LAMPIRAN A PERHITUNGAN NERACA MASSA I. Kapasitas Prarancangan Kapasitas per tahun
= 28.000 Ton/Tahun
1 tahun operasi
= 330 hari
Kapasitas prarancangan
=
28.000 ton 1 tahun 1 hari 1000 kg x x x 1 tahun 330 hari 24 jam 1 ton
= 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)
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
Urea
= CO(NH2)2
…(2)
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
V.
= 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
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 =
80 3535,35 kg / jam 100
= 2828,28 kg/jam BM rata-rata urea formaldehid =
=
9 BM UF1 3 BM UF2 1 BM UF3 13
9 90,09 3 120,12 1 150,15
= 101,64 kg/kmol Mol Urea formaldehid total =
2828,28kg / jam 101,64kg / kmol
= 27,83 kmol/jam Mol UF1
=
9 27,83 kmol / jam 13
= 19,26 kmol/jam Massa UF1 = 19,26 kmol/jam x 90,09 kg/kmol
13
= 1735,54 kg/jam Mol UF2
=
3 27,83 kmol / jam 13
= 6,42 kmol/jam Massa UF2 = 6,42 kmol/jam x 120,12 kg/kmol = 771,35 kg/jam Mol UF3
=
1 27,83 kmol / jam 13
= 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 :
268,04 gr 1722,94 x 10 3 gr 100 ml x x = 642,80 L = 642,80 kg Jumlah kandungan air dalam urea =
0,73 % x1722,94 kg / jam 100 %
= 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 Urea HCHO H2O UF1 UF2 UF3 Total
Massa Masuk (kg/jam) 1722,94 1206,06 655,38 0 0 0 3584,39
Massa Keluar (kg/jam) 51,69 49,04 655,38 1735,54 771,35 321,40 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). Gambar :
HCHO yang dihasilkan pada reaksi 1 =
100 % 40,16 kmol / jam 94 %
= 42,73 kmol/jam HCHO yang bereaksi pada reaksi 2
=
6 42,73 kmol / jam 100
= 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
½ O2
CO
Reaksi 2
HCHO
+
2,56 Massa CH3OH Umpan
1,28
+
2,56
= 43,16 kmol/jam x 32,04 kg/kmol = 1382,75 kg/jam
Kandungan air dalam CH3OH = 0,1 % Massa H2O dalam CH3OH
=
0,1% 1382,75 kg / jam 99,9 %
= 1,38 kg/jam Massa O2 Umpan
= 47,95 kmol/jam x 32 kg/kmol
H2O 2,56
= 1534,47 kg/jam Massa N2 Umpan
=
79 % 47,95kmol / jam x 28,01 kg / kmol 21%
= 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 CH3OH O2 HCHO CO H2O N2 Total
Massa Masuk (kg/jam) 1382,75 1534,47 0 0 1,38 5052,77 7971,37
Massa Keluar (kg/jam) 13,83 809,85 1206,06 71,80 817,04 5052,77 7971,37
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 Komposisi urea :
= 1722,94 kg/jam Urea
= 99,27 % berat
H2O
= 0,73 % berat
Jumlah kandungan air dalam urea =
0,73 % x1722,94 kg / jam 100 %
= 12,58 kg/jam Kelarutan urea pada temperatur 70oC = 268,04 gr/100 ml
Jumlah air yang dibutuhkan untuk melarutkan umpan urea :
268,04 gr 1722,94 x 10 3 gr 100 ml x 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 Urea H2O Total
Massa Masuk (kg/jam) Input 1
Input 2
1722,94 12,58 1735,52 2378,33
0 642,80 642,80
Massa Keluar (kg/jam) 1722,94 655,38 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 N2 -195,8
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 CH3OH
Pi (bar)
1,229673517
115,2767121 18,15559674 936,7599031 0,305650866
O2 HCHO CO H2O 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
Bagian bawah :
Massa total H2O
= 817,04 kg/jam
Tabel A.7. Neraca massa pada Separator Komponen CH3OH O2 HCHO CO H2O N2 Total
Massa Masuk (kg/jam) 13,83 809,85 1206,06 71,80 817,04 5052,77 7971,35
Massa Keluar (kg/jam) Output Atas
Output Bawah
13,83 809,85 1206,06 71,80 0 5052,77 7154,31 7971,35
0 0 0 0 817,04 0 817,04
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.
m1 U1 P1 K1 w1
W
Q
m2 U2 P2 K2 w2
Sistem
1
2
-W
-Q
Batas Sistem
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
(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 dibandingkan energi yang timbul akibat adanya reaksi maka nilai ∆Ek dan ∆P
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) (Himmelblau, D., Ed.6th, 1996, hal. 410)
Perhitungan kapasitas panas (Cp) T
Cp dT Tref
T
(A BT CT
2
DT 3 ET 4 ) dT
Tref
T
Cp dT A(T T
ret
Tref
)
B 2 C D E 3 5 (T Tref2 ) (T 3 Tref ) (T 4 Tref4 ) (T 5 Tref ) 2 3 4 5
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) Komponen A B C D E -1.2733E34.428 -2.9779E-12 0.00015104 07 3.3887E-11 HCHO -2.1679E40.046 -0.038287 0.00024529 07 5.9909E-11 CH3OH -1.7825E33.933 -0.0084186 0.000029906 08 3.6934E-12 H2O -1.2227E29.556 -0.0065807 0.00002013 08 2.2617E-12 CO -3.2629E29.526 -0.008999 0.000038083 08 8.8607E-12 O2 -4.3116E29.342 -0.0035395 0.000010076 09 2.5935E-13 N2 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 40.152 0.31046 -0.0010291 1.4598E-06 CH3OH 92.053 -0.039953 -0.00021103 5.3469E-07 H2O 24.856 0.14437 0.000038088 -1.1007E-07 CO(NH)2 (urea) -193.924 1.5238 0.0024738 Urea formaldehid Sumber : C. L. Yaws, 1999
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 : ∆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.3 Perhitungan ∆H masuk pada aliran 1 ſCP dT ∆H 1 Komponen n (kmol) (kJ/kmol) (kJ/jam) CH3OH 43.15697532 400.7148235 17293.63975 H2O Total
0.076624098 377.4863816 28.92455339 43.23359942 17322.5643
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 2 ſCP dT ∆H 2 Komponen n (kmol) (kJ/kmol) (kJ/jam) CH3OH 43.15697532 11220.25118 484232.1031 H2O 0.076624098 7394.93588 566.6302895 Total 43.23 484798.7334 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 λs = 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)
∆H1
∆Hsteam in
∆Hsteam out
∆H2
0,000
0,000
CH3OH
17293.63975
484232.1031
H2O
28.92455339
566.6302895
Steam Sub Total Total
0,000
914656.2198
0,000
447180.0507
17322.5643
914656.2198
484798.7334
447180.0507
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 : ∆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.6 Perhitungan ∆H keluar pada aliran 4 ſCP dT ∆H 4 Komponen n (kmol) (kJ/kmol) (kJ/jam) 47.9521948 147.2424553 7060.598899 O2 N2 Total
180.39159 145.3679194 26223.15011 228.3437847 33283.74901
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 5 ſCP dT ∆H 5 Komponen n (kmol) (kJ/kmol) (kJ/jam) 47.9521948 6499.833912 311681.3019 O2 6300.154265 1136494.845 N2 180.39159 Total 1448176.147 228.3437847
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 λs = Hv – Hl = 2749– 1344= 1405 kJ/kg Maka massa steam:
Panas steam masuk (∆Hsteam in)
∆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) Aliran Output (kJ/jam)
Aliran Input (kJ/jam) Komponen ∆H4
∆Hsteam in
O2
7060.598899
N2
26223.15011
Steam Sub Total Total
0,000
∆Hsteam out
∆H5
0,000
311681.3019 1136494.845
0,000
914656.2198
0,000
447180.0507
33283.74901
2768355.304
1448176.147
1353462.906
2801639.053
2801639.053
3. Neraca panas di sekitar Reaktor (R-201) Fungsi : Mereaksikan CH3OH fasa gas dengan gas O2 sehingga 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 T ref
= (273.15+240oC) = 513.15 K = (273.15+25oC) = 298.15 K
Tabel B.9 Perhitungan ∆H keluar pada aliran 7 ſCP dT Komponen n (kmol) (kJ/kmol) 0.431569753 10220.03597 CH3OH 25.30772985 5975.158224 O2 40.16188123 10148.24956 HCHO 45.36578351 6799.57522 H2 O 180.39159 5800.479015 N2 2.563524334 5831.053867 CO
∆H 7 (kJ/jam) 4410.658402 151217.6901 407572.7935 308468.0574 1046357.632 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)
Iron Molybdenum oxide
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 { sehingga, ̇
∑
}=0
̇ dimana: ∫
∫
Panas pembentukan standar (∆HoRx 298,15 K) Data ∆HoRx masing-masing komponen pada keadaan standar (298,15 K): ΔHfo CH3OH(g) ΔHfo O2(g) ΔHfo HCHO(g) ΔHfo H2O(g) ΔHfo CO (g)
= -48,08 kcal/mol = 0 kcal/mol = -28,29 kcal/mol = -57,7979 kcal/mol = -26,216 kcal/mol (Perry, 1997)
∆HoRx 298,15 K Total ∆HoRx
ΔHfo
= CH3OH(g) x mol CH3OH(g) = -20116.672 kj/kmol x 42.72 kmol = -859492.9698 kj = ∆Hproduk - ∆Hreaktan = ΔHfo (HCHO(g)+ H2O(g)+CO(g)) - ΔHfo (CH3OH(g) + O2(g))
Tabel B.10 Perhitungan ∆HoRx 298,15 K ΔHfo ∆HoRx 298,15 K Komponen (kJ/kmol) (kJ) -20116.672 859492.9698 CH3OH 0 0 O2 -11836.536 505720.8011 HCHO -24179.336 1033071.937 H2 O -10968.7744 28118.72009 CO Total 707418.4882
∆H reaktan
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 CH3OH O2 Total
∆Horeaktan (kJ/kmol)
n (kmol)
∆H reaktan (kJ)
10220.03597 43.15697532 484232.1031 5975.158224 47.9521948 311681.3019 795913.405 91.10917011
∆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 CH3OH O2 HCHO H2 O CO
∆Hoproduk (kJ/kmol)
n (kmol)
∆H produk (kJ)
10220.03597 5975.158224 10148.24956 6799.57522 5831.053867
0.431569753 26.58949201 42.72540556 42.72540556 2.563524334
4410.658402 158876.4219 433588.0782 290514.6089 14948.04848 902337.8159
Total
115.0353972
Sehingga : o
∆Hreaksi = (∆H 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+30oC) = 303.15 K
T out
= (273.15+60oC) = 333.15 K (Kern,594)
T ref
= (273.15+25oC) = 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
∆H pendingin
= 100531.347 kj/jam 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) Aliran Input (kJ/jam)
Komponen CH3OH O2 HCHO H 2O N2 CO
∆H3 484232.1031 0 0 566.6302895 0 0
∆Hpendingin in
0
0 311681.3019 0 0 1136494.845 0 0
484798.7334
1448176.147
air Sub Total
∆H6
1932974.88
Total
0 0 0 0 0 0 100531.347 100531.347
Aliran Generasi (kJ/jam) ∆Hreaksi
600994.0773
600994.0773
Aliran Output (kJ/jam) ∆H7 4410.658402 151217.6901 407572.7935 308468.0574 1046357.632 14948.04848 0
∆Hpendingin out 0 0 0 0 0 0 701525.4242
1932974.88 701525.4242
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 : ∆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 ſCP dT ∆H 7 Komponen n (kmol) (kJ/kmol) (kJ/jam) 0.431569753 10220.03597 4410.658402 CH3OH 25.30772985 5975.158224 151217.6901 O2 40.16188123 10148.24956 407572.7935 HCHO 45.36578351 6799.57522 308468.0574 H2 O 180.39159 5800.479015 1046357.632 N2 2.563524334 5831.053867 14948.04848 CO 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.15 Perhitungan ∆H keluar pada aliran 8 ſCP dT ∆H 8 Komponen n (kmol) (kJ/kmol) (kJ/jam) 0.431569753 2091.947151 902.8211158 CH3OH 25.30772985 1330.921526 33682.60243 O2 40.16188123 2075.676344 83363.06679 HCHO 45.36578351 3385.062502 153566.0127 H2 O 180.39159 1309.709767 236260.6272 N2 2.563524334 1311.212204 3361.324391 CO Total
294.2220786
511136.4546
c. Menghitung kebutuhan pendingin
Panas yang harus diserap = ∆H7 - ∆H8 = (1932974,88-511136,4546) kg/jam
= 1421838,43 kg/jam Kondisi media pendingin : Jenis pendingin : Air T in
= (273.15+30oC) = 303.15 K
T out
= (273.15+45oC) = 323.15 K (Kern,594)
T ref
= (273.15+25oC) = 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
CH3OH O2 HCHO H2 O N2 CO Air Sub Total Total
Aliran Input (kJ/jam) ∆H7 ∆Hpendingin in 0,000 4410.658402
Aliran Output (kJ/jam) ∆H8 ∆Hpendingin out 0,000 902.8211158
151217.6901 407572.7935 308468.0574 1046357.632 14948.04848
33682.60243 83363.06679 153566.0127 236260.6272 3361.324391
0,000 1932974.88
302869,61 302869,61
2235844,489
0,000 511136.4546
1707151,44 1707151,44
2235844,489
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 : ∆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 ſCP dT ∆H 8 Komponen n (kmol) (kJ/kmol) (kJ/jam) 0.431569753 2091.947151 902.8211158 CH3OH 25.30772985 1330.921526 33682.60243 O2 40.16188123 2075.676344 83363.06679 HCHO 45.36578351 3385.062502 153566.0127 H2 O 180.39159 1309.709767 236260.6272 N2 2.563524334 1311.212204 3361.324391 CO Total
294.2220786
511136.4546
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 9 ſCP dT ∆H 9 Komponen n (kmol) (kJ/kmol) (kJ/jam) 45.36578351 3385.062502 153566.0127 H2 O 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.19 Perhitungan ∆H keluar pada aliran 10 ſCP dT ∆H 10 Komponen n (kmol) (kJ/kmol) (kJ/jam) 0.431569753 2091.947151 902.8211158 CH3OH 25.30772985 1330.921526 33682.60243 O2 40.16188123 2075.676344 83363.06679 HCHO 180.39159 1309.709767 236260.6272 N2 2.563524334 1311.212204 3361.324391 CO 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) ∆H8
Aliran Output (kJ/jam) ∆H9
∆H10
0,000
CH3OH
902.8211158
902.8211158 0,000
O2
33682.60243
33682.60243 0,000
HCHO
83363.06679
H2 O
153566.0127
N2
236260.6272
CO
3361.324391
83363.06679 0,000
153566.0127 0,000
236260.6272 0,000
3361.324391
Sub Total
511136.4546 Total
153566.0127
511136.4546
357570.4419
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 : ∆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.21 Perhitungan ∆H keluar pada aliran 13 ſCP dT ∆H 13 Komponen n (kmol) (kJ/kmol) (kJ/jam) H2O 35.69151374 377.4863816 13473.06038 Total
35.69151374
b. Panas keluar heater (aliran 14) T out
= (273.15+84oC) = 357.15 K
13473.06038
T ref
= (273.15+25oC) = 298.15 K
Tabel B.22 Perhitungan ∆H keluar pada aliran 14 ſCP dT ∆H 14 Komponen n (kmol) (kJ/kmol) (kJ/jam) H2O 35.69151374 1281.498055 45738.60543 Total
35.69151374
45738.60543
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 λs = 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:
Tabel B.23. Neraca panas di sekitar Heater (HE-102) Aliran Output (kJ/jam)
Aliran Input (kJ/jam) Komponen ∆H13
∆Hsteam in 0,000
13473.06038
H2O Steam Sub Total Total
∆H14
∆Hsteam out
45738.60543
0,000
0,000
63130.23726
0,000 30864.69221
13473.06038
63130.23726
45738.60543 30864.69221
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 T ref
= (273.15+30oC) = 303.15 K = (273.15+25oC) = 298.15 K
Tabel B.24 Perhitungan ∆H masuk pada aliran 12 ſCP dT ∆H 12 Komponen n (kmol) (kJ/kmol) (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 T ref
= (273.15+84oC) = 357.15 K = (273.15+25oC) = 298.15 K
Tabel B.25 Perhitungan ∆H masuk pada aliran 14 ſCP dT ∆H 14 Komponen n (kmol) (kJ/kmol) (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) ∆Hpengenceran = (39013.58135 kkal/jam . 4.184 ) = 163232.8244 kj/jam
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) T ref
= (273.15+84oC) = 357.15 K = (273.15+25oC) = 298.15 K
Tabel B.26 Perhitungan ∆H keluar pada aliran 15 ſCP dT ∆H 12 Komponen n (kmol) (kJ/kmol) (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) Aliran Aliran Input (kJ/jam) Komponen Generasi (kJ/jam) ∆H12 ∆H14 CO(NH)2 263.6220758 0,000 0,000 H2O 9855.762124 45738.60543 0,000 Qpengenceran 0,000 163232.8244 0,000 Sub Total Total
10119.3842
45738.60543 219090.814
8. Neraca panas di sekitar Reaktor (R-202)
163232.8244
Aliran Output (kJ/jam) ∆H15 125261.9803 93828.83372 0,000 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 T ref
= (273.15+70oC) = 343.15 K = (273.15+25oC) = 298.15 K
Tabel B.28 Perhitungan ∆H keluar pada aliran 17 ſCP dT ∆H 17 Komponen n (kmol) (kJ/kmol) (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 T ref
= (273.15+70oC) = 343.15 K = (273.15+25oC) = 298.15 K
Tabel B.29 Perhitungan ∆H keluar pada aliran 18 ſCP dT ∆H 17 Komponen n (kmol) (kJ/kmol) (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:
13 CO(NH2 ) 2 (l ) 18 CH 2 O (g) 9 HOCH2 NHCONH2 (l )
3 NHCONH(CH2 OH)2 (l) NHCON(CH2 OH)3(l)
(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 ∆HoRx masing-masing komponen pada keadaan standar (298,15K): ΔHfo CO(NH2)2 ΔHfo CH2O(g) ΔHfo UF 1 ΔHfo UF 2 ΔHfo UF 3 ∆HoRx 298,15 K
= -26,0045 kcal/mol = -26,880 kcal/mol = -62,658 kcal/mol = -99,271 kcal/mol = -137,706 kcal/mol (Perry, 1997) = ΔHfo CO(NH2)2 (g) x mol CO(NH2)2 (g) = -112465.92 kj/kmol x 27.82 kmol
Total
∆HoRx
= -4333191.066 kj = ∆Hproduk - ∆Hreaktan = ΔHfo (UF 1+ UF 2 + UF 3) - ΔHfo (CO(NH2)2+ CH2O)
Tabel B.30 Perhitungan ∆HoRx 298,15 K ΔHfo ∆HoRx 298,15 K Komponen (kJ/kmol) (kJ) HCHO -112465.92 4333191.066 -108802.828 3027596.049 CO(NH)2 -262161.072 5050392.222 UF1 -415349.864 2667164.003 UF2 -576161.904 1233272.175 UF3 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 HCHO CO(NH)2
Total
∆Horeaktan (kJ/kmol)
n (kmol)
∆H reaktan (kJ)
2075.676344 40.16188123 83363.06679 3214.083374 28.68705802 92202.59624 175565.663 68.84893925
∆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 HCHO CO(NH)2 UF1 UF2 UF3
∆Hoproduk (kJ/kmol)
n (kmol)
1122.476318 1728.432663 12775.43342 12775.43342 12775.43342
1.63295561 0.860611741 19.26446281 6.421487603 2.140495868
Total
30.32001363
∆H produk (kJ)
1832.954001 1487.509443 246111.8619 82037.28731 27345.76244 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+30oC) = 303.15 K
T out
= (273.15+60oC) = 333.15 K (Kern,594)
T ref
= (273.15+25oC) = 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
∆H pendingin
= 235321.207 kj/jam 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 CH3OH O2 HCHO CO N2 H 2O CO(NH)2 UF1 UF2 UF3 Amonia Sub Total Total
Aliran Generasi (kJ/jam) ∆Hreaksi
Aliran Input (kJ/jam) ∆H11 902.8211158 33682.60243 83363.06679 3361.324391 236260.6272 0 0 0 0 0 0
∆H16 0 0 0 0 0 125261.9803 93828.83372 0 0 0 0
∆Hpendingin in 0 0 0 0 0
1406791.572
0 235321.207
357570.4419 219090.814 235321.207 576661.2559 2218774.035
1406791.572
Aliran Output (kJ/jam) ∆H17 488.4917643 18425.96917 1832.954001 1841.101342 129462.8782 0 0 0 0 0 0
∆H18 0 0 0 0 0 67627.44028 1487.509443 246111.8619 82037.28731 27345.76244
152051.3945 424609.8614 576661.2559 2218774.035
9. Neraca panas di sekitar cooler (CO-301) Fungsi : Menurunkan temperatur keluaran reaktor 202 dari temperatur 70 oC menjadi 30oC
∆Hpendingin out 0 0 0 0 0
0 1642112.779 1642112.779
Gambar B.9 Aliran panas di sekitar cooler Dimana : ∆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.34 Perhitungan ∆H keluar pada aliran 18 ſCP dT ∆H 18 Komponen n (kmol) (kJ/kmol) (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.35 Perhitungan ∆H keluar pada aliran 19 ſCP dT ∆H 19 Komponen n (kmol) (kJ/kmol) (kJ/jam)
H2O CO(NH)2 UF1 UF2 UF3
36.38987556 0.860611741 19.26446281 6.421487603 2.140495868
377.4863816 343.5612713 2439.097255 2439.097255 2439.097255
13736.68245 295.6728637 46987.89835 15662.63278 5220.877595
Total
65.07693358
81903.76405
c. Menghitung kebutuhan pendingin Panas yang harus diserap = ∆H18 - ∆H19 = (424609.8614-81903.76405) kg/jam
= 342706.0974 kg/jam Kondisi media pendingin : Jenis pendingin : Air T in
= (273.15+30oC) = 303.15 K
T out
= (273.15+45oC) = 323.15 K (Kern,594)
T ref
= (273.15+25oC) = 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
∆H pendingin
= 85927.59 kj/jam out = n ſCP dT
= 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) Aliran Input (kJ/jam)
Aliran Output (kJ/jam)
Komponen ∆H18
∆Hpendingin in
∆Hpendingin out
∆H19
0,000
0,000
H2 O
67627.44028
13736.68245
CO(NH)2
1487.509443
295.6728637
UF1
246111.8619
46987.89835
UF2
82037.28731
15662.63278
UF3
27345.76244
5220.877595
Amonia Sub Total Total
0,000
85927.59
0,000
428633.68
424609.8614
85927.59
81903.76405
428633.68
510537.45
510537.45
LAMPIRAN C PERHITUNGAN SPESIFIKASI PERALATAN PROSES 1.
