 m3 = 10.749,540 ft3

Over Design = 20 % (Peter and Timmerhaus, 1991)

Vtangki = (100/80) x Vliquid

= (100/80) x 304,404 m3

= 380,505 m3 = 13.436,926 ft3

d. Menentukan Rasio Hs/D

Vtangki = Vshell + Vtutup

= ¼ π D2 _{H + 0,000049 D}3_{+ ¼ π D}2 _sf

Atangki = Ashell + Atutup

= (¼ π D2_{+ π D H) + 0,84β D}2

Keterangan :

D = diameter tangki, in

sf = straight flange, in (dipilih sf = 3 in)

Berdasarkan Tabel 4-27 Ulrich 1984, dimana :

D H_s

< 2 (Ulrich, 1984)

Rasio H/D yang diambil adalah rasio yang memberikan luas tangki yang paling kecil. Hasil trial rasio H/D terhadap luas tangki dapat dilihat pada Tabel C.3. berikut.

Tabel C.3. Hasil Trial Hs/D Terhadap Luas Tangki

Trial H/D D (ft) H (ft) A (ft2) Vsilinder , ft3 Vhead, ft3 Vsf, ft3 Vtotal (ft3)

1 0,50 30,287 15,143 2.932,609 10.904,528 2.352,378 180,020 13.436,926 2 0,60 28,800 17,280 2.912,211 11.251,462 2.022,683 162,780 13.436,926 3 0,70 27,569 19,298 2.907,110 11.513,643 1.774,128 149,156 13.436,926 4 0,72 27,346 19,689 2.907,406 11.558,586 1.731,579 146,761 13.436,926 5 0,73 27,238 19,884 2.907,690 11.580,264 1.711,062 145,600 13.436,926 6 0,74 27,131 20,077 2.908,060 11.601,439 1.691,026 144,461 13.436,926 7 0,80 26,524 21,219 2.911,914 11.718,831 1.580,027 138,068 13.436,926 8 0,90 25,622 23,060 2.923,362 11.883,845 1.424,245 128,837 13.436,926 9 1,00 24,832 24,832 2.939,379 12.019,467 1.296,449 121,010 13.436,926 10 1,10 24,131 26,544 2.958,591 12.132,936 1.189,716 114,273 13.436,926 11 1,20 23,503 28,203 2.980,060 12.229,289 1.099,234 108,403 13.436,926 12 1,30 22,935 29,816 3.003,127 12.312,140 1.021,552 103,234 13.436,926 13 1,40 22,419 31,387 3.027,322 12.384,153 954,132 98,641 13.436,926 14 1,50 21,947 32,920 3.052,301 12.447,333 895,066 94,526 13.436,926

Gambar C.2. Rasio Hs/D Optimum

Terlihat bahwa rasio Hs/D yang memberikan luas tangki yang paling kecil

yaitu 0,7-0,72.

Maka untuk selanjutnya digunakan rasio Hs/D = 0,7.

D = 27,569 ft = 330,823 in = 8,403 m

Dstandar = 28 ft (336 in)

H = 19,298 ft = 231,576 in = 5,882 m

Hstandar = 20 ft (240 in)

Cek rasio H/D : Hs/D = 20/28

= 0,714 memenuhi (0,7-0,72)

2,850.000 2,900.000 2,950.000 3,000.000 3,050.000 3,100.000 3,150.000 3,200.000

0.00 0.50 1.00 1.50 2.00

Rasio H/D Optimum

Lu

a

s,

A

e. Menentukan Jumlah Courses

Lebar plat standar yang digunakan :

L = 72 in (Appendix E, item 1, B & Y) = 6 ft

Jumlah courses = ft 6

ft 20

= 3,33 buah = 4 buah

f. Menentukan Tinggi Cairan di dalam Tangki

Vshell = ¼ π D2 H

= ¼ π (28 ft)2. 20 ft = 12.308,8 ft3

Vdh = 0,000049 D3

= 0,000049 (28 ft)3 = 1,076 ft3

Vsf = ¼ π D2 sf

= ¼ π.(336 in)2.3 = 265.870,08 in3

= 153,86 ft3

Vtangki baru = Vshell + Vdh + Vsf

= 12.308,8 + 1,076 + 153,86 = 12.463,736 ft3

= 352,936 m3

Vruang kosong = Vtangki baru - Vliquid

= 12.463,736 – 10.749,54 = 1.714,195 ft3

Vshell kosong = Vruang kosong– (Vdh + Vsf)

= 1.714,195 – (1,076 + 153,86) = 1.559,26 ft3

Hshell kosong = ₂

. . 4

D

Vshellkosong



= ₂

28 1.559,26 4

 

 = 2,534 ft

Hliquid = Hshell– Hshell kosong

= 20 ft – 2,534 ft = 17,466 ft

g. Menenetukan Tekanan desain

Ketebalan shell akan berbeda dari dasar tangki sampai puncak. Hal ini karena tekanan zat cair akan semakin tinggi dengan bertambahnya jarak titik dari permukaan zat cair tersebut ke dasar tangki. Sehingga tekanan paling besar adalah tekanan paling bawah. Tekanan desain dihitung dengan persamaan : Pabs = Poperasi + Phidrostatis

Untuk menentukan tekanan hidrostatis, jika densitas fluida lebih kecil dari densitas air, maka densitas yang digunakan adalah densitas air (Brownell & Young,1959: 46).