Tangki Penyimpan Metanol (TP-101)
Fungsi
: Menyimpan metanol dalam keadaan cair dengan kapasitas 232.533,754 m3 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
Gambar C.1. Tangki penyimpanan metanol
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
o
T
= 50 C
P
= 0,546 atm
Sehingga desain tangki dilakukan pada kondisi: T = 50 oC P = 1 atm + 0,546 atm = 1,546 atm = 22,726 psi
83,688
b. Menghitung densitas campuran Tabel.C.2. Densitas campuran Komponen Kg/jam metanol 1.382,75 H2O 1,380 TOTAL
liquid
ρ (kg/m3) 763,728 982,729
wi 0,999 0,001
1.384,130
1,000
=
wi wi
=
1 0,00131
wi/ρ 1,31E-03 1,01E-06 1,31E-03
= 763,898 kg/m3 = 47,688 lb/ft3 c.
Menghitung Kapasitas Tangki Waktu tinggal
= 7 hari
Jumlah
= 1384,13 kg/jam x 24 jam x 7 hari
Volume liquid
= 232.533,754 kg m liquid = ρ liqud =
232.533,75 4 kg 763,898 kg/m 3
= 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 D3 + ¼ π D2 sf
Atangki
= Ashell + Atutup = (¼ π D2 + π D H) + 0,842 D2
Keterangan : D
= diameter tangki, in
sf
= straight flange, in (dipilih sf = 3 in)
Berdasarkan Tabel 4-27 Ulrich 1984, dimana :
Hs <2 D
(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 1 2 3 4 5 6 7 8 9 10 11 12 13 14
H/D 0,50 0,60 0,70 0,72 0,73 0,74 0,80 0,90 1,00 1,10 1,20 1,30 1,40 1,50
D (ft) 30,287 28,800 27,569 27,346 27,238 27,131 26,524 25,622 24,832 24,131 23,503 22,935 22,419 21,947
H (ft) 15,143 17,280 19,298 19,689 19,884 20,077 21,219 23,060 24,832 26,544 28,203 29,816 31,387 32,920
A (ft2) 2.932,609 2.912,211 2.907,110 2.907,406 2.907,690 2.908,060 2.911,914 2.923,362 2.939,379 2.958,591 2.980,060 3.003,127 3.027,322 3.052,301
Vsilinder , ft3 10.904,528 11.251,462 11.513,643 11.558,586 11.580,264 11.601,439 11.718,831 11.883,845 12.019,467 12.132,936 12.229,289 12.312,140 12.384,153 12.447,333
Vhead, ft3 2.352,378 2.022,683 1.774,128 1.731,579 1.711,062 1.691,026 1.580,027 1.424,245 1.296,449 1.189,716 1.099,234 1.021,552 954,132 895,066
Vsf, ft3 180,020 162,780 149,156 146,761 145,600 144,461 138,068 128,837 121,010 114,273 108,403 103,234 98,641 94,526
Vtotal (ft3) 13.436,926 13.436,926 13.436,926 13.436,926 13.436,926 13.436,926 13.436,926 13.436,926 13.436,926 13.436,926 13.436,926 13.436,926 13.436,926 13.436,926
Rasio H/D Optimum 3,200.000
3,150.000
Luas, A
3,100.000 3,050.000 3,000.000 2,950.000 2,900.000 2,850.000 0.00
0.50
1.00
1.50
2.00
H/D 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)
e.
Menentukan Jumlah Courses Lebar plat standar yang digunakan : L
= 72 in
(Appendix E, item 1, B & Y)
= 6 ft Jumlah courses
=
20 ft 6 ft
= 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
= =
4.Vshell kosong
.D 2 4 1.559,26 28 2
= 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
=
g g H L
144 c
17,466 ft 62,370 lb/ft 3 9,81 9,81 = 144 = 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) 1 2 3
20 14 8
17,466 11,466 5,466
4
2
-0,534
7,565 4,966 2,368 -0,231
30,291 27,693 25,094 22,495
Pdesain (psi) 33,320 30,462 27,603 24,745
h. Menentukan Tebal dan Panjang Shell Tebal Shell
Untuk menentukan tebal shell, persamaan yang digunakan adalah :
ts ts
Pd .ri c f.E - 0,6.P
(pers. 13.1 Brownell & Young,1959,hal.254)
P.d c 2.( f .E 0,6 P)
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
=
33,320 psi x 336 in 2 x((12.650 psi x 0,8 ) - (0.6 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) 1 2 3 4
20 14 8 2
33,320 30,462 27,603 24,745
0,804 0,757 0,709 0,661
ts standar (in) 1,000 1,000 1,000 1,000
Panjang Shell Untuk menghitung panjang shell, persamaan yang digunakan adalah :
L
=
π.Do - ( weld length) 12.n
(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
L
=
(Brownell and Young,1959,hal. 55)
(3,14).(33 8 in) - (1,563 in) 12 x 10
= 8,831 in
Tabel C.6. Panjang shell masing-masing courses Plat ts, (in) do (in) L (in) 1 2 3 4 i.
1,000 1,000 1,000 1,000
338,000 338,000 338,000 338,000
8,831 8,831 8,831 8,831
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
b = tinngi dish
OA
icr
A
sf
B
ID
t
a
r
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
=
1 rc 3 4 icr
(Brownell and Young,1959.hal.258)
Diketahui : rc = 336 in icr = 20,160 in s Maka : w =
1 336 . 3 4 20,160
= 1,771 in
Menentukan tebal head dengan menggunakan persamaan (Brownell and Young,1959: 258): th = =
P.rc .w C 2fE 0,2P
33,320 336 1,771 0,25 (2 12.650 0,8) (0,2 33,320)
= 1,230 in (dipakai plat standar 1 1/2 in)
Untuk th = 1 1/2 in, Dari Tabel 5.8 (Brownell and Young, 1959) diperoleh: sf = 1,5 – 4,5 in Direkomendasikan nilai sf = 3 in
Keterangan : th = Tebal head (in) P = Tekanan desain (psi) rc = Radius knuckle, in icr = Inside corner radius ( in) w = stress-intensitication factor E = Effisiensi pengelasan C = Faktor korosi (in)
Depth of dish (b) (Brownell and Young,1959.hal.87)
ID icr b = rc (rc icr ) 2
2
2
336 20,160 = 336 (336 20,160) 2
2
2
= 56,897 in
Tinggi Head (OA) OA
= th + b + sf
OA
= 1,5 + 56,897 + 3
(Brownell and Young,1959:87)
= 61,397 in = 5,116 ft
j.
Menentukan Tinggi Total Tangki Untuk mengetahui tinggi tangki total digunakan persamaan: Htotal
= Hshell + Hhead = 240 + 61,397 in = 301,397 in = 25,116 ft
k. Desain Lantai Untuk memudahkan pengelasan dan memperhitungkan terjadinya korosi, maka pada lantai (bottom) dipakai plat dengan tebal minimal ½ in. Tegangan yang bekerja pada plat yang digunakan pada lantai harus diperiksa agar diketahui apakah plat yang digunakan memenuhi persyaratan atau tidak (Brownell and Young, 1959).
Tegangan kerja pada bottom : Compressive stress yang dihasilkan oleh metanol S1 =
w 1 D 2 4 i
(Brownell and Young,1959:156)
Keterangan : S1 = Compressive stress (psi) w = Jumlah metanol (lbm) Di = Diameter dalam shell (in)
= konstanta (= 3,14)
S1 =
512.651,853 lb 1 (3,14)(336 in ) 2 4
= 5,785 psi
Compressive stress yang dihasilkan oleh berat shell S2
X ρs 144
(Brownell and Young,1959:156)
Keterangan : S2 = Compressive stress (psi) X = Tinggi tangki
s = Densitas shell = 490 lbm/ft3 untuk material steel = konstanta (= 3,14)
S2 =
25,116 490 144
= 85,465 psi
Tegangan total yang bekerja pada lantai : St = S1 + S2 = 5,785 psi + 85,465 psi = 91,249 psi
Batas tegangan lantai yang diizinkan : St < tegangan bahan plat (f) x efisiensi pengelasan (E) 91,249 psi < (12.650 psi) x (0,75) 91,249 psi < 9.487,5000 psi (memenuhi)
Tabel. C.7. Spesifikasi Tangki Penyimpanan Metanol (TP-101) Alat Tangki Penyimpanan metanol Kode
TP-101
Fungsi
Menyimpan metanol dengan kapasitas 232.533,754 kg selama 7 hari
Bentuk
Silinder tegak (vertikal) dengan dasar datar (flat bottom) dan atap (head) berbentuk torispherical.
Kapasitas
352,936 m3
Dimensi
Diameter shell (D)
= 28 ft
Tinggi shell (Hs)
= 20 ft
Tebal shell (ts)
= 1 in
Tinggi atap
= 5,116 ft
Tebal head
= 1 1/2 in
Tinggi total
= 25,116 ft
Tekanan Desain
33,320 psi
Bahan
Carbon Steel SA-283 Grade C
Jumlah
1
Buah
2. Pompa (PP-101)
Fungsi
: Mengalirkan metanol dari Tangki Penyimpanan (TP-101) menuju Vaporizer (VP-101)
Tipe Pompa
: Centrifugal pump
Bahan konstruksi : Stainless Steel (austenitic) AISI tipe 316 Alasan Pemilihan
Dapat digunakan range kapasitas yang besar dan tekanan tinggi
Konstruksi sederhana sehingga harganya relatif lebih murah
Kecepatan putarannya stabil
Tidak memerlukan area yang luas
T1 P1 z1 FV
2 1
T2 P2 z2 FV
Gambar C.4. Skema Aliran pada Pompa
Friction loss yang perlu diperhitungkan antara lain :
Friksi karena kontraksi dari tangki ke pipa
Friksi pada pipa lurus
Friksi pada elbow
Friksi karena ekspansi
Friksi pada valve
Asumsi :
Sifat-sifat fisis cairan dianggap tetap
Fluida incompressible
Data-data perhitungan : feed = 763,898 kg/m3 feed = 0,5534 cp = 0,0006 kg/m.s Suction :
Discharge :
T1 = 30 oC
T2 = 30 oC
P1 = 1 atm
P2 = 1 atm
GV = 1384,129489 kg/jam
GV = 1384,129489 kg/jam
a.
Menghitung Debit Cairan
Diambil over design = 10% FV design = 1,1 x 1384,129489 kg/jam = 1522,5424 kg/jam = 0,4229 kg/detik
Q
Gv
1384,129489 763,898
= 1,8119 m3/jam = 7,9786 gal/min
b. Menghitung Diameter Pipa Diameter pipa optimum untuk material stainless steel dihitung dengan persamaan (Coulson, 1983, pers. 5.14): Dopt = 226 × G0,5 × -0,35 Keterangan : Dopt
= Diameter pipa optimum (mm)
G
= Laju alir massa (kg/s)
= Densitas larutan (kg/m3)
Dopt
= 226 × (0,4229 kg/s)0,5 × (763,898 kg/m3)-0,35 = 14,3939 mm = 0,5667 in
Dari Tabel 13 App. D Peters and Timmerhaus, 1980, diperoleh ukuran comersial pipe : Tabel C.8. Ukuran Comersial Pipe Karakteristik
In
M
NPS Sch. ID OD A
¾ 40,0000 0,8420 1,0500 0,5570
0,0191 0,0214 0,0267 0,0004
c. Menentukan Bilangan Reynold (NRe) Bilangan reynold (NRe) dapat dihitung dengan persamaan (Geankoplis, 1993, pers.4.5-5) : NRe =
ρ x ID x v μ
Keterangan : NRe
= Bilangan Reynold
= Densitas larutan (kg/m3)
ID
= Diameter dalam pipa (m)
v
= Kecepatan aliran (m/s)
= Viskositas larutan (kg/m.s)
Dimana : Kecepatan aliran, v
=
4Qtan gki
D 2 4 0,0005 3,14 (0,0214 2)
= 1,4018 m/det NRe
763,898 =
kg/m 3 1,4018 m/s 0,0214 m 0,0006 kg/m. s
= 41379,9182 (turbulent, NRe > 4000)
d. Menghitung Panjang Equivalent
Faktor koreksi, = 1 Diameter pipa = 0,8420 in = 0,0214 m Roughness, ε = 0,000046 (untuk pipa comercial steel) ε /D = 0,0022 Dari gambar. 2.10-3, Geankoplis, 1993, diperoleh f = 0,0070 Untuk panjang equivalent, dari gambar 127 Brown, 1950, diperoleh : Tabel C.9. Panjang equivalent Komponen
Jumlah
Le (Feet)
Le (m)
Total
Pipa lurus Standard elbow Globe valve Gate valve fully open
1,0000 3,000 1,0000 1,0000
98,4240 4,5000 40,0000 1,0000
30,000 1,3716 12,1921 0,3048
30,000 4,1149 12,1921 0,3048
Total Panjang Equivalent
46,6118
e. Menghitung Friction loss a. Friksi karena kontraksi dari tangki ke pipa. 2
hc
V A V2 = 0,55 1 2 = Kc 2 A1 2 2
Keterangan : hc
= friction loss
V
= kecepatan pada bagian downstream
= faktor koreksi, aliran turbulen =1
A2 = luas penampang yang lebih kecil A1 = luas penampang yang lebih besar A2/A1 = 0 Kc
= 0,55000
hc
= Kc
V2 2
= 0,55
(Pers.2.10-16, Geankoplis, 1993)
(1,4018 ) 2 2 1
= 0,5404 J/kg b. Friksi pada pipa lurus NRe
= 41379,9182
/ID
= 0,0022
f
= 0,0070 (Gambar.2.10-3, Geankoplis,1993)
Ff
L V 2 = 4f ID 2 = 59,9555 J/kg
(46,6118 ) (1,4018) 2 = 4 x 0,007 (0,0214 ) (2 1)
c. Friksi pada sambungan (elbow) Jumlah elbow = 3 Kf = 0,75000 (tabel 2.10-1, Geankoplis) hf
=
V 2 (1,4018) 2 K = 3 0,75 f 2 (2 1)
= 2,2106 J/kg d. Friksi karena ekspansi A Kex = 0,55 1 1 A2
2
A2 = luas penampang yang lebih kecil A1
= luas penampang yang lebih besar
A2/A1 = 0 Kex
= 0,55
he
= K ex
(1,4018) V2 = 0,55 2 (2 1)
2
= 0,5404 J/kg
e. Friksi pada valve Globe valve wide = 1 = Kf = 9,5
(tabel 2.10-1, Geankoplis, 1983)
Gate valve wide = 1 = Kf = 0,17
(tabel 2.10-15, Geankoplis, 1983)
hf
=
V 2 K f 2
= ((1 9,5) (1 0,17)) = 9,5005 J/kg
(1,4018) (2 1)
2
Total friksi, ΣF = hC + Ff + hf, elbow + he + hf, valve = 0,5404 + 59,9555 + 2,2106 + 0,5404 + 9,5005 = 72,7473 J/kg
f. Menghitung tenaga pompa yang digunakan Persamaan neraca energi yang dijelaskan melalui persamaan Bernaulli (pers. 2.7-28 Geankoplis, 1983) : -Ws.η =
V22 V12 p p1 g Z 2 Z1 2 F 2
1,4018 2 02 9,8 3,0 101,325 - 101,325 72,7473 = 2 1 = 102,1653 J/kg -Wp
=
102,1653 J/kg
Dimana η = 29 % dari Gambar.3.3-2, Geankoplis, 1983 Hal: 146, maka : -WP Power, P
=
102,1653 0,29
= 352,2942 J/kg
= G. -WP = 0,4229 kg/s . 352,2942 J/kg
= 148,99 J/s = 0,149 kW = 0,1998 hp Jadi digunakan pompa dengan daya 0,5 hp.
Menghitung NPSH Cek Kavitasi: Pv = 0,0263 atm
NPSH (Net Positive Suction Head) available :
NPSH A
P1 PV H suction Fsuction g
NPSH A = 13,1654 m
NPSH (Net Positive Suction Head) Required : Dari gambar 7.2 b Walas : CQ = 0,035 S = 7900 (single suction) Putaran spesifik pompa, n = 3.500 rpm
(Fig. 5.6 Coulson, 1983)
Q = 7,9786 gal/min
NPSH required
n Q 0,5 = S
4/3
= 1,3486 ft
(pers. 7.15 Walas, 1988) = 0,4110 m
Kalau (NPSH)r lebih kecil maka pompa dibawah sehingga suction mengalami tekanan lebih besar. Diperoleh : (NPSH)available > (NPSH)required Pompa aman dari kavitasi. Tabel C.10. Spesifikasi Pompa (PP-101) Alat
Feed Pump
Fungsi
Mengalirkan metanol dari TP-101 menuju ke VP-101 Centrifugal pump, single suction, single stage Stainless Steel (austenitic) AISI tipe 316 7,9786 gpm 29 % NPS = 0,75 in Sch = 40 in 0,5 hp 0,4110 m 1 buah
Jenis Bahan Konstruksi Kapasitas Efisiensi Pompa Dimensi Power motor NPSH Jumlah
3.
Vaporizer (VP – 201) Fungsi : Menguapkan dan memanaskan campuran CH3OH fasa liquid menjadi fasa uap Kode
: VP-201
Bentuk : silinder, alas ellipsoidal, dan tutup ellipsoidal Bahan konstruksi : Carbon steel, SA-283 Grade C Kondisi operasi
: P = 1 atm ; T = 240 C
Gambar
:
Gambar C.5. Long Tube Vertical Vaporizer
1. Komposisi Input VP – 201 CH3OH H2O Total
= 1382,7 kg/jam = 1,38 kg/jam = 1384,13 kg/jam
Pada komposisi input, umpan berada dalam fase cair. 2. Komposisi output VP – 201 CH3OH
= 1382,7 kg/jam
H2O
= 1,38 kg/jam
Total
= 1384,13 kg/jam
Pada komposisi output, metanol dan air berada dalam fase uap. Tabel C.11. Neraca Massa di Vaporizer (VP – 201) Input (Kg/jam) Output (Kg/jam) KOMPONEN Aliran 1 Aliran 2 CH3OH 1382,75 1382,75 H2O 1,38 1,38 Total 1384,13 1384,13
Dari perhitungan neraca panas Panas Aliran Umpan Masuk (aliran 1) 363,15
Qumpan
=m
Cp dT
298,15
Tref
= 298,15 K
T
= 303,15 K
Tabel C.12. Panas aliran masuk Vaporizer (VP-201) kg/jam
ſCP dT (kJ/kmol)
CH3OH
1382,75
400.7148235
17293.63975
H2O
1,38 1384,13
377.4863816
28.92455339
Komponen
Total
∆H 1 (kJ/jam)
17322.5643
Panas Aliran Keluar
Panas aliran liquid keluar (aliran 2) 513,15
Qproduk
=m
Cp dT
298,15
Tref
= 298,15 K
T
= 513,15 K
Tabel C.13. Panas aliran keluar Vaporizer (VP-201) Komponen
kg/jam
CH3OH H2O Total
1382,75 1,38 1384,13
ſCP dT (kJ/kmol) 11220.25118 7394.93588
∆H 2 (kJ/jam) 484232.1031 566.6302895 484798.7334
Kebutuhan 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 λs = 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
Tabel C.14. Neraca Energi Vaporizer Aliran Output (kJ/jam)
Aliran Input (kJ/jam) Komponen ∆H1
∆Hsteam in
∆Hsteam out
∆H2
0,000
0,000
CH3OH
17293.63975
484232.1031
H2O
28.92455339
566.6302895
Steam Sub Total
0,000
914656.2198
0,000
447180.0507
17322.5643
914656.2198
484798.7334
447180.0507
Total
931978.7841
931978.7841
Pemilihan tube Untuk Vaporizer jenis standard vertical tube, koefisien transfer panas UD = 200 – 700 Btu/hr.ft2.oF Dipilih : UD
= 350 Btu/hr.ft2.oF
Fluida panas (shell) Tin
= 300 oC
Tout
= 300 oC
W
= 332,72 kg/jam = 733,52 lb/jam
Fluida dingin (tube) tin
= 30 oC
tout
= 240 oC
W
= 1384,13 kg/jam
= 3051,5 lb/jam Menghitung ∆TLMTD ∆TLMTD
=
(T1 t 2 ) (T2 t1 ) (T t ) Ln 1 2 (T2 t1 )
= 251,3158 oF
Pemanasan dari suhu umpan ke titik didihnya 64,7 °C jumlah panas yang harus disuplai atau yang dibutuhkan oleh fluida dingin adalah = 467476,1691 kJ/jam. Q
= 467476,1691 kj/jam = 443080,1747 Btu/jam
Luas perpindahan panas : A
=
Q U D .T
= 5,0372 ft2 Menentukan dimensi tube : Vertical tube vaporizer : OD
= 0,75 in
L
= 10 ft (4-10 ft)
Dipilih tube : Table 10. Kern 1965 OD
= 0,75 in (0,0625 ft)
BWG
= 16
ID
= 0,62 in (0,0517 ft)
Surface per lin ft a"
= 0,1963 ft
Flow area per tube (at’)
= 0,3020 in2
Menghitung jumlah tube (Nt)
(Minton, 1986, Hal 78)
Nt
=
A L.a"
=
5,0372 10.0,1963
= 2,56 tube = 3 tube
Koreksi UD = Nt.L.a”
A
= 3 x 10 x 0,1963 = 5,889 ft2
UD
=
Q A.T
=
443080,1747 5,889 251,3158
= 299,3775 Btu/hr.ft2.oF Pemilihan pitch (Pt) Dari Fig. 8-69 Ludwig Vol.II : OD/Pt
= 0,2-0,5
Dipilih: OD/Pt
= 0,25
Sehingga: Pt
= 0,75/0,25 = 3 in
Cross sectional area tube bundle A’ Tiap Tube memerlukan 2 x luas PQR R PT t
Luas P
Q
Gambar C.6. Cross sectional area tube bundle
PQR
= ½ alas. tinggi = ½ Pt.t
t
= Pt sin(60)
Luas PQR
= ½ Pt 2 . Sin (60) = ½ (3)2.sin (60) = 3,8971 in2 = 0,0271 ft2
A’
= Nt . 2 luas PQR = 3 x 2 x 0,0271 = 0,1626 ft2
Diameter bundle : Dbl
=
4. A'
= 0,46 ft
Diameter down take : Dari Mc.Cabe and Smith Ddt
= 0,2-0,4 Dbl
Dipilih : Ddt
= 0,4 Dbl = 0,6964 ft
Volume tube total : Vt
= ¼ . π (ODt)2. L. Nt = ¼ . 3,14 .(0,0625)2. 10. 3 = 0,092 ft3
Perhitungan diameter vaporizer Jumlah umpan = 1384,13 kg/jam = 3051,5 lb/jam ρav
= 121,91 lb/ft3
Vcairan
= 3051,5 / 121,91 = 25,03 ft3
Cairan akan menempati tube dan tutup bawah
Volume vaporizer bawah : Vbawah
= Vcairan + Vt = 25,03 + 0,092 = 25,122 ft3
Dipilih vaporizer long tube dengan D : H = 1 :1 Vbawah
= ¼ π D2 + π/24 D3
25,122
= ¼ π D3 + π/24 D3
D
= 4,5718 ft = 48 in = 1.2192 m < 4 m, memenuhi
H
(Tabel 4-7 Ulrich, 1984)
= 4,5718 ft = 1.2192 m
Jadi tinggi cairan dalam vaporizer, yaitu 4,5718 ft dan diameter vaporizer, yaitu 4,5718 ft
Ruang uap Cairan teruapkan
= 1384,13 kg/jam = 3051,5 lb/jam
Volume spesifik
= 42,62 ft3/lb
Volumetrik uap
= 3051,5 x 42,62 = 130.054,93 ft3/jam = 36,126 ft3/s
Waktu tinggal diambil = 10 menit (Geankoplis, 1995)
Volume uap
= 36,126 x 10 = 361,26 ft3
Uap akan menempati shell dan tutup bagian atas.
Volume uap
= ¼ π D2 H + π/24 D3
361,26
= ¼ π (4,5718)2.Hv + π/24 (4,5718)3
Hv
= 21,2562 ft = 6,4 m
Tinggi vaporizer HVP
= HL + Hv = 4,5718 + 21,2562 = 25,828 ft = 7,62 m < 12 m
(Tabel 4-7 Ulrich, 1984)
Cek geometri Nilai (Hl + Hv) / D antara 3 – 6.
H L H v D
(Evans, 1974, hal 155)
= 32,179 /3,389 = 5,649 (memenuhi)
Menghitung tekanan desain Poperasi = 20,574 psi Pdesain = 1,5.Poerasi = 30,86 psi
(Megyesy, hal 16)
Menghitung tebal shell Untuk menentukan tebal shell, persamaan yang digunakan adalah : Ketebalan shell minimum: ts
=
p d .d i C 2 ( f .E 0,6. p d )
keterangan : ts
= ketebalan minimum dinding shell, in
pd
= tekanan desain, psi
di
= diameter shell bagian dalam , in
f
= nilai tegangan material, psi digunakan material stainless steel SA 167 Grade 11 type 316 (18,750 psi). (App.D.Item 4. Brownell and Young, 1959, Hal 342)
E
= efisiensi sambungan (single-welded butt joint with backing strip, no radiographed ) = 0,85 (Tabel 13.2 Brownell and Young,1959,Hal 254).
C
= korosi yang diizinkan (corrosion allowance) = 0,25 in/20 tahun
ts
=
30,86 psi x 70,7687 in 0,25 in 2. (18.750 psi x 0,85 0,6 x 30,86 psi)
= 0,31 in (digunakan plat standar 0,3125 in)
Tabel C.15. Spesifikasi Vaporizer (VP-201) Fungsi Menguapkan dan memanaskan metanol sebagai umpan masuk Reaktor Kode Alat
VP-201
Tipe
silinder, alas ellipsoidal, dan tutup ellipsoidal
Volume
25,03 ft3
Bahan konstruksi
Carbon steel, SA-283 Grade C
Diameter vaporizer 1,8605 4,571 4,5718 ft Tinggi vaporizer 2,7908 mjhi 4,5718 ft
OD tube
1/4 in
Jumlah pipa pemanas
3 buah
Jumlah
1 Unit
4. Blower (BL-103)
Fungsi
: Mengalirkan bahan baku gas Metanol dari vaporizer ke Reaktor (RE-201)
Tipe
: Centrifugal Multiblade Backward Curved Blower
Pemilihan : Cocok untuk mengalirkan gas dan udara (Perry’s : 10-45) Harganya lebih murah (Tabel 4-9, Ulrich : 120) Efisiensinya tinggi (Banchero : 112)
Gambar C.7. Blower
Jumlah udara masuk (GG) = 1384,1295
kg jam
a. Menentukan densitas (ρ) Densitas gas methanol adalah 421,9073 kg/m3 b. Menentukan laju alir volumetrik udara (QU) QU digunakan untuk menentukan harga (Timmerhaus, fig 14-50 : 531) QU
GG
kg m3 jam = 3,2806 kg jam 421,9073 3 m
1384,1295
=
c. Menentukan daya blower (P) hp = 1,57 x 10-4Q.P
Keterangan : Q : Laju alir (ft3/menit) P : Tekanan (inH2O) Konversi : 1 ft3
= 0.02831685 m3
1 atm
= 406,79 inH2O
hp = 1,57 x 10-4 x 1,930916 ft3/menit x 569,51 inH2O hp = 0,1726 hp Nilai efisiensi diambil 80%, maka daya aktual blower adalah: Pteoritis
Paktual =
=
0,1726 = 0,2158 hp 0,8
Daya standar 1 hp. Tabel C.16. Spesifikasi Blower (BL– 103) Fungsi Mengalirkan bahan baku gas Metanol dari vaporizer ke Reaktor (RE-201) Kode Alat BL – 103 Tipe Centrifugal Multiblade Backward Curved Blower 1 Hp Power Motor
5. Blower (BL-101)
Fungsi
: Mengalirkan bahan baku udara dari lingkungan ke heater (HE-101)
Tipe
: Centrifugal Multiblade Backward Curved Blower
Pemilihan : Cocok untuk mengalirkan udara (Perry’s : 10-45) Harganya lebih murah (Tabel 4-9, Ulrich : 120) Efisiensinya tinggi (Banchero : 112)
Gambar C.8. Blower Jumlah udara masuk (GG) = 6587,2387
kg jam
d. Menentukan densitas (ρ) Densitas klorin adalah 1,3964 kg/m3
e. Menentukan laju alir volumetrik udara (QU) QU digunakan untuk menentukan harga (Timmerhaus, fig 14-50 : 531) QU
GG
kg m3 jam = 4717,2430 kg jam 1,3964 3 m
6587,2387
=
f. Menentukan daya blower (P) hp = 1,57 x 10-4Q.P Keterangan : Q : Laju alir (ft3/menit) P : Tekanan (inH2O) Konversi : 1 ft3
= 0.02831685 m3
1 atm
= 406,79 inH2O
hp = 1,57 x 10-4 x 2776,46408 ft3/menit x 406,79 inH2O hp = 177,3217 hp
Nilai efisiensi diambil 80%, maka daya aktual blower adalah: Paktual = =
Pteoritis
177,3217 = 221,6522 hp 0,8
Daya standar 225 hp.
Tabel C.17. Spesifikasi Blower (BL– 101) Fungsi Mengalirkan bahan baku udara dari lingkungan ke heater (HE-101) Kode Alat BL – 101 Tipe Centrifugal Multiblade Backward Curved Blower 225 Hp Power Motor
6. Heater (HE-101)
Jenis
: Double Pipe Heat Exchanger
Fungsi
: Menaikkan temperatur udara dari 30 oC menjadi 240 oC
Pemilihan : Sesuai untuk HE dengan luas perpindahan panas kurang 200 ft2 Gland
Gland
Gland
Return Bend
Return Head
Tee
Gambar C.9. Double Pipe Heat Exchanger (Kern, 1965, Hal.102) Data perhitungan : Fluida panas : Steam Laju alir, W = 1007,04 kg/jam = 2220,12 lb/jam T masuk, T1 = 300 oC = 572 oF
T keluar, T2 = 300 oC = 572 oF
Fluida dingin : Udara Laju alir, w = 6587,238 kg/jam = 14522,22 lb/jam T masuk, t1 = 30 oC = 86 oF T keluar, t2 = 240 oC = 464 oF a. Neraca panas
Beban panas, Q = 1414892,398 kJ/jam = 1341053,966 Btu/jam b. Menghitung ∆TLMTD
Driving force dari proses perpindahan panas adalah perbedaan temperatur antara fluida panas (hot fluid) dengan fluida dingin (cold fluid). Perbedaan temperatur yang terjadi di setiap titik di sepanjang heat exchanger ditunjukkan melalui nilai ∆TLMTD (Log Mean Temperature Difference). Karena nilai ∆TLMTD pada jenis aliran countercurrent lebih besar daripada jenis aliran paralel maka luas area perpindahan panas (surface area) yang dibutuhkan akan lebih kecil sehingga dipilih jenis aliran countercurrent (Kern, 1965, Hal: 90). Tabel C.18. Temperatur aliran panas dan dingin Hot fluid Cold fluid 572 464 Higher temp. (F) 572 86 Lower temp. (F) 0 378 Differences (F) (T1 - T2) (t2 - t1)
T1
Differences 108 486 378 (T1- t1)
T2 AH-301
t2
t1
Gambar C.10. Aliran countercurrent pada heat exchanger
∆t2 ∆t1 (∆t2 - ∆t1)
LMTD = T1 t 2 T2 t 1
T t ln 1 2 T2 t 1
(Pers. 5.14, Kern
1965) = 251,316 oF
c. Menghitung Temperatur Kalorik, Tc dan tc Tavg =
=
T1 T2 2
572 572 2
= 572 oF
tavg = =
t1 t 2 2
86 464 2
= 275 oF Cek viskositas pada terminal dingin untuk tiap fluida Annulus : Pada T = 572 oF µ
= 0,013 cp
(Fig.15, Kern 1965)
Pipa : Pada t = 86 oF µ
= 0,018 cp
(Fig.15, Kern 1965)
Karena viskositas fluida pada terminal dingin < 1 cp (Kern, 1965, Hal: 111), maka: Tc = Tavg tc = tavg
d. Pemilihan Jenis Alat Perpindahan Panas Hot fluid = steam di annulus Cold fluid = udara di pipa Dari Tabel 8 (Kern, 1965) range Ud = 5 - 50 Btu/hr.ft2 °F dan dipilh Ud = 15 Btu/hr.ft2.°F. Area perpindahan panas (surface area) :
Q U D . Δt
A=
=
1341053,966 15 251,318
= 182,78 ft2 Karena A < 200 ft2, maka digunakan tipe double pipe dengan ukuran standar yang digunakan (Kern, 1965, Hal: 103): Tabel C.19. Spesifikasi double pipe yang digunakan (Kern, Tabel 6.2 dan 11) Annulus : Pipa : IPS = 4 In IPS = 3 in Sch. No = 40 Sch. No = 40 OD = 4,5 In OD = 3,5 in ID = 4,026 In ID = 3,068 in a''
=
1,178 ft2/ft
a''
=
0,917 ft2/ft
e. Menghitung Flow Area (a) Annulus : D2 = 4,026/12 = 0,336 ft D1 = 45/12 = 0,292 ft
( D 2 D1 ) 4 2
aa =
= 0,0216 ft2
2
(Pers.6.3 Kern, 1965)
Diameter equivalent, De : ( D 2 D1 ) D1 2
De =
2
= 0,094 ft Pipa : D = 3,068/12 = 0,256 ft ap
D 2 4
=
= 0,051 ft2
f. Menghitung Mass Velocity (G) Annulus :
W aa
Ga =
2220,12 0,022
=
= 3.378,368 lb/hr.ft2 Pipa : Gp =
=
w ap 14522,22 0,051
= 93.426,730 lb/hr.ft2
g. Menghitung Bilangan Reynold (Re) Annulus : Tavg = 572 oF
(Pers.6.3 Kern, 1965)
µ
= 0,013 cp × 2,42
(Kern, Fig. 15)
= 0,0314 lb/jam ft Rea = De.Ga/µ
(Pers. 7.3)
= 10.125,360 Pipa : Pada tavg = 275 oF µ = 0,019 cp × 2,42
(Kern, Fig. 15)
= 0,046 lb/jam ft D
= 3,068/12 = 0,256 ft
Rep = D.Gp/µ
(Kern, Tabel 10) (Pers. 3.6)
= 519.682,194
h. Menentukan JH (Heat Transfer Factor) Pipa : Nilai JH untuk annulus didapat dari Figure 24, Kern 1965 : JH = 930
i. Menentukan Termal Function Pipa : Pada Tavg = 275 oF k = 0,0156 Btu/jam ft2 (F/ft)
[Kern, Tabel 5]
c = 0,25 Btu/lb.F
[Kern, Fig. 4]
c .μ k
1
3
= 0,902
j. Menghitung Outside Film Coefficient (ho) dan Inside Film Coefficient (hi) Annulus: ho = 1.500 Btu/hr.ft2.oF Pipa: 1
k c μ 3 hi [Pers. 6.15] = J H p D e k
[Kern, Hal: 164]
= 51,36 Btu/hr.ft2.oF (
)
= 58,59 Btu/hr.ft2.oF
k. Menghitung Pipe Wall Temperature (tw)
tw tc
ho (Ta t a ) h io h o
= 343,284 oF l. Menghitung Inside Film Coefficient (hio) pada tw (tw = 243,284 oF) Pipa: µw = 0,022 cp × 2,42
[Kern, Fig. 15]
= 0,053 lb/hr.ft Φp = (µ/µw)0,14 = 0,929 hio = (hio/фp)фp
[Pers. 6.36]
= 54,43 Btu/hr.ft2.oF
m. Menghitung Clean Overall Coefficient (UC) UC =
h io h o h io h o
[Pers. 6.38]
= 52,52 Btu/jam.ft2.oF n. Menghitung Design Overall Coefficient (UD) Rd = 0,002 hr.ft2.oF/Btu
1 1 Rd = U D Uc =
1 0,002 52,52
= 0,021 UD = 47,53 Btu/hr.ft2.oF
(Kern, Tabel 8)
o. Menghitung Luas Permukaan Perpindahan Panas Yang Dibutuhkan A =
=
Q U D . t
1341053,966 47,53 251,316
= 57,68 ft2 a” = 0,917 ft2/ft
(Kern, Tabel 11)
Panjang pipa : L =
A a"
= 62,90 ft linier Panjang hairpin = 12, 15, 20 ft Diambil Lh
(Kern, Hal: 103)
= 20 ft
Hairpin terdiri dari 2 pipa (n = 2) , maka jumlah hairpin yang diperlukan : Hairpin =
=
L 2.L h 62,90 2 20
= 1,57 = 2 buah Koreksi panjang pipa: Lkor = 2.Lh x hairpin = 2 x 20 x 2 = 80 ft linier
p. Menghitung Luas Permukaan Perpindahan Yang Tersedia Sebenarnya A = Lkor x a” = 80 x 0,917 = 73,36 ft2
q. Menghitung Actual Design Overall Coefficient (UDaktual) UDaktual = =
Q A.t 1341053,966 73,36 251,31
= 37,37 Btu/hr.ft2.oF
r. Menghitung Dirt Factor (Rd) Uc Ud Uc Ud
Rd = =
52,52 37,37 52,52 37,37
= 0,0077 hr.ft2.oF/ Btu Rd yang diperlukan = 0,002 hr.ft2.oF/Btu Rdhitung > Rddiperlukan
(Kern, Tabel 12)
(memenuhi)
s. Menghitung Pressure Drops (ΔP) Annulus : De’ = D2 – D1 = 0,336 – 0,292 = 0,044 ft
Rea’ = =
De a '.G a μ 0,044 3.378,368 0,0314
= 3.221,840 (
)
(Kern, Pers. 3.47b)
Densitas steam : ρ = 0,03518 lb/ft3
(Appendix A.2-12, Geankoplis)
4 f Ga 2 L Fa = 2 g ρ 2 De'
(Pers.6.14 Kern, 1965)
4 0,012 (3.378,368) 2 80 2 4,18.10 8 0,03518 2 0,044
=
= 996,620 ft Va = =
Ga 3600 3.378,368 0,03518 3600
= 26,68 ft/s V2
ΔFi = 2 x 2g 26,68 2 = 2 2 32 , 2
= 22,098 ft
Untuk kondensasi steam di annulus : Pa =
=
1 ΔFa ΔFi ρ 2 144 1 996,620 22,098 0,03518 x 2 144
= 0,124 psi ΔPa untuk steam < 1 psi (memenuhi)
Pipa : Rep = 10.125,360 ( ρ
= 0,0662 lb/ft3
Fp =
4 f G2 L 2g 2 D
)
(Kern, Pers. 3.47b) (Appendix A.3-3, Geankoplis)
=
4 0,0089 (93.426,730) 2 80 2 4,18.10 8 0,0662 2 0,256
= 1.785,412 ft
Pp = =
Fp 144 1.785,412 0,0662 144
= 0,821 psi ΔPp untuk udara < 2 psi (memenuhi)
Tabel C.20. Spesifikasi HE–101 Alat Heater Kode
HE-101
Fungsi
Menaikan temperatur udara dari 30 oC menjadi 240 o
C sebagai udara umpan reactor (RE-201)
Bentuk
Double Pipe Heat Exchanger
Dimensi pipa
Annulus: IPS
= 4 in
Sch. No. 40 OD
= 4,5 in
ID
= 4,026 in
Inner pipe: IPS
= 3 in
Sch. No. 40 OD
= 3,5 in
ID
= 3,068 in
Jumlah hairpin
= 2 buah
Panjang 1 pipa
= 20 ft
∆P, annulus
= 0,124 psi
∆P, inner pipe
= 0,821 psi
7. BLOWER (BL-102)
Fungsi
: Mengalirkan bahan baku udara dari heater (HE-201) ke Reaktor (RE-101)
Tipe
: Centrifugal Multiblade Backward Curved Blower
Pemilihan : Cocok untuk mengalirkan udara (Perry’s : 10-45) Harganya lebih murah (Tabel 4-9, Ulrich : 120) Efisiensinya tinggi (Banchero : 112)
Gambar C.11. Blower
Jumlah udara masuk (GG) = 6587,2387
kg jam
g. Menentukan densitas (ρ) Densitas udara adalah 1,3964 kg/m3
h. Menentukan laju alir volumetrik udara (QU) QU digunakan untuk menentukan harga (Timmerhaus, fig 14-50 : 531) QU
GG
kg m3 jam = 4717,2430 kg jam 1,3964 3 m
6587,2387
=
i. Menentukan daya blower (P) hp = 1,57 x 10-4Q.P
Keterangan : Q : Laju alir (ft3/menit) P : Tekanan (inH2O) Konversi : 1 ft3
= 0.02831685 m3
1 atm
= 406,79 inH2O
hp = 1,57 x 10-4 x 2776,46408 ft3/menit x 569,51 inH2O hp = 248,2504 hp Nilai efisiensi diambil 80%, maka daya aktual blower adalah: Paktual = =
Pteoritis
248,2504 = 310,3130 hp 0,8
Daya standar 325 hp.