Maka untuk selajutnya digunakan densitas air pada suhu 60 oF:

air = 999,074 kg/m3

= 62,370 lb/ft3

Phidrostatis =

144

L c

H g g _

     

= 144 ft 17,466 9,81 9,81 lb/ft

62,370 3 _

    

= 7,565 psi

Poperasi = 22,726 psi

Pabs = 7,565 psi + 22,726 psi

= 30,291 psi

Tekanan desain 5 -10 % di atas tekanan kerja normal/absolut (Coulson, vol 6, hal. 637). Tekanan desain yang dipilih 10 % diatasnya. Tekanan desain pada courses ke-1 (plat paling bawah) adalah:

Pdesain = 1,1 x Pabs

= 1,1 x 30,291 psi = 33,320 psi

Berikut ini adalah tabel perhitungan tekanan desain untuk setiap courses : Tabel C.4. Tekanan Desain Masing-masing Courses

Courses H (ft) HL (ft) Phid (psi) Pabsolut(psi) Pdesain (psi)

1 20 17,466 7,565 30,291 33,320

2 14 11,466 4,966 27,693 30,462

3 8 5,466 2,368 25,094 27,603

4 2 -0,534 -0,231 22,495 24,745

h. Menentukan Tebal dan Panjang Shell  Tebal Shell

Untuk menentukan tebal shell, persamaan yang digunakan adalah : c   0,6.P -f.E .r P

t d i

s (pers. 13.1 Brownell & Young,1959,hal.254)

c P E f d P

t_s 

  ) 6 , 0 . .( 2 .

keterangan :

ts = ketebalan dinding shell, in Pd = tekanan desain, psi

D = diameter tangki, in

f = nilai tegangan material, psi Carbon Steel SA-283 Grade C

12.650 psi (Tabel 13.1, Brownell & Young, 1959:251) E = efisiensi sambungan = 80% (Tabel 13.2, B & Y, hal 254)

jenis sambungan las (single-welded butt joint without backing strip, no radiographed)

C = korosi yang diizinkan (corrosion allowance) 0,25 in/20 th (Timmerhaus, 1991)

Menghitung ketebalan shell (ts) pada courses ke-1:

ts =

)) 320 , 33 6 . 0 ( -) 0,8 x psi x((12.650 2 in 336 x psi 33,320

 + 0,250 in

= 0,804 in (1,000 in)

Tabel C.5. Ketebalan shell masing-masing courses

Courses H (ft) Pdesain (psi) ts (in) ts standar (in)

1 20 33,320 0,804 1,000

2 14 30,462 0,757 1,000

3 8 27,603 0,709 1,000

4 2 24,745 0,661 1,000

 Panjang Shell

Untuk menghitung panjang shell, persamaan yang digunakan adalah :

L =

n weld D_o 12. length) ( -π.

(Brownell and Young,1959:55)

keterangan :

L = Panjang shell, in Do = Diameter luar shell, in

n = Jumlah plat pada keliling shell

weld length = Banyak plat pada keliling shell dikalikan dengan banyak sambungan pengelasan vertikal yang diizinkan.

= n x butt welding

Menghitung panjang shell (L) pada courses ke-1 : ts = 1,000 in

Do = Di + 2.ts

= 336 + (2 x 1,000)

= 338,000 in

n = 10 buah

butt welding = 5/32 in (Brownell and Young,1959,hal. 55)

L =

10 x 12

in) (1,563 -in) 8 (3,14).(33

= 8,831 in

Tabel C.6. Panjang shell masing-masing courses Plat ts, (in) do (in) L (in)

1 1,000 338,000 8,831

2 1,000 338,000 8,831

3 1,000 338,000 8,831

4 1,000 338,000 8,831

i. Desain Head (Desain Atap)

Bentuk atap yang digunakan adalah torispherical flanged and dished head. Jenis head ini untuk mengakomodasi kemungkinan naiknya temperatur di dalam tangki sehingga mengakibatkan naiknya tekanan dalam tangki, karena naiknya temperatur lingkungan menjadi lebih dari 1 atm. Untuk torispherical flanged dan dished head, mempunyai rentang allowable pressuse antara 15 psig (1,0207 atm) sampai dengan 200 psig (13,6092 atm) (Brownell and Young, 1959).

OD

ID A B

icr

b = tinngi dish a t r OA sf C

Gambar C.3. Torispherical flanged and dished head.