Tabel C.21. Spesifikasi Blower (BL– 102) Fungsi Mengalirkan bahan baku udara dari heater (HE201) ke Reaktor (RE-101) Kode Alat BL – 102 Tipe Centrifugal Multiblade Backward Curved Blower 325 Hp Power Motor
8. Reaktor (RE – 201)
Fungsi
: Mereaksikan metanol dengan oksigen untuk membentuk formaldehid
Jenis
: Reaktor Fixed Bed Multitubular
Kondisi operasi
: Isotermal pada suhu (T) 240 oC dan tekanan (P) 1,4 atm
Katalisator
: Iron molybdenum oxide
Konversi
: 99%
Medium Pendingin : Air Pendingin
Gambar C.12. Aliran Reaktor
Reaksi yang terjadi adalah : CH3OH(g) + ½ O2(g)
HCHO(g) + H2O(g)
.............(1)
Iron Molybdenum oxide
Dengan Reaksi Samping HCHO(g) + ½ O2(g)
CO(g)
+
H2O(g)
.............(2)
Berikut ini adalah neraca massa dan neraca energi reaktor (RE-201), perhitungannya dapat dilihat pada Lampiran A dan Lampiran B. Tabel C.22. Neraca Massa di Reaktor (RE – 201) Komponen CH3OH O2 HCHO CO H2O N2 Total
Massa Masuk (kg/jam) 1382,75 1534,47 0 0 1,38 5052,77 7971,37
Massa Keluar (kg/jam) 13,83 809,85 1206,06 71,80 817,04 5052,77 7971,37
Tabel C.23. Neraca Panas di reaktor (RE-201) Aliran Input (kJ/jam)
Komponen
∆H3 484232.1031 0 0 566.6302895 0 0
CH3OH O2 HCHO H 2O N2 CO
∆Hpendingin in
0
0 311681.3019 0 0 1136494.845 0 0
484798.7334
1448176.147
Amonia Sub Total
∆H6
1932974.88
Total
0 0 0 0 0 0 -400735.88 -400735.88
Aliran Generasi (kJ/jam) ∆Hreaksi
600994.0773
600994.0773
2133233.078
Aliran Output (kJ/jam) ∆H7 4410.658402 151217.6901 407572.7935 308468.0574 1046357.632 14948.04848 0
1932974.88 200258.20 2133233.078
Massa medium pendingin yang digunakan untuk menjaga temperatur operasi reaktor tetap (isothermal) yaitu sebesar 438.97 kg/jam.
1.
Menghitung Berat Katalis (W)
a.
Spesifikasi katalis Nama katalis
: Iron molybdenum oxide
Bentuk
: silinder
Ukuran
: ¼ in x ¼ in
Densitas
: 665,66 kg/m3
b. Menghitung Konstanta Kecepatan Reaksi (k)
Persamaan kinetika reaksi untuk metanol adalah sebagai berikut: - rA = k. CA.CB
.............(3)
Keterangan : rA
= kecepatan reaksi (kmol/kgcat.j)
k
= konstanta kecepatan reaksi (m6/kmol.j.kgcat)
T
= suhu (K)
CA
= konsentrasi metanol (kmol/m3)
CB
= konsentrasi oksigen (kmol/m3)
Dengan nilai k sebagai berikut :
∆Hpendingin out 0 0 0 0 0 0 200258.20
c.
Neraca massa pada 1 tube Persamaan neraca massa dengan tinjauan pada satu tube adalah sebagai berikut : FA
W ΔW
ID
ΔW
FA
W
Gambar C. 13. Persamaan neraca massa pada satu tube Neraca massa pada elemen volume : V = (Rate of mass input) - (Rate of mass output) - (Rate of mass reaction) = (Rate of mass accumulation)
ρ
ρ
FA
= FA0 (1- XA)
dFA
= - FA0 dXA
Sehingga,
dX A dW
(-rA ) FA0
.............(4)
Substitusi persamaan 4 ke persamaan 3, menjadi : dX A k C A C B dW FA0
.............(5)
Dengan menggunakan persamaan aliran yang masuk dan keluar dari tabel neraca massa di atas, dapat diketahui persamaan umum untuk konsetrasi umpan, yaitu: Laju volumetrik umpan reaktor V0
Fin tot
mix
7.971,3723 18,9035 m 3 /jam 421,687 = 0,3151 m3/menit = 0,0053 m3/s
Konsentrasi umpan reaktor CA
= [CH3OH]
CA0 =
⁄
Maka diperoleh persamaan :
dX A k (C A0 (1 X))(C B0 - 1/2C A0 ) dW FA0 dX A 63578,248 (2,2859 (1 X )(2,5367 1 / 2(2,2859 )) dW FA0
d.
.............(7)
Pressure Drop
Pressure drop dalam tube Pressure drop pada pipa berisi katalisator dapat didekati dengan persamaan Ergun (Fogler, 1999).
dP G' 1 1501 1,75 G' dz g DP DP
.............(8)
Keterangan :
ΔP
= penurunan tekanan dalam tube, lb/ft2
Z
= panjang pipa, ft
G’
= kecepatan aliran massa perluas penampang, lb/jam/ft2
ρ
= densitas fluida, lb/ft3
Dp
= diameter partikel katalis, ft
ε
= porositas partikel katalis
µ
= viskositas fluida, lb/jam/ft
gc
= faktor konversi, 4,18.108 ft/jam2
e. Menentukan spesifikasi tube yang digunakan
Dalam menetukan diameter tube, Colburn (Smith, P.571) menyatakan hubungan pengaruh rasio (Dp/Dt) atau perbandingan diameter katalis dengan diameter pipa dengan koefisien transfer panas pipa berisi katalis dibanding koefsien transfer panas konveksi pada dinding kosong. Dp/Dt
0,05
0,1
0,15
0,2
0,25
hw/h
5,5
7,0
7,8
7,5
7,0
Dimana : Dp/Dt
= rasio diameter katalis per diameter pipa
hw/h
= rasio koefisien transfer panas pipa berisi katalis terhadap koefisien transfer panas pada pipa kosong
Dari data diatas dipilih (hw/h) 7,8 pada (Dp/Dt) = 0,15 Dt =
=
= 3,3333 cm = 0,0333 m
Untuk pipa komersial: (Kern, 1983) NPS = 1,5 in ID
= 1,610 in
OD
= 1,90 in
a’
= 2,04 in2
f. Data fisis dan termal
o Densitas (1 T
)n
TC ρ A.B Pada T = 513,15 K
ρ
= 421,6870 kg/m3
o Viskositas Log μ = A + + C.T + D. Pada T = 513,15 K μ
= 0,0160 cP
= 0,0387 lb/ft.hr
o Kapasitas Panas Kapasitas panas dihitung dengan persamaan sebagai berikut : Cpi
= A + B.T + C.T2 + D.T3
Keterangan : Cp
= kapasitas panas, kJ/kmol.K
T
= suhu, K
Cp
= 34,6942
o Konduktivitas Panas Konduktivitas termal beberapa komponen dalam campuran dihitung dengan persamaan Weber (Pers. 8.12 Coulson) Konduktivitas campuran dihitung dengan metode Bretsnajder (1971) ⁄
( ) Keterangan : k
= Konduktivitas panas, W/(m.K)
M
= Berat molekul
CP
= Kapasitas panas spesifik temperatur
ρ
= densitas cairan pada temperature
Konduktivitas panas : k
= 63,076 W/m.K = 36,445 Btu/ft.hr.F
g. Menghitung Berat Katalis
Metode Runge-Kutta untuk menghitung berat tumpukan katalis (w) dan Pressure Drop di tube (ΔPt). Penyelesaian Persamaan Diferensial untuk menghitung berat tumpukan katalis (w) dan pressure drop (ΔPt) di tube setiap inkremen z (Δw) dengan Metode Numeris Runge Kutta dihitung dengan menggunakan Microsoft Excell. Adapun langkah-langkah perhitungannya sebagai berikut cara sebagai berikut : Persamaan-persamaan diferensial yang ada : a).
dX A 63578,248 (2,2859 (1 X )(2,5367 1 / 2(2,2859 )) dW FA0
b).
dP G' 1 1501 3 1,75 G' dz g c DP DP
Kondisi batasnya adalah : Zo = 0 m XO = 0 PO = 2 atm Δw = 0,099 Penyelesaian persamaan difrensial menggunakan metode Runge Kutta orde 4: Xi+1 = xi + 1/6. (k1 + 2k2 + 2k3 + k4) Pi+1 = Pi + 1/6. (l1 + 2l2 + 2l3 + l4) Dengan: k1
= f1 (wi, Xi) ∆w
l1
= f2 (wi, Pi) ∆w
k2
= f1 (wi +
w k , Xi + 1 ) ∆w 2 2
l2
= f2 (wi +
w l , Pi + 1 ) ∆w 2 2
k3
= f1 (wi +
w k , Xi + 2 ) ∆w 2 2
w l , Pi + 2 ) ∆w 2 2
l3
= f2 (wi +
k4
= f1 (wi+ ∆w, Xi + k3) ∆w
l4
= f2 (wi +∆w, Pi + l3) ∆ Tabel C.24. Berat Tumpukan Katalis W (Berat Tumpukan Katalis, kg) 78,4442042 79,01642142 79,71179146 80,41683607 81,25186686 81,61392241 82,59192193 82,96343799 83,08786201 83,96712417 84,86114299 85,37876942 86,2966824 86,82821606 87,49993457 88,04323696 89,56511253 90,55534508 91,70839981 92,29366197 93,48206975 94,0853855 97,03721669 97,67737413 99,14247296 99,97155118 100,6427714 102,0068849 102,5260183 103,5769741 105,1858618 106,6496514 107,3937529 108,5255228 109,8701389 110,8469284
X (Konversi) 0,001 0,006 0,012 0,018 0,025 0,028 0,036 0,039 0,04 0,047 0,054 0,058 0,065 0,069 0,074 0,078 0,089 0,096 0,104 0,108 0,116 0,12 0,139 0,143 0,152 0,157 0,161 0,169 0,172 0,178 0,187 0,195 0,199 0,205 0,212 0,217
111,8376514 113,8620285 115,1049165 115,7345154 117,4406486 117,6567435 117,8734755 118,7468287 120,3003495 122,3461081 125,1618628 125,8820761 127,3426307 129,332831 130,3467612 132,4134111 133,7320054 135,6139114 136,9844232 139,5083643 141,8155442 142,9923553 145,6986888 148,4889327 149,7569445 152,3462738 154,0017206 159,8547909 163,1015497 164,9520087 166,4571581 171,1097772 175,1516234 177,2314826 179,7812108 184,1666326 186,4255998 190,6082598 194,4574217 197,9316409 200,4763696 203,0755458 207,8966928 219,3153002
0,222 0,232 0,238 0,241 0,249 0,25 0,251 0,255 0,262 0,271 0,283 0,286 0,292 0,3 0,304 0,312 0,317 0,324 0,329 0,338 0,346 0,35 0,359 0,368 0,372 0,38 0,385 0,402 0,411 0,416 0,42 0,432 0,442 0,447 0,453 0,463 0,468 0,477 0,485 0,492 0,497 0,502 0,511 0,531
224,1771993 228,5801887 231,1612193 237,1494281 243,4010264 244,112633 244,8277245 250,6769221 258,3245727 264,7291246 274,8502787 312,7264755 319,3420614 328,5414636 340,6939171 350,9810461 352,3043703 361,8125309 374,702438 388,4043558 402,9953047 415,0137684 441,0091548 469,981133 500,0093165 520,2123471 553,3533625 587,1709634 624,8481928 647,2659367 683,7176851 743,3519884 795,9749545 875,33516 962,4620826 1020,993116 1127,426921 1218,617396 1384,236811 1577,606878 1777,916687 2065,279127 2206,46597 2325,057132
0,539 0,546 0,55 0,559 0,568 0,569 0,57 0,578 0,588 0,596 0,608 0,647 0,653 0,661 0,671 0,679 0,68 0,687 0,696 0,705 0,714 0,721 0,735 0,749 0,762 0,77 0,782 0,793 0,804 0,81 0,819 0,832 0,842 0,855 0,867 0,874 0,885 0,893 0,905 0,916 0,925 0,935 0,939 0,942
2503,532116 2655,618129 2826,552084 3090,373003 3321,661472 3406,381693 3495,396597 3589,04092 4017,965828 4411,221877 4559,514721 5069,161394 5264,708298 6220,871523 7590,92115 9083,038488 9717,790691 12285,55551 13468,23066
0,946 0,949 0,952 0,956 0,959 0,96 0,961 0,962 0,966 0,969 0,97 0,973 0,974 0,978 0,982 0,985 0,986 0,989 0,99
Perhitungan nilai wi, Xi, dan Pi di setiap inkeremen w (Δw) adalah : wi+1 = wi + Δw Diperoleh berat katalis yang dibutuhkan = 13468,23 kg. 2.
Menghitung volume total tumpukan katalis
W
V V
katalis 13468,23 kg 12,0113 m 3 3 1121 kg/m
3. Menghitung tinggi tumpukan katalis yang dibutuhkan Dipilih pipa dengan ukuran standar (Kern, table 11) NPS
: 1,5 in
Sch. No.
: 40
Diameter luar (OD)
: 1,90 in
= 0,0483m = 0,1583 ft
Diameter dalam (ID)
: 1,61 in
= 0,0409 m = 0,1342 ft
Perhitungan tinggi katalis dengan volume 1 buah tube adalah : V = W / ρkatalis
Z
4W ID 2 katalis
Dengan : Z
= tinggi tumpukan katalis (m)
V
= volume katalis dalam tube (m3)
w
= berat katalis (kg)
ρkatalis
= densitas katalis (kg/m3)
ID
= diameter dalam tube (m)
Maka tinggi katalis keseluruhan :
Z
4 13468,23 9149,6153 m 0,0409 2 1121
Dipilih tinggi tube standar 24 ft = 7,3152 m
Sehingga didapat tinggi tumpukan katalis : Z
= 80% dari tinggi tube yang dipilih = 80% x 24 ft = 19,2 ft = 5,8522 m
4. Menghitung jumlah tube (Nt) Jumlah tube yang dibutuhkan :
tinggi katalis keseluruhan Nt = tinggi katalis per tube Nt =
9149,6153 1.564 tube 5,8522
5.
Mechanical design reaktor
a.
Tube
Ukuran tube (Kern,1983): Susunan tube
= Triangular pitch
Bahan
= Stainless steel
Diameter nominal (NPS)
= 1,50 in
Diameter luar (OD)
= 1,90 in
= 0,0483m = 0,1583 ft
Diameter dalam (ID)
= 1,61 in
= 0,0409 m = 0,1342 ft
Schedule number
= 40
Luas penampang
= 2,04 in2
Tinggi tumpukan katalis Panjang pipa (L)
= 0,0013 m2
= 5,8522 meter = 7,3152 meter
Susunan pipa yang digunakan adalah triangular pitch (segitiga sama sisi) dengan tujuan agar memberikan turbulensi yang lebih baik, sehingga akan memperbesar koefisien transfer panas konveksi (ho). Sehingga transfer panasnya lebih baik daripada square pitch (Kern, 1983).
C
PT
60 o
A
60 o
D C'
60 o
B
Gambar C.14. Susunan pipa model triangular pitch
Tebal pipa = (OD-ID)/2 = (1,90 - 1,61)/2 = 0,145 in = 0,0037 m Jarak antar pusat pipa (PT) PT
= 1,25 x OD
= 1,25 x 1,90 = 2,375 inchi = 0,0603 m Jarak antar pipa (Clearance) C’ = PT-OD = 2,375 – 1,900
= 0,475 inchi = 0,0121 cm
Menghitung koefisien transfer panas dalam tube Tube side bundle : a’t
= 2,04 in2 = 0,0013 m2
at
=
0,0013 1.564
= 2,9187 m2 = 22,1490 ft2
Wt (laju alir massa reaktan)
= 7.971,3723 kg/jam = 17.573,8665 lb/jam
Gt
Wt at
17.573,8665 22,1490
= 793,4380 lb/jam.ft2
Vo t
Wt
liq ρ ρ
ρ
ρ
Batas kecepatan supervisial pada tube reaktor fixed bed katalitik adalah (0,0005 m/s
u
0,1 m/s)
Sehingga diperoleh nilai u sebesar : 0,0005 m/s
0,0016
0,1 m/s ( ⁄
)
(Wallas, 1959)
Dimana : Pr = Cp
= kapasitas panas liquid, Btu/lb.F
kf
= konduktivitas liquid, Btu/ft.hr.F
ID = diameter dalam tube Re
= 345,1167
μ/ μw
= 1 ,karena non viskos
Pr
= (0,8485 x 0,6028)/ 5,1604
Pr
= 0,0441
Maka,
b.
Shell Bahan yang digunakan adalah stainless steel SA 167 grade 11 type 316
Ukuran Shell
Diameter dalam shell (IDs) IDs
=(
)
=(
(Brownell & Young, 1979) )
= 98,6350 in = 8,2196 ft = 2,5053 m Jarak Buffle Bs
= IDs x 0,3 = 0,7516 m = 29,5905 in = 2,4659 ft
Koefisien transfer panas dalam shell
Shell Side atau Bundle Crossflow Area (as) as
(Pt OD) IDs B Pt
as
0,475 117,4719 35,2416 2,375
as
= 583,7318 in2 =
4,0537 ft2
Mass Velocity (Gs)
Gs
W a' s
Dimana W
= 967,7634 lb/jam
Gs
= 967,7634 / 4,0537
Gs
= 238,7362 lb/jam.ft2
Equivalent Diameter (De) (
`
)
De = 1,3734 in = 0,1145 ft = 0,0349 m Reynold Number (Re) Re
DeG s
pendingin
Re = Re = 3.575,55
Maka, (
)
(
)
⁄
(Kern, hal 137)
Dengan :
Kp
= konduktivitas panas pendingin
= 0,3623 Btu/hr.ft.oF
Cpp
= kapasitas panas pendingin
= 1 Btu/lb.oF
p
= viskositas pendingin
= 1,8143 lb/ft jam
Dirt Factor (Rd)
- Liquid organik
= 0,001 hr.ft2.F/Btu
- Pendingin
= 0,003 hr.ft2.F/Btu
- Rd total
= 0,004 hr.ft2.F/Btu
Koefisien Perpindahan Panas Overall Clean dan Design
Koefisien perpindahan panas overall clean dihitung dengan rumus :
= = 44,0638 Btu/h.ft2.F
Harga koefisien perpindahan panas overall design dihitung dengan rumus : (Kern,1950)
⁄
=
⁄
= 37,4611 Btu/hr.ft2.F = 212,71153 J/s. m2.K
Pressure drop di shell
dimana Ds = diameter shell (IDs)
= 9,7893 ft
Mass velocity (Gs)
= 6.938,5358 lb/jam.ft2
Equivalent diameter (De)
= 0,1145 ft
s correctedc oefficient s
= 1,0
(hal.121 Kern, 1950)
untuk Re = 437,6981 maka diperoleh
s = specific gravity
=1
f = shell side friction factor
= 0,0018 ft2/in2
(Fig.29 Kern, 1950)
Tebal Shell
Spesifikasi bahan Stainless steel SA 167 Grade 11 type 316 Tekanan yang diijinkan (f)
= 18.750 psi
Efisiensi sambungan (ε)
= 0,8 (double welded joint)
Corrosion allowanced
= 0,25 in
Tebal shell dihitung dengan persamaan ( Brownell & Young) dengan ts
= tebal shell, inchi
P
= tekanan dalam reaktor, psi
ε
= efisiensi sambungan
ri
= jari-jari dalam shell, inchi
f
= tekanan maksimum yang diijinkan, psi
C
= Corrosion allowance = 0,25
Tekanan dalam shell Tekanan desain diambil 20% diatasnya, maka: Pd = 1,2 x P = 1,2 x 15 atm = 16,5 atm Pd = 242,4837 psi maka,
= 1,2458 in diambil tebal standar 1,25 inchi Diameter luar shell (ODs) ODs
= IDs + 2 ts = 117,4719 + (2 x 1,25) = 119,9719 in
c.
Head dan Bottom Bentuk head dan bottom yang digunakan adalah Torispherical (flanged & dished head) yang sesuai dengan kisaran tekanan sistem yaitu 15 – 200 psi. Bahan yang
digunakan untuk membuat head dan bottom sama dengan bahan shell yaitu Low alloy Steell SA 240.
Tebal head dapat dihitung dari persamaan :
Diambil ODs standar menjadi 120 in untuk menentukan icr dan rc Maka berdasarkan table 5.7 Brownell & Young : icr = 7,125 in rc = 114 in maka: (
√
)
(Pers. 7.76, Brownel&Young)
w = 1,75 Tebal head minimum dihitung dengan persamaan berikut: (Pers. 7.77, Brownell&Young) = 1,8651 in dari tabel 5.6 Brownell & Young untuk th = 2 in sf = 3 in = 0,25 ft Spesifikasi head :
OA
OD
b=depth of dish A
icr sf
B
ID
t
a r
Gambar C.15. Desain head pada reaktor
Keterangan : th
= Tebal head (in)
icr
= Inside corner radius ( in)
r
= Radius of dish( in)
sf
= Straight flange (in)
OD
= Diameter luar (in)
ID
= Diameter dalam (in)
b
= Depth of dish (in)
OA
= Tinggi head (in)
o Depth of dish (b) √
(
) (Brownell and Young,1959.hal.87)
b = 20,4127 in o Tinggi Head (OA) OA
= th + b + sf
(Brownell and Young,1959)
= (2 + 20,4127 + 3) in
= 25,4127 in = 0,6455 m Jadi tinggi head = 25,4127 in = 0,6455 m
d. Tinggi Reaktor Dari hasil perhitungan diperoleh tinggi tumpukan katalis yang dibutuhkan yaitu 5,8522 m. Tinggi shell
= Tinggi pipa standar yang digunakan = 24 ft = 7,3152 m
Tinggi reaktor
= tinggi shell + 2.(tinggi head) = 7,3152 + (2 x 0,6632) = 8,5815 m = 28,1532 ft
e. Luas Permukaan Reaktor o Luas reaktor bagian dalam - luas shell bagian dalam Ashi
= π x IDs x tinggi shell = 3,14 x 9,7893 x 24 = 738,0993 ft2
- luas head dan bottom bagian dalam Ahbi
= 2 x (π x IDs x sf + π/4 x IDs2) = 2 x (3,14 x 9,7893 x 0,25 + ((3,14/4) x 9,78932)) = 165,8322 ft2
Jadi luas reaktor bagian dalam : = 738,0993 ft2 + 165,8322 ft2 = 903,9316 ft2
o Luas reaktor bagian luar - luas shell bagian luar Asho
= π x ODs x tinggi shell = 3,14 x 9,9977 x 24 = 753,8058 ft2
- luas head dan bottom bagian luar Ahbo
= 2 x(π x ODs x sf + ((π/4) x ODs2))
= 2 x(3,14 x 9,9977 x 0,25 + ((3,14/4) x 9,99772)) = 172,6308 ft2
Jadi luas reaktor bagian luar : = 753,8058 ft2 + 172,6308 ft2 = 926,4366 ft2 Algoritma perancangan reaktor multitubular 1. Mengumpulkan data dari hasil perhitungan neraca massa dan panas 2. Menentukan spesifikasi katalis yang digunakan 3. Membuat neraca massa pada 1 tube 4. Menghitung massa katalis berdasarkan neraca massa elemen volum katalis dengan menggunakan persamaan : 2
dX A k CA dW FA0 (1 4,22 C w 2,58 C A ) 4 5. Menghitung volum total tumpukan katalis
6. Menghitung tinggi katalis keseluruhan menggunakan persamaan
7. Menentukan spesifikasi tube yang digunakan dan menghitung tinggi katalis per tube 8. Menghitung jumlah tube yang dibutuhkan menggunakan peersamaan :
9. Menghitung koefisien transfer panas dalam tube dan shell 10. Menghitung kecepatan superficial dan mean overall heat transfer coefficient. Batas kecepatan supervisial pada tube reaktor fixed bed katalitik adalah (0,0005 m/s
u
0,1 m/s)
11. Menghitung pressure drop dalam shell 12. Menghitung ketebalan shell 13. Menentukan head(tutup) reaktor yang akan digunakan berdasarkan keadaan tekanan operasinya
14. Menghitung ketebalan dan tinggi head reaktor 15. Menghitung tinggi reaktor 16. Menghitung luas permukaan reaktor bagian luar dan dalam
Tabel C.25. Spesifikasi reaktor (RE-201) Fungsi
Mereaksikan metanol dengan oksigen untuk membentuk formaldehid
Kode
RE – 201
Jenis
Reaktor Fixed Bed Multitubular
Kondisi Operasi
T = 240 oC P = 1,4 atm
Dimensi
Diameter Tinggi Jumlah tube Tinggi bed Diameter tube
= = = = =
Rancangan Alat
Material Tebal dinding Posisi alat
= Stainless steel 316 (SA-240) = 1,25 in = vertikal
Jumlah
1 Buah
2,988 m 8,5815 m 2.218 tube 5,8522 m 0,0409 m
9. Cooler – 201 (CO-201)
Fungsi
: Menurunkan temperatur aliran keluar reaktor 201 dari 240 0C menjadi 70 0C untuk diumpankan ke dalam separator.
Jenis
: Shell and Tube Exchanger
Data design Tube Fluida panas
= Aliran F7 dari RE-201
Laju alir, W
= 7971,35 kg/jam (17.573,8185 lb/jam)
(Lampiran B)
T1
= 240 oC (464 oF)
(Lampiran B)
T2
= 70 oC (158 oF)
(Lampiran B)
Shell Fluida dingin
= Cooling water
Laju alir, w
= 13.604,819 kg/jam (29.993,493 lb/jam) (Lampiran A)
t1
= 30 oC (86 oF) o
t2
(Lampiran B)
o
= 45 C (113 F)
(Lampiran B)
a. Menghitung Luas Perpindahan Panas A
=
Q Ud t LMTD
1. Beban panas Cooler–201 Q = 1.421.838,425 kJ/jam
(Lampiran B)
= 1.347.637,5 Btu/jam 2. Menghitung Δt LMTD Tabel C.26. Suhu Fluida panas dan dingin Fluida Panas (oF) 464 158 306
Δt LMTD
=
Temperatur Tinggi Temperatur Rendah Difference
T1 t 2 T2 t1 T t ln 1 2 T2 t1
Fluida Dingin(oF) 113 86 27
= 176,123 oF
3. Memilih Ud trial Dari tabel 8 (Kern, 1965) dipilih Ud untuk hot fluid
= light organic
cold fluid = water Range Ud = 75-150 BTU/j ft2 °F dipilih Ud = 80 BTU/j ft2 °F
Δt (oF) 351 72 279
Maka, luas perpindahan panas (surface area) adalah : A
Q Ud t LMTD
= =
1.347.637,5 Btu/j o
80 BTU/j ft 2 F 176,123o F
= 255,234 ft2
b. Pemilihan jenis HE Karena A > 200 ft2, maka digunakan tipe shell and tube exchanger Sehingga dalam perancangan ini digunakan klasifikasi sebagai berikut, (Tabel 10, Kern) L
= 20 ft
BWG
= 16
OD tube
= 0,75 in
ID tube
= 0,62 in
a”
= 0,1963 ft2/ft
Jumlah tube : Nt
=
A L a
= 65,0112 tube
Pemilihan pola tube Berdasarkan data jumlah tube yang tersedia secara komersial, dipilih jumlah tube = 76 buah tube dengan OD tube 0,75 in, 1 in Square pitch untuk 2 passes (Kern, Tabel. 9, hal. 841 – 842, 1965). Adapun data selengkapnya adalah sebagai berikut : - Susunan tube
= square pitch
- Jumlah aliran, n
= 2 aliran (passes)
- Pitch, PT
= 1 in
- Diamater shell, ID
= 10 in
- Baffle space
= ID
-C
= Pitch, PT – OD tube
= 10 in = 0,25 in
- A terkoreksi = Nt x L x a” = 76 x 20 ft x 0,1963 ft = 298,376 ft2 - UD terkoreksi Ud
=
Q A TLMTD
= 77,6176 Btu/hr ft2 °F
c. Analisa Kinerja HE Analisa kinerja HE meliputi : 1) Menghitung Koefisien Overall Perpindahan Panas (U) 2) Menghitung Rd 3) Menghitung ∆P
1) Menghitung Koefisien Overall Perpindahan Panas -
Menghitung Flow Area
Shell :
IDxC , xB as = 144 xPT =
10 0,25 10 = 0,1736 ft2 144 1
Tube : at
=
Nt at ' 52 0,3020 144n 144 6
= 0,0545 ft2
-
Menghitung Mass Velocity
Shell : Gs =
=
W as
17.573,8185 lb/hr 0,1736 ft 2
= 101.231,673 lb/hr ft2
Tube : Gt =
w at
29.993,493 lb/hr 0,0545 ft 2
=
= 550.339,321 lb/hr ft2
-
Menghitung Reynold Number Karena viskositas pada terminal dingin untuk tiap fluida < 1 cP maka Tc = Tavg dan tc = tavg Tavg
=
464 158 T1 T2 = = 311 oF 2 2
tavg
=
113 86 t1 t 2 = = 99,5 oF 2 2
Tube : Viskositas pada Ta = 311 oF : µ liquid
= 0,2496 cP = 0,5591 lb/hr.ft
D
= 0,0517 ft
Ret
= =
D Gt
0,0517 153166,78 0,5591
= 14154,090 Shell : Viskositas pada ta = 99,5 oF :
µ liquid
= 0,6743 cP = 1,5105 lb/hr.ft
De
= 0,0792 ft
Res
= =
De Gs
0,0792 156706,7760 1,5105
= 8213,1270
-
Menentukan Nilai JH (Heat Transfer Factor)
Tube : Nilai JH untuk pipa didapat dari figure 24 Kern JH
= 55
Shell : Nilai JH untuk pipa didapat dari figure 24 Kern JH -
= 40
Menentukan Termal Function
Tube : Viskositas pada Ta = 172,4975 oF : μ
= 0,5591 lb/hr.ft
Kapasitas panas, Cp : Cp
= 0,0933 Btu/lb.oF
k
= 0,8597 Btu/hr.ft2.oF.ft
c .μ k
1
3
= 0,4719
Shell : Pada ta
= 99,50 oF
μ
= 1,5105 lb/hr.ft
Kapasitas panas, Cp : Cp
= 0,6938 Btu/lb.oF
k
= 0,8106 Btu/hr.ft2.oF.ft
c .μ k
-
1
3
= 1,0894
Menghitung Nilai outside film coefficient (ho) dan inside film coefficient (hi).
Tube :
hi
k c μ = jH D k
1
3
0,8597 = 55. .0,4719 0,0517 = 249,5067 Btu/hr.ft2.oF
Shell: ho
k c μ = jH De k
1
3
0,8106 = 40. .1,0894 0,0792 = 446,1743 Btu/hr.ft2.oF
-
Menghitung corrected coefficient hio
Tube :
h io
= hi
ID OD
= 249,5067
0,6200 0,75
= 206,2589 Btu/hr.ft2.oF
Menghitung Clean Overall Coefficient, Uc
-
UC
=
h io h o h io h o
=
206,2589 446,1743 206,2589 446,1743
= 141,0526 Btu/hr.ft2.oF 2) Menghitung Dirt Factor, Rd
1 Ud Rd =
1 Rd Uc
=
U U c D
U U C
141,0526 81,3693 = 141,0526 81,3693
D
2o
Rd = 0,0052 Btu/hr.ft . F
Rd yang diperlukan = 0,003 hr.ft2.oF/btu Rdhitung > Rddiperlukan
(Tabel 12. Kern, 1965).
(memenuhi)
3) Menghitung Pressure Drops (ΔP)
Shell : Res = 8.213,1270 f = 0,0015 (Fig 29, hal 839, Kern) s = 1,000 No. of crosses, N+1 = 12L/B = 12 × 20/10 = 24,000 fG s DsN 1 2
Ps
5,55 1010 De s s
0,0015 (156706,776) 2 0,0792 24 0,0141 psi 5,55 1010 0,0792 1 1
∆Ps < 10 psi (memenuhi)
Tube: Ret
= 14154,090
f
= 0,0003 (fig 26, hal 836, Kern)
ρ larutan
= 844,0784 kg/m3 (pada Tc)
ρ air
= 977,3974 kg/m3 (pada Tc)
s
=
laru tan = 0,8636 air
1 fG 2 Ln Pt 2 5.22 1010 Dst 1 0.0003 153166,78 2 20 6 = 2 5,22 1010 0,0517 0,8636 1 = 6,839 × 10-7 psi Gt = 153.166,7800 lb/hr.ft2
V2 0,003 (Fig.27, Kern) 2g
Pr =
4 n V 2 s 2g 4 2 0,003 0,0278 psi 0,8636
∆Ptotal = ∆Pt + ∆Pr = 0,0278 psi ∆Pt < 10 psi (memenuhi) Tabel C.27. Spesifikasi Cooler –201 (CO – 101) Alat Cooler - 201 Kode CO-201 Fungsi Menurunkan temperatur aliran keluar reaktor 201 dari 240 0C menjadi 70 0C untuk diumpankan ke dalam separator. Jenis Shell and Tube Exchanger Dimensi Tube OD = 0,75 in ID = 1 in BWG = 16
Panjang Tube (L) =
20 ft
Flow area per tube (a') =
0,3020 in2
Surface per lin ft (a") = Pitch = Passes =
0,1963 ft2 1,0000 in 2 Shell
ID = Baffle Spaces = 255,234 ft2
Surface area Pressure drop Fouling factor Bahan konstruksi Jumlah
10 in 10 in
Tube (ΔPt) =
0,0278 psi
Shell (ΔPs) =
0,0141 psi
0,0052 (hr)(ft2)(oF)/Btu Carbon steel SA 285 Grade C 1 buah
10. Separator (SE-201).
Fungsi : Memisahkan campuran gas dan liquid yang berasal dari CO-201 Jenis : Tangki silinder vertikal.
Kondisi operasi : Tekanan : 1 atm Suhu
: 70oC
a. Menghitung densitas uap dan liquid. Densitas liquid adalah 885,48 kg/m3 atau 55,276 lb/ft3.