Menghitung tebal head minimum

Menentukan nilai stress intensification untuk torispherical dished head dengan menggunakan persamaan (Brownell and Young, 1959):

w = _

       icr rc 3 4 1

(Brownell and Young,1959.hal.258)

Diketahui : rc = 336 in

icr = 20,160 in s

Maka :

w = _

      160 , 20 336 3 . 4 1

= 1,771 in

Menentukan tebal head dengan menggunakan persamaan (Brownell and Young,1959: 258):

th = C

0,2P 2fE .w P.r_c  

= 0,25

) 320 , 33 2 , 0 ( ) 8 , 0 650 . 12 2 ( 771 , 1 336 33,320 _      

Area bolt yang diperlukan = 0,0016 in2. Dipakai bolt area seluas 0,126 in2

dari Tabel 10.4 Brownell&Young hal 188 untuk area bolt seluas 0,126 in2, maka ukuran bolt = ½ in

6. Beban Karena Gempa

Magnitud akibat tekanan gempa merupakan hasil dari berat vessel dan koefisien seismic (C) yang merupakan fungsi dari vibrasi.

 Momen karena gempa

Msx = ₂





2 ₃ 4 H X H X w C 

(Brownell and Young, 1959, pers. 9.71) Keterangan :

Msx = Momen bending, in-lb

C = Dari Tabel 9.3 (Brownell and Young, 1959), untuk zone 1 dan T > 1 s diperoleh, C = 0,02

X = H = Tinggi shell total = 31,476 ft

W = Berat shell = 253.029,0954 kg = 557.836,5824 lbm

Msx = ₂





2 31,476 31,476 31,476 3 31,476 24 557.836,58 02 , 0

4x x x x 

= 6.357.762,13 in-lb

 Stress karena gempa, fsx fsx =



)



2 c t r M s sx 

 (Brownell and Young, 1959, pers. 9.72)

_

_

125 , 0 1875 , 0 8125 , 7 13 6.357.762, 2 _   

= 530.780 psi

Keterangan:

r = jari-jari shell + isolasi, in ts = tebal shell, in

c = faktor korosi, in

G. Perancangan Pondasi

Perancangan pondasi dengan sistem konstruksi pondasi beton terdiri dari campuran: semen : kerikil : pasir, dengan perbandingan 1 : 2 : 3. Direncanakan pondasi berbentuk limas terpancung, dianggap hanya gaya vertikal dari berat kolom yang bekerja pada pondasi. Asumsi tanah pondasi adalah clay dengan safe bearing maksimal 10 ton/ft2 (Tabel 12,2 Hess & Rushton). Pondasi dibuat dari beton dengan specific gravity 2,65 dan densitas 140 lb/ft3 (Dirjen Bina Marga DPU & Tenaker).

 Berat menara (termasuk perlengkapannya) yang diterima oleh :

I-Beam pada kondisi operasi = 557.836,5824 lb Berat I-Beam yang diterima oleh base plate adalah = 139.459,1456 lb Jadi berat total yang diterima pondasi adalah = 697.295,828 lb

 Digunakan tanah dengan :

Luas bagian atas (a) = 13949,9721 in2 (3 m × 3 m) Luas bagian bawah (b) = 24799,9504 in2 (4 m × 4 m)

Tinggi pondasi = 60 in

 Volume pondasi (V) = (1/3) × tinggi pondasi × ((a + b) + (a ×b)1/2) = 573498,853 in3 = 331,8859 ft3

 Berat pondasi (W) = V × densitas beton = 331,8859 ×140 = 46464,0274 lb

 Jadi berat total yang diterima tanah adalah :

Wtotal = 697.295,828 lb + 46.464,0274 lb = 743.759,8554 lb

Tegangan tanah karena beban ( ) = P/F < 10 ton keterangan : P = beban yang diterima tanah (lb) F = luas alas (ft2)

 Jadi tegangan karena beban ( ) : = 743.759,8554 lb / 24799,9504 in2

= 29,99 lb/in2 = 1,9161 ton/ft2 < 10 ton/ft2

Pondasi dapat dipasang pada tanah clay, karena tegangan tanah karena beban ( ) kurang dari safe bearing maksimal pada tanah clay.

A

B

C

D E

F

G

H

I

J _K

Keterangan:

A. Menhole G. Baffle

B. Deflector H. Saluran Steam Keluar C. Saluran Keluar Produk (uap) I. Tube Sheet

D. Saluran Keluar Produk (liquid) J Head Stationer

E. Saluran Steam Masuk K. Saluran Produk Masuk F. Tube

OA = 17,026 in

OD = 86,375 in

ID = icr = 5,5, in

th = ¼ in

86 14,276

Sf = 2,5 in

in

in

Odt = 1 ¼ in PT = 1 9/16 in

A B

C

C’

60°

60° 60°

Triangular pitch

17,625

Gambar F.19 Susunan Tube Keterangan:

PT = jarak antara 2 pusat pipa PT = 1 9/16 inchi

Clearance = PT-OD = 0,3125 inchi