Densitas gas adalah 1,64 kg/m3 atau 0,102 lb/ft3.
b. Menghitung laju alir gas dan liquid. WV = 7154,3089 kg/jam atau 4,3773 lb/s. WL = 817,0378 kg/jam atau 0,4999 lb/s.
c. Menghitung faktor pemisahan uap cair (FLV) FLV
W = L WV
ρV ρL
Keterangan : WL : Laju alir liquid (Lb/s) WV : laju alir uap (Lb/s) ρV : Densitas uap (Lb/ft3) ρL : Densitas liquid (Lb/ft3)
Sehingga FLV = 0,03299, dengan menggunakan Gambar. 18.5b (Couper, 2005). Nilai KV didapat nilai KV = 0,32 Dimana : KV
= faktor kecepatan uap vertikal.
d. Menghitung kecepatan uap maksimum (Uv maks) (Uv)maks = K
V
= 0,32
ρL - ρV ρV (55,276 0,102 ) lb/ft 3 0,102 lb/ft 3
= 5 ft/s e. Menghitung debit uap Qv QV
=
WV ρV
= 24,697 ft3/s
(Couper, 2005)
f. Menghitung luas penampang minimum vessel
QV (U V ) max
AVmin =
AVmin = 4,9315 ft3
g. Menghitung diameter minimum Dmin =
Dmin =
4 . A total min
4(4,9315 ft 2 ) π
Dmin = 2,5 ft (30 in) Diameter dipilih dari D = Dmin sampai Dmin + 6 in (Couper, 2005), sehingga diambil diameter dalam vessel, maka ID yang dipilih adalah 30 in. h. Menghitung debit cairan QL =
WL ρL
QL = 0,051959 ft3/s i. Menghitung volume cairan dalam tangki Dengan thold (holding time) = 5 menit (300 s) (Ulrich, 1982), maka : VL
= QL.thold = 0,051959 ft3/s x 3 00 s = 15,587 ft3
j. Menghitung tinggi cairan didalam tangki
(Evans, 1979)
Pada tangki vertikal tinggi liquid maksimum ditambah 18 in dari nosel, sedangkan tinggi ruang kosong adalah 48 in (Evans, hal 155).
HV
18 in
Tinggi Liquid
HL Diameter
Gambar C.16. Dimensi tangki Vertikal k. Menghitung Tinggi maksimum liquid dan tinggi ruang kosong. Volume liquid (VL) = 15,587 ft3 HL = HL = 3,1608 ft atau 37,92 in HL = 37,92+18 HL = 55,92 in HV = 48 in l. Menghitung tinggi seperator Tinggi seperator dihitung L = H L + HV L = 55,92 + 48 L = 103.9299 in (8,66 ft)
m. Cek geometri Untuk seperator vertikal nilai (HL + HV)/D, harus terletak diantara 3 dan 5, sehingga
(HL + HV)/D = (HL + HV)/D = 3,464
n. Menghitung Tebal Dinding Shell Untuk menentukan tebal shell, persamaan yang digunakan adalah : ts
=
Pd .D i C 2(f .E 0,6.Pd )
dimana : ts Pd
(Brownell & Young, 1959)
= tebal shell (in) = tekanan desain (psi); safety factor = 20 % = 1,2 x Pops = 1,2 x (33,81) = 40,572 psia
f
= allowable stress (psi), (material yang digunakan adalah Carbon Steel SA-516 Grade 70 = 17.500 psi (Megyesy)
Di
= diameter dalam shell (in) = 30 in
E
= Efisiensi pengelasan
ts adalah 0,168546 tebal standar yang digunakan adalah ¼ in. o. Desain head dan bottom Bentuk head dan bottom yang digunakan adalah torispherical flanged and dished head.
Gambar C.17. Tutup Seperator Drum (SD-301) Keterangan : th
= Tebal head, in
icr
= Inside corner radius, in
rc
= Radius of dish, in
sf
= Straight flange,in
OD
= Diameter luar, in
ID
= Diameter dalam, in
b
= Depth of dish, in
OA
= Tinggi head, in
p. Menghitung tebal head dan bottom (th) th =
Pd .rc W C 2 .f.ε 0.2 Pd
dimana,
(Pers. 7.77 Brownell and Young, 1959)
0,5 1 rc W = 3 4 icr
(Pers. 7.76 Brownell and Young, 1959)
Dari Tabel 5.7 Brownell untuk : OD shell = IDs + 2ts = 30 in + 2(1/4) = 30,5 in Didapat icr = 1,875; Sehingga, W
th =
r = 30;
1 30 3 4 1,875
sf = 1,5 0,5
1,75
Pd .rc W C 2 .f.ε 0.2 Pd
th = 0,201 in th standar yang digunakan adalah ¼ in. q. Menghitung tinggi head OA = b + th + sf
(Brownell and Young,1959)
dimana, b = rc
rc icr 2 ID h 2 icr
2
b = 5,12 in Straight flange (sf) untuk torispherical head adalah 1,5 in atau 0,125 ft (Megyesy, 1983). Jadi total tinggi head (OA) = 5,12 + 0,25 + 1,5 = 6,875 in r. Menghitung volume head = 0,000049.Di3 + ¼..Di.sf 2 = 54,5 in3
Tabel C.28. Spesifikasi SEPERATOR (SE-201)
Fungsi Bentuk
Dimensi Shell
Dimensi Head dan Bottom Holding Time Tekanan Desain Bahan konstruksi Jumlah
Memisahkan uap dari cairan yang keluar dari Cooler (CO-201) Silinder vertikal dengan bentuk head dan bottom torispherical head IDs = 30 in (2,5 ft atau 0,762 m) Tinggi liquid (HL) = 55,92 in = 1,42 m Tinggi ruang kosomg = 48 in = 1,21 m Tinggi vessel = 103,92 in = 2,639 m Tebal = 1/4 in Tinggi = 6,875 in (0,174 m) Tebal = 1/4 in 5 menit 40,572 psia Carbon Steel SA-516 Grade 70 1
Buah
11. Blower (BL-201)
Fungsi
: Mengalirkan gas produk atas Separator (SE-201) ke Reaktor (RE-202)
Tipe
: Centrifugal Multiblade Backward Curved Blower
Pemilihan : Cocok untuk mengalirkan gas dan udara (Perry’s : 10-45) Harganya lebih murah (Tabel 4-9, Ulrich : 120) Efisiensinya tinggi (Banchero : 112)
Gambar C.18. Blower
Jumlah udara masuk (GG) = 7154,3089
kg jam
j. Menentukan densitas (ρ) Densitas campuran gas adalah 1,6417 kg/m3
k. Menentukan laju alir volumetrik udara (QU) QU digunakan untuk menentukan harga (Timmerhaus, fig 14-50 : 531) QU
GG
kg m3 jam = 4357,9107 kg jam 1,6417 3 m
7154,3089
=
l. Menentukan daya blower (P) hp = 1,57 x 10-4Q.P Keterangan : Q : Laju alir (ft3/menit) P : Tekanan (inH2O) Konversi : 1 ft3
= 0.02831685 m3
1 atm
= 406,79 inH2O
hp = 1,57 x 10-4 x 2564,969 ft3/menit x 488,15 inH2O hp = 196,5773 hp Nilai efisiensi diambil 80%, maka daya aktual blower adalah: Paktual = =
Pteoritis
196,5773 = 245,7216 hp 0,8
Daya standar 250 hp.
Tabel C.29. Spesifikasi Blower (BL– 201) Fungsi Mengalirkan gas produk atas Separator (SE201) ke Reaktor (RE-202) Kode Alat BL – 201 Tipe Centrifugal Multiblade Backward Curved Blower Power Motor 250 Hp
12.
Gudang Penyimpanan / Warehouse (W-101)
Fungsi
: Tempat untuk menyimpan bahan baku Urea. selama 30 hari
Tipe
: Bangunan Tertutup berbentuk persegi panjang dengan tutup konis (kerucut)
Jumlah
: Satu Buah
Kondisi
: Temperatur : 30°C Tekanan
: 1 atm = 101,325 kPa = 14,69 psia
Bahan Konstruksi : Bata yang dilapisi Semen
h
H
P
Gambar C.19. Gudang Penyimpanan Urea A. Menentukan Kapasitas
Kebutuhan Urea.
= 1735,52 kg/jam
Kebutuhan selama 30 hari
= 1249575,985 kg
Densitas Urea
= 1039,1706 kg/m3
Volume Urea =
1249575,985 kg 1202,4742 m3 3 1039,1706 kg/m
Over design factor = 20 %
(Peter, Timmerhaus, 2002, Tabel. 3-1, hal. 82)
Volume design = 1,2 x 1202,4742 m3 = 1442,9691 m3
B. Menentukan Dimensi Gudang Penyimpanan Urea Gudang penyimpanan direncanakan berukuran : Panjang = Lebar = 1,5H Volume gudang = P x L x T = P x L x 1,5H 1442,9691 m3 = 1,5H3 → H = 12,324 m = 40,433 ft Panjang Gudang = Lebar Gudang = 18,487 m = 60,652 ft
B. Menentukan Tinggi Head (Desain Atap) Bentuk atap yang digunakan adalah conical (konis). Diameter tangki 15 ft (≤ 60 ft), oleh karena itu dapat digunakan atap tanpa penyangga (self supporting conical roof). Untuk self supporting conical roof , digunakan plat dengan tebal 5/16 in dengan pengelasan jenis double weld full- fillet joint. Selanjutnya diperiksa besar sudut elemen konis dengan horizontal.
h
o
90
D 2
r 90
D = diameter tangki,ft r = jari-jari, in 6D sin sudut elemen konis dengan horizontal
Gambar C.20. Jari-jari Lekukan untuk Atap Konis (Sumber : Brownell, Young, 1959, hal. 63)
Tinggi head dapat dihitung dengan korelasi sudut pada gambar C.7. Pada Gambar C.7. diameter gudang = lebar gudang, dengan mengambil sudut θ = 10 0 , maka tinggi atap dapat dihitung dengan korelasi sudut pada Gambar C.7. tan θ =
h Lebar warehouse / 2
tan 10 0 =
h → h = 1,629 m = 5,344 ft 18,487 / 2
Tinggi Total Gudang, HT = Tinggi Head (h)+ Tinggi Gudang (H) =1,629 m + 12,324 m = 13,953 m = 45,777 ft
Tabel C.30. Spesifikasi Gudang Penyimpanan / Warehouse (W-101) Alat Warehouse Kode
W-101
Fungsi
Tempat untuk menyimpan bahan baku Urea. selama 30 Hari
Tipe
Bangunan Tertutup berbentuk persegi panjang dengan tutup konis (kerucut)
Bahan Konstruksi
Bata yang dilapisi Semen
Kondisi
Temperatur : 30°C Tekanan : 1 atm
Kapasitas
1249575,985 m3
Dimensi Wall
Panjang : 60,652 ft (18,487 m) Lebar : 60,652 ft (18,487 m) Tinggi : 45,777 ft (13,953 m)
Dimensi Head
Tinggi : 5,344 ft (1,629 m) Tebal : 5/16 inchi 1
Jumlah
Buah
13. Belt Conveyor (BC-101)
Fungsi
: Untuk mengangkut bahan baku Urea dari Warehouse (W101) ke Bucket Elevator (BE-101) : Troughed Belt on 20o Idlers
Tipe
Dasar Pemilihan :
Mampu membawa ukuran material yang kuantitasnya besar
Membutuhkan tenaga yang relatif kecil dan dapat membawa atau mengangkut material pada jarak yang cukup jauh
Membawa material dengan cara memikul atau menyangkut
Gambar C.21. Troughed Belt on 20o Idlers (Sumber : Perry’s, Ed.7th, hal. 21-11) Data operasi : Laju alir
= 1735,52 kg/jam
Over design factor
= 20 %
Sehingga kapasitas belt
= 1,2 x (1735,52 kg/jam x 1 ton/1000 kg)
(Walas, M., 1990, Tabel 1.4, hal 7)
= 2,08262 ton/jam
Gambar C.22. Spesifikasi Belt Conveyor
Berdasarkan kapasitas Belt Conveyor sebesar 2,08262 ton/jam serta menurut Tabel. 21-7, hal. 21-11, Perry’s, Ed.7th, 1999, didapatkan spesifikasi Belt Conveyor sebagai berikut : Belt width
: 14 in (35 cm)
Cross sectional area of load : Luas permukaan belt untuk menampung material adalah 0,11 ft2 (0,010 m2) Belt plies
: Jumlah lapisan dalam konstruksi belt untuk lebar 14 in adalah 3-5 lapis
Maximum lump size : - Size material 80 % under 2 in (51 mm). Ukuran material yang seragam minimal 80 % dari total material yang masuk ke dalam belt. - Unsize material, not over 20 %:
3 in (76 mm).
Ukuran material yang tidak seragam tidak lebih dari 20 %. Belt speed
: Kecepatan belt untuk mengangkut material adalah 200 ft/min (normal) s.d. 300 ft/min (maksimum)
Berdasarkan Peters, Timmerhaus, 2002, Fig. 12-60, hal. 573 diperoleh: Horse power : Daya yang diperlukan untuk menggerakkan belt conveyor adalah 0,75 kW atau 2 hp Panjang belt
: 7m
Tabel C.31. Spesifikasi Belt Conveyor (BC-101) Alat Belt Conveyor Kode
BC-101
Fungsi
Untuk mengangkut bahan baku Urea dari Warehouse (W-101) ke Bucket Elevator (BE-101)
Tipe
Troughed Belt on 20o Idlers
Power
2 hp
Luas permukaan belt
0,11 ft2 (0,010 m2)
Lebar belt
35 cm
Panjang belt
7m
Kecepatan belt
200 ft/min (61 m/min) 1
Jumlah
Buah
14. Bucket Elevator (BE-101)
Fungsi
: Untuk membawa padatan Urea menuju Mixing Tank (MT-101)
Tipe
: Continous Bucket Elevator
Dasar Pemilihan : Jumlah bucket lebih banyak dan lebih rapat serta membentuk susunan bucket yang kontinyu : Memiliki sudut kemiringan 45° : Dapat digunakan untuk material-material dengan berbagai bentuk dan ukuran
Gambar C.23. Continous Bucket Elevator (Sumber : Perry’s, Ed.7th, hal. 21-13)
Data Operasi : Laju alir massa = 1735,52 kg/jam Over design factor = 20 %
(Walas, M., 1990, Tabel 1.4, hal 7)
Sehingga kapasitas Bucket Elevator = 1,2 x (1735,52 kg/jam x 1 ton/1000 kg) = 2,08262 ton/jam
Gambar C.24. Spesifikasi Belt Elevator Berdasarkan kapasitas sebesar 2,08262 ton/jam serta menurut Tabel. 21-9, hal. 21-16, Perry’s, Ed.7th, 1999, didapatkan spesifikasi Bucket Elevator sebagai berikut : Ukuran bucket = 8 x 5,5 x 7,75 in (203 x 140 x 197 mm) Kapasitas = 35 ton/jam Bucket spacing = 8 in (203 mm) Elevator center = 25 ft Putaran poros = 28 rpm Power poros = 1,8 Hp Rasio daya/ tinggi = 0,06
Power yang digunakan (P) : P = ( Tinggi Elevator x Rasio Daya/Tinggi ) + Power poros (Brown, G., 1950, hal. 61) = (25 ft x 0,06) + 1,8 = 3,3 hp
Berdasarkan power motor sebesar 3,3 hp didapatkan efisiensi motor sebesar 84 %
(Peter, Timmerhaus, 2002, Fig. 12-18, hal. 516)
Power motor = 3,3/0,84 = 3,928 Hp (4 Hp) Tabel C.32. Spesifikasi Alat BE-101 Alat Bucket Elevator Kode
BE-101
Fungsi
Untuk membawa padatan Urea menuju Mixing Tank (MT-101)
Tipe
Continous Bucket Elevator
Power
4 Hp
Dimensi Bucket
Ukuran bucket : 8 x 5,5 x 7,75 in (203 x 140 x 197 mm) Jarak antar bucket : 8 in (203 mm) Tinggi elevator : 25 ft (7,620 m) Kapasitas : 35 ton/jam
Jumlah
1
buah
15. Feeder (FE-101)
Fungsi
: Menampung sementara dan mengumpankan CO(NH)2 padat menuju MT-101
Jenis
: Feeder
Bahan Konstruksi
: Carbon Steel SA 283 grade C (0,1 % Carbon, 0,25 % Mo, 1,85 % Ni, 0,8 % Cr)
Pertimbangan
: - Mempunyai allowable stress cukup besar (12.650psi) - Tahan terhadap korosi (< 0,05 % Sulfur Acid) - Temperatur Operasi -28°C – 343,33°C
(Brownell, Young, 1959) Kondisi Operasi
: Temperatur
: 308,15 K
Tekanan
: 1 atm D
H
h
d
Gambar C.25. Feeder CO(NH)2 a. Menentukan Kapasitas Storage Tabel C.33. Komponen bahan di dalam storage Komponen Massa (kg) kmol Wi CO(NH)2 H2O Total
1 wi i
ρ=
1 9.79E - 04
1722,94 12,58 1735,522
28,68 0,698
= 1021,040 kg/m3 = 63,7413 lb/ft3 Waktu tinggal = 0,25 jam W = kapasitas x waktu tinggal
0,99 0,01 1
ρi (kg/m3)
wi/ρi
1022,18 885,45
9.71E-04 8.18E-06 9.79E-04
(Coulson, 1983:238)
= 1735,522 kg/jam x 0,25 jam = 433,88 kg Volume padatan =
=
W
433,88 kg 1021.040 kg
m3
= 0,4249 m3 = 15,01 ft3 Over design : 20 % V = 1,2 x 0,4249 m3 = 0,510 m3 = 18,01 ft3
b. Menentukan Dimensi Storage Vtot
= V shell + V konis terpancung
Vshell
= ¼ π D2 H
Vkonis = π h/12 (D2 + D.d + d2 )
(Wallas, 1988: 627)
Dimana : D = diameter shell, ft d = diameter ujung konis, ft H = tinggi shell, ft H = tinggi konis, ft θ = sudut konis h =
tg (D d) 2
(Hesse, Pers 4-17: 92)
Diketahui angle of repose (sudut gelinding) zat = 40o (Tabel 5.3, Hal: 79, Walas, 1988). Angle of repose akan mempengaruhi kemiringan (θ) pada bagian conical. Pada perhitungan ini diambil nilai θ = 40o, karena pada kemiringan tersebut, padatan masih bisa menggelinding. h =
tg 40( D d ) 2
= 0,419( D d ) maka V konis = 0,262h (D2 + D.d + d2 ) V konis = 0,262 x (0,419(D - d) (D2 + D.d + d2 )) V konis = 0,131 x (D3 – d3) Diketahui bahwa :
D 4 d
(Ludwig,
Hal.165) d = D/4 maka, Vtot = V konis terpancung + Vshell Diambil H/D = 2
(Tabel 4.27. Ulrich, 1984:248)
Vtot = 0,110 x (D3 - (D/4)3) + ¼ x π x D2 x 2D Vtot ={0,110 x (D3-(D/4)3)}+ 0,25 x π x 2D3 18,01 ft3 = 0,110 x (D3-(D/4)3) + 1,5714 D3 18,01 ft3= 1,686 D3 D3 = 8,299 ft
D
=
2,02 ft =
24,29 in =
0,62 m
H
=
4,05 ft =
48,59 in =
1,24 m
D
=
1,01 ft =
12,14 in =
0,31 m
H
=
0,50 ft =
6,07 in =
0,15 m
Volume konis = 0,131 x (D3 – d3) = 0,131 x (2,023 – 1,013) = 0,951 ft3 Vshell
= ¼ π D2 H = ¼ x 3,14 x 2,022 x 4,05 = 13,03 ft3
Htotal
= H+h = 4,05 + 0,50 = 4,55 ft
Tinggi padatan di dalam shell V padatan di shell = volume padat – volume konis = 15,01 – 0,951 = 14,05 ft3 V padatan di shell =
14,05 ft3 =
x D 2 x Hs 4
3,14 2,02 2.Hs 4
Hs = 3,2930 ft Tinggi CO(NH)2 di storage = Hs + h = 3,293 ft + 0,50 ft = 3,79 ft
c. Menentukan tekanan desain
Asumsi : 1. Tekanan ke arah dinding konis diabaikan karena material termasuk free flowing sehingga pada proses pengeluaran bahan tidak menempel pada dinding feeder 2. Tekanan didalam feeder hanya terjadi karena akibat gaya gravitasi yaitu berupa tekanan hidrostatik saja.
P abs = P operasi + P hidrostatis dimana P hidrostatis =
P abs = 14,7 +
(h 1) 144
(Pers 3.17. Brownell, 1959:46)
63,7413 (3,79 1) 144
P abs = 17,35 psi
Tekanan desain 5-10 % di atas tekanan kerja normal/absolut. (Rules of thumb. Walas,1988:xviii) Tekanan desain yang dipilih 10 % diatasnya, jadi P desain = 1,1 x 17,35 psi = 19,08 psi
d. Menentukan Tebal Dinding Storage
ts
P.ri C f .E 0,6P
Dimana : ts = Tebal shell, in P = Tekanan dalam tangki
(Pers 14.31 Brownell, 1959:275)
f = Allowable stress = 12.650 psi
(Tabel 13.1 Brownell,1959:251)
ri = Jari-jari dalam storage E = Efisiensi pengelasan = 80 % (0,8) (tipe double welded butt joint)
(Tabel 13.2 Brownell,1959:254)
c = Faktor korosi = 0,125 /10 tahun
(Tabel 6,
Timmerhaus,1991:542) ts =
19,08 x (24,29/2) + 0,125 ((12.650 0,8) - ( 0,6 19,08))
= 0,1479 in (diambil tebal standar = 3/16 in) e. Tebal Dinding Konis Storage, tc Kemiringan konis = = 40 o
tc
P.D C 2 cos (f .E 0,6P)
(Pers 6.154. Brownell
&Young,1959:118) =
19,08 24,29 0,125 2cos 40(12.650 0,8) - ( 0,6 19,08))
= 0,1875 in (diambil tebal standar = 3/16 in)
Tabel C.34. Spesifikasi Alat Feeder Alat Feeder Fungsi
Menampung sementara dan mengumpankan CO(NH)2 padat menuju MT-101
Kapasitas
433,88 kg
Dimensi
Diameter shell (D)
=
2,02 ft
Diameter konis bawah (d)
=
1,01 ft
Tebal shell (ts)
=
0,1875 in
Tebal konis (tc)
=
0,1875 in
Tinggi storage (Ht)
=
Tekanan Desain
19,08 psi
Bahan konstruksi
Carbon Steel SA-283 Grade C 1
Jumlah
4,05 ft
Buah
16.Mixing Tank (MT-101)
Fungsi
: Tempat mencampurkan CO(NH)2
dan H2O sehingga
diperoleh larutan CO(NH)2 untuk umpan Reaktor (RE202) Jenis
: Vessel vertikal dengan pengaduk
Bahan Konstruksi : SA-167 Grade 11 Type 316 (18 % Cr, 10 % Ni, 2 % Mo) Pertimbangan
: - Mempunyai allowable stress cukup besar (18.750 psi) - Tahan terhadap korosi
Tekanan
: 1 atm Air
Asam Fosfat
Out
Gambar C.26. Mixing Tank
Tabel C.35. Input MT-101 Komponen CO(NH)2 Air Jumlah
kg/jam 1722.94 655.38 2378.326364
kmol/jam 28.68705802 36.41009216 65.09715018
xi 0.724435776 0.275564224 1,000
ρ (kg/m3) 1022.18 885.45
μ (cp) 0.9600 0.4400
xi/ρ 7.09E-04 0.00031121 1.02E-03
xi/μ 0.7546206 0.626282327 1.380902927
ρ campuran =
xi xi
ρ campuran = 980.4604 kg/m3 ρ campuran = 61,208 lb/ft3 μ campuran =
xi xi
μ campuran = 0,7241cp μ campuran = 0,000724N/s.m2 μ campuran = 0,000724 kg/m.s a. Menghitung diameter dan dan tinggi tangki
Volume cairan dalam mixing tank = m/ρ = 2,425 m3 = 85,659 ft3 Faktor keamanan = 20% Maka volume mixing tank = 2,91 m3 = 102,791 ft3
Bentuk mixing tank dirancang berupa silinder tegak dengan head dan bagian bawah berbentuk torisperical. H = ID Volume head/bottom = 0,000049 ID3 Volume mixing tank = Volume silinder + (2 x volume head) 102,791 ft3 = (1/4 x л x ID2 x H) + 0,000098 D3 102,791 ft3 = 0,79 ID3 + 0,000098 D3 102,791 ft3
= 0,79
ID3
ID3 = 130,93 ft3 ID
= 5,08 ft = 1,55 m = 60,93 in
H = ID = 5,08 ft = 1,55 m = 60,93 in H
= 5,08 ft = 1,55 m = 60,93 in
4xVl Tinggi cairan dalam silinder (hl) = xID 2 hl = 4,232 ft = 1,289 m = 50,78 in
b. Menghitung tebal shell Tebal shell dihitung menggunakan persamaan 13.1 Brownel Hal. 254:
ts
piD c 2 fE 0.12 p
Tekanan design P abs = P operasi + P hidrostatik P operasi = 1 atm = 14,7 psi P hidrostatik = ρ x (g/gc) x h P hidrostatik = 4,23 psi P abs = 18,93 psia dengan faktor keamanan = 10 % maka, P desain = 20,83 psi Material yang digunakan SA-167 Grade 11 Type 316 dengan data sebagai berikut: f = 18.750
psi (B & Y hal. 342)
E = 0,8 (single-welded butt join. B&Y, hal 254) Faktor korosifitas ( c ) untuk 15 tahun = 0,25
(Timmerhaus, 1991)
Maka ts = 0,2922 in Tebal shell dihitung menggunakan Pers.13.1 Brownell:254 Dipilih tebal shell = 3/8 in = 0,375 in (dari Tabel 5.7 Brownell: 89)
Menghitung tebal head OD
b = tinggi dish
icr
OA
A
B sf
c.
ID
t
a
r
C
Gambar C.27. Torispherical Head
Keterangan : t
= Tebal head, in
Icr = Inside corner radius, in rc
= Radius of dish, in
sf
= Straight flange,in
OD = Diameter luar, in ID = Diameter dalam, in b
= Depth of dish, in
OA = Tinggi head, in Tebal head (th) : th
=
P.rc. w C 2.fE 0,2P
(Brownell and Young,1959: 258)
Dimana : w
=
r 1 . 3 c 4 icr
(Brownell and Young,1959:258)
Keterangan : t
= Tebal head (in)
P
= Tekanan desain (psi)
rc
= Radius knuckle, in
icr = Inside corner radius ( in) w
= stress-intensitication factor
E
= Effisiensi pengelasan
C
= Faktor korosi (in)
OD = ID + ( 2 x tebal dinding) OD = 61,68 in dari Tabel 5.7 Brownell:89 diambil OD = 120 in dengan OD perhitungan = 119,86 in untuk ts = 3/8 in = 0,375 in, Diperoleh: rc = 114 in icr = 7,25 in
(Brownell & Young,1959:89)
Maka : w = 1,741 in th = 0,3878 in thstandar = 7/16 in = 0,4375 in
Depth of dish (b) (Brownell and Young,1959:87) ID rc (rc icr ) icr 2
b
=
b
= 20,94 in
2
2
Tinggi Head (OA) Untuk ts 3/8 dipilih sf = 3 in OA = th + b + sf
(Brownell and Young,1959, Hal:87)
OA = 13,2428 in OA = 1,1036 ft
d. Menentukan Tinggi Tangki Total H mixer = tinggi silinder + ( 2 x tinggi head ) Ht
= 87,41 in = 7,28 ft
e. Desain Pengaduk Dari Fig. 10.57 Coulson, untuk volume vessel = 2,425 m3 dan viskositas 0,0007242 N/s.m2, digunakan impeller tipe turbine.
Gambar C.28. Agitator Selection Guide
Karena turbin memiliki range volume yang besar dan dapat digunakan untuk kecepatan putaran yang cukup tinggi, sehingga dipilih jenis flat six blade turbine whit disc dengan geometri sebagai berikut:
Dari Table 3.4-1 geometri proportions untuk sistem pengadukan standar (Geankoplis, 1993). Diameter tanki Dt = 5,0778 ft = 60,93 in = 1,54 m Tinggi cairan Ht = 5,0778 ft = 60,93 in = 1,54 m Diameter impeller: Da = 1/2 Dt Da = 2,53 ft = 30,4670 in = 0,7739 m Dd = 2/3 Da Dd = 1,69 ft = 20,31 in = 0,51 m Panjang blade: L = 1/4 Da L = 0,63 ft = 5,07 in = 0,12 m
Lebar baffle: J = 1/12 Dt J = 0,42 ft = 6,093in = 0,15 m Lebar impeller: W = 1/5 Da W = 0,507 ft = 6,093 in = 0,15 m Tinggi impeller: E = 1/3 Dt E = 1,69 ft = 20,31 in = 0,51m
Jumlah impeller yang digunakan: Menurut Dickey (1984) dalam Walas 1990 Hal. 288, kriteria jumlah impeller yang digunakan didasarkan pada viskositas liquid dan rasio ketinggian (H) terhadap diameter tangki (D). Diketahui bahwa : Dt = 5,077 ft Ht = 5,077 ft HL /D = 1 µ liquid = 0,7242 cP Tabel C.36. Pemilihan jumlah impeler Max Clearance Viscositas,cP Jumlah H/D Lower Upper <25000 1,4 1 h/3 <25000 2,1 2 D/3 (2/3)h >25000 0,8 1 h/3 >25000 1,6 2 D/3 (2/3)h Rasio H/D maksimum untuk penggunaan 1 buah impeller adalah 1,4 untuk viskositas liquid < 25000 cP dan rasio H/D = 1 maka jumlah impeller yang digunakan sebanyak 1 buah.
f. Daya pengadukan
Kecepatan putaran motor standar yang tersedia secara komersil adalah 37, 45, 56, 68, 84, 100, 125, 155, 190 dan 320 rpm. (Walas, 1990) N = 56 rpm N = 0,933 rps Bilangan Reynold,
mix D a N mix 2
Nre = Nre = 756773,79
Dari Gambar 10.6 Walas 1990 untuk kurva 1 diperoleh angka daya, Np = 5
Gambar C.29. Grafik mencari nilai Np
Kebutuhan daya teoritis : P = N p . mix .N 3 .Da5
gc P = 34,3874 ft.lbf/s P = 0,0625 hp Efisiensi motor = 80 % Motor yang digunakan = 0,0782 hp
g. Panjang batang sumbu pengaduk (axis length)
Axis length ( L ) = tinggi total tangki + jarak dari motor ke bagian atas bearing – jarak pengaduk dari dasar tanggi Tinggi total tangki: Htotal = 7,285 ft Jarak dari motor ke bagian atas bearing: S = 1 ft Jarak pengaduk dari dasar tangki : E = 1,69 ft Axis length ( L ) = 6,59 ft Axis length ( L ) = 2,0094 m h.
Diameter sumbu, Ds (axis diameter) Tc = P x 75 x 60
(Pers.14.8, M.V. Joshi:400)
2xπxN Keterangan: Tc = momen putaran (kg.m) P = daya (hp) N = kecepatan putaran (rpm) Tc = 1,00 kg.m Dari M.V Joshi, Pers. 14.10 pp.400, Tm = (1,5 or 2,5) x Tc Digunakan Tm = 1,5 Tc Tm = 1,500 kg.m Zp = Tm fs Tm = torsi maksimum P = shear stress fs = section of shaft cross section Material sumbu yang digunakan commercial cold rolled steel.
Axis shear stress yang diizinkan : 550 kg/cm2 Modulus elastisitas : 19,5 x 105 kg/cm2 Batasan elastis pada tegangan : 2.460 kg/cm2 Zp = 0,2727 3 Zp = . d 16 d3 = Zp x 16
d
= 1,1159 cm
Digunakan diameter sumbu 4 cm.
i.
Mengecek Waktu Pengadukan Sempurna
Kriteria untuk pengadukan sempurna adalah:
QR 10 Fv dengan : QR = kecepatan sirkulasi (m3/jam) Fv = debit kecepatan umpan masuk mixer (m3/jam) Untuk turbin dengan 6 blade, wi = 1/5 Di dan Re > 104, Re
ρ.N.Di2 μ
Re = 62369382,70
N QR
(Re > 104)
0.93 ID Di
NQR = 1,86 Maka, QR = NQR.N.Di3 = 3978,41 m3/jam
Menghitung flow rate campuran ∑
Jadi,
= 0,0664 m3/jam
QR 59920,92 10 Fv
sehingga pengadukan sempurna sekali.
Secara sederhana:
Tabel C.37. Spesifikasi Alat MT–101 Alat Mixing Tank Kode
MT-101 Tempat mencampurkan CO(NH)2
dan
Fungsi H2O sehingga diperoleh larutan CO(NH)2 untuk umpan Reaktor (RE-202) Jenis
Vessel vertikal dengan pengaduk
Bahan Konstruksi
SA-167 Grade 11 Type 316
Kapasitas
2,91 m3
Dimensi
OD
= 120
Htotal
= = 7,28 ft
Tebal shell
= 0,375 in
Tebal head
= 0,4375 in
Impeller
= Disc six flat-blade
in
open turbine Jumlah Power
0,0782 hp
Jumlah
1 buah
= 1 buah impeller
17. Heater (HE-102)
Jenis
: Double Pipe Heat Exchanger
Fungsi
: Menaikkan temperatur air dari 30 oC menjadi 42 oC
Pemilihan : Sesuai untuk HE dengan luas perpindahan panas kurang 200 ft2
Gland
Gland
Gland
Return Bend
Return Head
Tee
Gambar C.30. Double Pipe Heat Exchanger (Kern, 1965, Hal.102) Data perhitungan : Fluida panas : Steam Laju alir, W = 22,9648 kg/jam = 50,628 lb/jam T masuk, T1 = 300 oC = 572 oF T keluar, T2 = 300 oC = 572 oF Fluida dingin : air Laju alir, w = 642,80 kg/jam = 1417,1260 lb/jam T masuk, t1 = 30 oC = 86 oF T keluar, t2 = 42 oC = 107,6 oF a. Neraca panas
Beban panas, Q = 32265,54505 kJ/jam = 30581,7158 Btu/jam b. Menghitung ∆TLMTD
Driving force dari proses perpindahan panas adalah perbedaan temperatur antara fluida panas (hot fluid) dengan fluida dingin (cold fluid). Perbedaan temperatur yang terjadi di setiap titik di sepanjang heat exchanger ditunjukkan melalui nilai ∆TLMTD (Log Mean Temperature Difference). Karena nilai ∆TLMTD pada jenis aliran countercurrent lebih besar daripada jenis aliran paralel maka luas area perpindahan panas (surface area) yang dibutuhkan akan lebih kecil sehingga dipilih jenis aliran countercurrent (Kern, 1965, Hal: 90).
Tabel C.38. Temperatur aliran panas dan dingin Hot fluid Cold fluid 572 107,6 Higher temp. (F) 572 86 Lower temp. (F) 0 21,6 Differences (F) (T1 - T2) (t2 - t1) (T1- t1)
T1
Differences 464,4 486 378
∆t2 ∆t1 (∆t2 - ∆t1)
T2 AH-301
t2
t1
Gambar C.31. Aliran countercurrent pada heat exchanger LMTD = T1 t 2 T2 t 1
T t ln 1 2 T2 t 1
(Pers. 5.14, Kern 1965)
= 475,118 oF c. Menghitung Temperatur Kalorik, Tc dan tc Tavg = =
T1 T2 2
572 572 2
= 572 oF
tavg = =
t1 t 2 2
86 107,6 2
= 96,8 oF Cek viskositas pada terminal dingin untuk tiap fluida Annulus : Pada T = 572 oF µ
= 0,0195 cp
(Fig.15, Kern 1965)
Pipa : Pada t = 86 oF µ
= 0,86 cp
(Fig.15, Kern 1965)
Karena viskositas fluida pada terminal dingin < 1 cp (Kern, 1965, Hal: 111), maka:
Tc = Tavg tc = tavg
d. Pemilihan Jenis Alat Perpindahan Panas Hot fluid = steam dipipa Cold fluid = air di annulus Dari Tabel 8 (Kern, 1965) range Ud = 200 - 700 Btu/hr.ft2 °F dan dipilh Ud = 600 Btu/hr.ft2.°F. Area perpindahan panas (surface area) : A=
=
Q U D . Δt 30581,7158 15 475,118
= 0,1072 ft2 Karena A < 200 ft2, maka digunakan tipe double pipe dengan ukuran standar yang digunakan (Kern, 1965, Hal: 103): Tabel C.39. Spesifikasi double pipe yang digunakan (Kern, Tabel 6.2 dan 11) Annulus : Pipa : IPS = 2,5 in IPS = 1,25 in Sch. No = 40 Sch. No = 40 OD = 2,88 in OD = 1,66 in ID = 2,469 in ID = 1,38 in a''
=
0,753 ft2/ft
a''
=
0,435 ft2/ft
e. Menghitung Flow Area (a) Annulus : D2 = 2,469/12 = 0,2057 ft D1 = 1,66/12 = 0,1382 ft
( D 2 D1 ) 4 2
aa =
2
(Pers.6.3 Kern, 1965)
= 0,0182ft2 Diameter equivalent, De : ( D 2 D1 ) De = D1 2
2
= 0,167 ft Pipa : D = 1,38/12 = 0,115 ft ap
=
D 2 4
= 0,01038 ft2
f. Menghitung Mass Velocity (G) Annulus :
Ga =
=
W aa 1417,12 0,0182
= 77822,99 lb/hr.ft2
(Pers.6.3 Kern, 1965)
Pipa : w ap
Gp =
=
50,6281 0,01038
= 4876,712 lb/h g. Menghitung Bilangan Reynold (Re) Annulus : Tavg = 96,8 oF µ
= 0,86 cp × 2,42
(Kern, Fig. 15)
= 2,080 lb/jam ft Rea = De.Ga/µ
(Pers. 7.3)
=16272,77 Pipa : Pada tavg = 572 oF µ = 0,0195cp × 2,42
(Kern, Fig. 15)
= 0,046 lb/jam ft D
= 3,068/12 = 0,256 ft
Rep = D.Gp/µ
(Kern, Tabel 10) (Pers. 3.6)
= 17335,755
h. Menentukan JH (Heat Transfer Factor) i. Menentukan Termal Function
j. Menghitung Outside Film Coefficient (ho) dan Inside Film Coefficient (hi) Annulus: ho = 1230 Btu/hr.ft2.oF 164]
[table 25 Kern, Hal:
Pipa: hio = 1500 Btu/hr.ft2.oF
k. Menghitung Clean Overall Coefficient (UC) UC =
h io h o h io h o
[Pers. 6.38]
= 675,824 Btu/jam.ft2.oF l.
Menghitung Design Overall Coefficient (UD) Rd = 0,002 hr.ft2.oF/Btu
(Kern, Tabel 8)
1 1 Rd = U D Uc =
1 0,002 675,824
= 0,00347 UD = 287,38 Btu/hr.ft2.oF
m. Menghitung Luas Permukaan Perpindahan Panas Yang Dibutuhkan A =
=
Q U D . t
30581,7157 287,38 475,11
= 0,2239 ft2 a” = 0,435 ft2/ft
(Kern, Tabel 11)
Panjang pipa : L =
A a"
= 0,5148 ft linier Panjang hairpin = 12, 15, 20 ft Diambil Lh
= 12 ft
(Kern, Hal: 103)
Hairpin terdiri dari 2 pipa (n = 2) , maka jumlah hairpin yang diperlukan : Hairpin =
=
L 2.L h 0,2239 2 12
= 0,429 = 1 buah
Koreksi panjang pipa: Lkor = 2.Lh x hairpin = 1 x 12 x 2 = 24 ft linier
n. Menghitung Luas Permukaan Perpindahan Yang Tersedia Sebenarnya A = Lkor x a” = 24 x 0,435 = 10,44 ft2
o. Menghitung Actual Design Overall Coefficient (UDaktual) UDaktual = =
Q A.t 30581,715 73,36 475,118
= 258 Btu/hr.ft2.oF
p. Menghitung Dirt Factor (Rd) Rd = =
Uc Ud Uc Ud 675,82 258 675,85 258
= 0,00239 hr.ft2.oF/ Btu
Rd yang diperlukan = 0,002 hr.ft2.oF/Btu Rdhitung > Rddiperlukan
(Kern, Tabel 12)
(memenuhi)
q. Menghitung Pressure Drops (ΔP) Annulus : De’ = D2 – D1 = 0,205 – 0,1383 = 0,0674 ft
De a '.G a μ
Rea’ = =
0,0674 77822 2,080
= 25218,712 (
Fa =
=
4 f Ga 2 L 2 g ρ 2 De' 4 0,012 (77822) 2 24 2 4,18.10 8 0,03518 2 0,0674
= 996,620 ft Va = =
)
Ga 3600 77822 0,03518 3600
= 26,68 ft/s V2
ΔFi = 2 x 2g 26,68 2 = 2 2 32,2
= 22,098 ft
(Kern, Pers. 3.47b)
(Pers.6.14 Kern, 1965)
Pa =
=
1 ΔFa ΔFi ρ 2 144 1 996,620 22,098 0,03518 x 2 144
= 3,239 psi ΔPa untuk liquid < 10 psi (memenuhi)
Pipa : Rep = 17335,7559 ( ρ
= 0,068024 lb/ft3
Fp =
)
(Kern, Pers. 3.47b) (Appendix A.3-3, Geankoplis)
4 f G2 L 2g 2 D
4 0,000525 (4876,7124) 2 24 = 2 4,18.10 8 0,0682 2 0,167
= 1848,417 ft
Pp = =
Fp 144 1.848,417 0,0682 144
= 0,573 psi ΔPp untuk steam < 1 psi (memenuhi)
Tabel C.40. Spesifikasi HE–102 Alat Heater Kode
HE-101
Fungsi
Menaikan temperatur air dari 30 oC menjadi 42 oC untuk melarutkan urea di dalam mixing tank (MT101)
Bentuk
Double Pipe Heat Exchanger
Dimensi pipa
Annulus: IPS
= 2,5 in
Sch. No. 40 OD
= 2,88in
ID
= 2,469in
Inner pipe: IPS
= 1,25 in
Sch. No. 40 OD
= 1,66in
ID
= 1,38 in
Jumlah hairpin
= 1 buah
Panjang 1 pipa
= 12 ft
∆P, annulus
= 3,239psi
∆P, inner pipe
= 0,573 psi
18. Pompa (PP-102)
Fungsi
: Mengalirkan Air menuju ke Mixing Tank (MT-101).
Tipe Pompa
: Centrifugal pump
Alasan Pemilihan :
Dapat digunakan range kapasitas yang besar dan tekanan tinggi
Konstruksi sederhana sehingga harganya relatif lebih murah
Kecepatan putarannya stabil
Tidak memerlukan area yang luas V2 P2 T2 Z2
V1 P1 T1 Z1
V3 P3 Z3
V4 P4 Z4
Gambar C.33. Skema Aliran pada Pompa
Friction loss yang perlu diperhitungkan antara lain : Friksi karena kontraksi dari tangki ke pipa Friksi pada pipa lurus Friksi pada elbow Friksi karena ekspansi Friksi pada valve Friksi pada pipa tee Asumsi : Sifat-sifat fisis cairan dianggap tetap Fluida incompressible Data-data perhitungan : feed = 885,448 kg/m3 feed = 0.440 cp = 0,00044 kg/m.s
T1 = 42 oC
T2 = 42 oC
P1 = 1 atm
P2 = 1 atm
FV = 642,804 kg/jam
FV = 642,804 kg/jam
a. Menghitung Debit Cairan Diambil over design = 10 % FV design = 1,1 x 642,804 kg/jam = 707,085 kg/jam = 0,196 kg/detik Q
Fv
707,085 885,448
= 0,799 m3/jam = 0,000221 m3/detik = 0,470 ft3/menit = 3,516 gal/menit
b. Menghitung Diameter Pipa Diameter pipa optimum untuk material carbon steel dihitung dengan persamaan (Coulson, 1983, pers. 5.14): Dopt = 226 × G0,5 × ρ-0,35 Keterangan : Dopt = Diameter pipa optimum (mm) G
= Laju alir massa (kg/s)
= Densitas larutan (kg/m3)
Dopt = 226 × (0,196 kg/s)0,5 × 885,448 kg/m3)-0,35 = 9,3151 mm = 0,3667 in
Dari Appendix A.5-1 (Geankoplis 1993:892), diperoleh ukuran comersial pipe: Tabel C.41. Ukuran Comersial Pipe Karakteristik in NPS 0,75 Sch 40 OD 1,050 ID 0,824
Meter 0,75 40 1,050 0,824
c. Menentukan Bilangan Reynold (NRe) Bilangan reynold (NRe) dapat dihitung dengan persamaan (Geankoplis, 1993, Pers.4.5-5) : NRe =
ρ x ID x v μ
Keterangan : NRe = Bilangan Reynold
= Densitas larutan (kg/m3) ID = Diameter dalam pipa (m) v
= Kecepatan aliran (m/s)
= Viskositas larutan (kg/m.s) Dimana : Qtangki = Qpipa = vpipa
4
2 D pipa v pipa
= = = 0,645 m/detik
885,448 kg/m 0,645 m/s 0,021 m 3
NRe =
0,00044 kg/m. s
= 27169,693 (Aliran Turbulen, NRe > 4000) d. Menghitung Panjang Equivalent
Faktor koreksi, = 1 (Untuk aliran turbulen) Diameter pipa = 0,824 in = 0,021 m Roughness, ε = 0,000046 (untuk pipa comercial steel) ε/D = 0,0022 Dari gambar. 2.10-3, Geankoplis, 1993, diperoleh f = 0,008 Untuk panjang equivalent, dari gambar. 127 Brown, 1950, diperoleh : Tabel C.42. Panjang Equivalent Pipa Komponen Jumlah Pipa lurus Standard elbow Globe valve Gate valve fully open standard tee Total panjang equivalent
Le (ft)
Le (m)
Total (m)
48 2 20 0,5 4,5
14,631 0,610 6,096 0,152 1,372
14,631 2,438 6,096 0,152 0,000 23,317
1 4 1 1 0
e. Menghitung Friction loss 1. Friksi karena kontraksi dari tangki ke pipa 2
A V2 V2 hc = 0,55 1 3 = Kc A1 2 2
Keterangan : hc : friction loss V : kecepatan pada bagian downstream
α : faktor koreksi, aliran turbulen = 1 A3 : luas penampang pipa (yang lebih kecil) A1 : luas penampang tangki (yang lebih besar) Dimana : A3/A1 = 0 Kc
= 0,55
hc
V2 = Kc 2 = 0,55 x
(Pers.2.10-16, Geankoplis, 1993)
(0,645) 2 2 1
= 0,114 J/kg 2. Friksi pada pipa lurus
NRe = 23.248,107 /ID = 0,0022 f
= 0,008 (Gambar.2.10-3, Geankoplis,1993)
Ff
= 4f
L V 2 ID 2
= 4 x 0,008
(23,317) (0,645) 2 (0,021x0,0254) (2 1)
= 292,033 J/kg 3. Friksi pada sambungan (elbow)
Jumlah elbow = 4 Kf = 0,75 (tabel 2.10-1, Geankoplis)
V2 (0,645) 2 hf = K f = 4 0,75 = 0,624 J/kg (2 1) 2 4. Friksi karena pipa tee Jumlah tee = 0 Kf = 1
V 2 hf = K f 2 = 0,000 J/kg 5. Friksi karena ekspansi
A Kex = 1 4 A2
2
A4 = luas penampang pipa (yang lebih kecil) A2 = luas penampang tangki (yang lebih besar) A2/A4 = 0 Kex he
=1
(0,645) 2 V2 = K ex = 1 = 0,208 J/kg 2 (2 1)
6. Friksi pada valve
Globe valve wide = 1 = Kf = 9,5
(Tabel 2.10-1, Geankoplis, 1983)
Gate valve wide = 1 = Kf = 0,17 (Tabel 2.10-15, Geankoplis, 1983)
V 2 K hf = f 2 = ((1 9,5) (1 0,17))
(0,645) 2 (2 1)
= 2,012 J/kg
Total friksi, ΣF = hc + Ff + hf,elbow + hf,tee + he + hf,valve = (0,114 + 292,033 + 0,624 + 0,000 + 0,208 + 2,012) J/kg = 294,991 J/kg
f.
Menghitung tenaga pompa yang digunakan
Persamaan
neraca
energi
yang
dijelaskan
melalui
persamaan
Bernaulli (Pers. 2.7-28 Geankoplis, 1983) :
V22 V12 p p1 g Z 2 Z1 2 F (Wp).η = - Ws = 2 =
0,645 2 0 2 101,325 - 101,325 9,8 3,500 294,991 2 1 885,448
= 328,896 J/kg Wp =
328,896 J/kg
Dimana η = 23 % dari Gambar.3.3-2, Geankoplis, 1983 Hal: 146, maka : Wp =
2.187,090 = 1429,983 J/kg 0,40
Power, P = G.Wp = 0,196 kg/s x 1429,983 J/kg = 280,866 J/s = 0,377 hp Jadi digunakan pompa dengan daya 0,5 hp.
g. Menghitung beda tekanan antara bagian suction dan discharge
p 4 p3
V32 V 242 1
2
p3 p4 Ws .
g Z 3 Z 4 Ws F
p3 p 4 ((328,896 J / kg) / 2,988) x ( (55,275 lb / ft 3 ) / 144)
p3 p 4 42,252 psia 2,875atm
h. Menghitung NSPH
Cek Kavitasi : Pv = 0,004 atm NPSH (Net Positive Suction Head) available : NPSH A
P1 PV Hsuction Fsuction g
NPSH A = 11,624 m
NPSH (Net Positive Suction Head) Required : Dari gambar 7.2 b Walas : N = 3.500 rpm S = 7.900 (single suction) Q = 0,470 ft3/min
N Q0,5 NPSH = S
4/3
(pers. 7.15 Walas, 1988)
= 0,204 ft = 0,062 m NPSH A > NPSH R, pompa aman dari kavitasi
Keterangan : NPSHR = Net Positive suction head required (ft) NPSHA= Net Positive suction head available (ft)
Tabel C.43. Spesifikasi Pompa (PP–102) Alat Pompa Fungsi
Mengalirkan Air
menuju ke Mixing Tank
(MT-101). Jenis
Centrifugal pump, single suction, single stage
Kapasitas
3,516.gpm
Efisiensi Pompa
23 %
Dimensi
NPS
= 0,75 in
Sch
= 40 in
Beda ketinggian = 3,5 m Power motor
0,5 hp
NPSH
0,062 m
19. Pompa (PP-103)
Dengan melakukan perhitungan seperti di atas diperoleh spesifikasi pompa sebagai berikut :
Tabel C.44. Spesifikasi Pompa (PP–103)
Alat
Pompa
Fungsi
Mengalirkan larutan urea dari Mixing Tank (MT-101) menuju ke Reaktor
Jenis
Centrifugal pump, single suction, single stage
Bahan Konstruksi
Stainless Steel (austenitic) AISI tipe 316
Kapasitas
11,681 gpm
Efisiensi Pompa
35 %
Dimensi
NPS
= 0,75 in
Sch
= 40 in
Beda ketinggian = 3,5 m Power motor
10 hp
NPSH
0,139 m
20. Reaktor (RE-202)
Fungsi
: Tempat mereaksikan CO(NH)2 (aq) dan HCHO (g)
Tekanan operasi
: 1,2 atm
Temperatur operasi
: 70 oC
Konversi
: 97 %
Tipe reaktor
: Reaktor Alir Tangki Berpengaduk
Fase reaksi
: cair – gas
Kondisi
: Isotermal
Tipe perancangan
: Vertikal vessel dengan torispherical head sebagai tutup atas dan bawah, dilengkapi dengan sistem pendingin dan pengaduk.
Sistem pemanas
: Coil pendingin
Alasan pemilihan
: 1. Pada RATB, suhu dan komposisi campuran di dalam reaktor selalu sama.
2. Konstruksi relatif lebih mudah dan murah 3. Transfer massa dan panas berlangsung dengan baik karena adanya pengadukan. 4. Cocok untuk reaksi fasa gas-cair, adanya pengadukan mengakibatkan gas HCHO terdifusi dengan seragam ke dalam larutan urea. (Fogler 3rd Ed, 1999; hal 10 dan O’Brien 3rd Ed, 2009; hal 114)
Gambar C.34. Reaktor Dimana : F11 = Laju alir umpan gas dari separator F16 = Laju alir umpan larutan urea dari mixing tank F17 = Laju alir gas keluar F18 = Laju alir produk yang keluar Reaktor (kg/jam)
a. Menentukan Volume Reaktor Dalam perancangan ini digunakan reaktor alir berbentuk tangki berpengaduk (CSTR) yang dilengkapi koil pendingin dengan pertimbangan : 1. Reaksi berlangsung pada fase cair-gas 2. Proses kontinyu
Asumsi-asumsi: 1. Pengadukan sempurna, sehingga komposisi zat alir keluar reaktor sama dengan komposisi zat di dalam reaktor. 2. Reaktor beroperasi secara isotermal dan non-adiabatis, sehingga panas hasil reaksi harus diserap dan dikontrol menggunakan air pendingin. 3. Tidak ada reaksi samping pada kondisi perancangan.
Reaksi pembentukan Urea Formaldehid: T= 70oC, P=1,2 atm
13 CO(NH2)2 (l) + 18 CH2O (g)
9 HOCH2NHCONH2 (l) + 3NHCONH(CH2OH)2(l)+ NHCON(CH2OH)3 (l)
1. Menentukan Persamaan Laju Reaksi antara CO(NH2)2
(aq)
dan HCHO
(g)
merupakan suatu reaksi
heterogen cair-gas. Diketahui dari jurnal Kinetics And Mechanism Of Urea Formaldehyde Reaction by B.Raveendran Nair and D.Joseph Francis Department of Applied Chemistry, University of Cochin 682 022,India (Received 29 march 1982;revised 12 August 1982, Volume
24) bahwa reaksi pembentukan Urea Formaldehyde merupakan reaksi orde dua terhadap urea CO(NH2)2 dan formaldehid HCHO maka : -ra = k.CA.CB
...............(a)
Keterangan : -ra : laju reaksi, (kmol/m3.jam) k : konstanta laju reaksi; 24,42 m3/kmol.jam CA : konsentrasi CO(NH2)2 sisa, (kmol/m3) CB : konsentrasi HCHO sisa, (kmol/m3)
Neraca massa di reaktor:
[
[
]
]
[
]
[
]
[
]
[ ] (Fogler, 2nd ed, 1992.)
Fa0 – Fa1 = Fa0.X Fa0 – Fa1 = -ra1.V1 dimana : -ra = k.CA.CB (Fogler, 2nd ed, 1992.) ⁄ ⁄
2. Menentukan Densitas Campuran dan Debit Densitas komponen masuk reaktor ditunjukkan pada Tabel F.8.1. Tabel F.45. Densitas komponen masuk reaktor Wi/ρi
kmol/jam
0,16
ρi (kg/m3) 1.022,18
0,00015696
28,6871
0,081
0,9600
-0,0065
655,3817
0,06
1.885,44
3,2368E-05
36,3899
0,102
0,4400
-0,0501
1.206,0613
0,11
1.557,65
7,2102E-05
40,1619
0,113
0,0115
-0,5012
13,8275
0,001
1.617,68
7,9597E-07
0,4316
0,001
0,0094
-0,0060
809,8474
0,075
2.102,18
3,5874E-05
25,3077
0,071
0,0229
-0,2848
1.206,0613
0,112
1.557,65
7,2102E-05
40,1619
0,113
0,0115
-0,5012
71,8043
0,006
1.363,63
4,9034E-06
2,5635
0,007
0,0198
-0,0262
5.052,7684
0,470
4.211,26
0,00011172
180,3916
0,509
0,0195
-1,8526
0,00048683
354,0951
Massa (kg/jam) 1.722,9447
Komponen CO(NH)2 H2O HCHO CH3OH O2 HCHO CO N2 Total
10.738,69
ρmix =
1 wi
=
i
Wi
1,000
1 0,000486
= 2.054,08 kg/m3 = 128,23 lb/ft3 νo =
=
massa total densitas campuran
10.738,69 kg/jam 2.054,08 kg/m 3
= 5,228 m3/jam = 184,61 ft3/jam
3. Menentukan Volume dan Waktu Tinggal Cao = (m / BM ) v0 = 5,4872 kmol/m3
Cbo =
(m / BM ) v0
xi
1,000
μi
Wi.lnμi
-3,2287
= 7,6821 kmol/m3 = 5,48 x 5,228 = 28,6871 kmol/jam = 7,68 x 5,228 = 40,1619 kmol/jam
= 0,8606 kmol/jam
= 1,6330 kmol/jam Ca1 =
= 0,1646 kmol/m3
Cb1 =
= 0,3123 kmol/m3
V= = 21,7045 m3 Menentukan waktu tinggal
τ = = 4,15 jam
1. Menentukan Dimensi Reaktor
a. Diameter Dalam Shell (Di) Vtotal =
ID 2 H L 4
+
ID i2 sf 3 + 0,000076 I D 4
Keterangan : ID
= Diameter dalam shell,ft
HL
= Tinggi cairan, ft
Diambil perbandingan tinggi cairan terhadap diameter dalam shell standar dan tinggi sf adalah : HL
= ID
sf
= 2 in = 0,167 ft
Vtotal =
(Geankoplis, 1993)
ID 2 H L 4
+
ID i2 sf 3 + 0,000076 I D 4
Diperoleh ID = 9,86 ft = 118,63 in Maka tinggi cairan adalah : HL
= ID = 9,86 ft = 118,63 in = 3,00 m
Diameter dalam shell standar yang digunakan adalah : Di = 119 in = 9,91 ft = 3,02 m b. Menghitung Tekanan Desain Tekanan operasi (Pops) = 1 atm (14,696 psi)
Phidrostatik
ρ mix . g H L gc = 144
Keterangan : g
= Percepatan gravitasi = 32,174 ft/s2
gc
= Faktor konversi percepatan gravitasi =
32,174
gm.cm/gf.s2 Phidrostatik
= 4,625 psi
Tekanan desain adalah 5 - 10% di atas tekanan kerja normal (Coulson, 1983). Tekanan desain diambil 10 % atau 1,1. Jadi, tekanan desain adalah:
Pdesain = 1,1 (Poperasi + Phidrostatik) = 1,1 (14,696 + 4,625) psi = 21,253 psi = 1,446 atm c. Bahan Konstruksi Material
= Stainless Steel SA 167 Grade 11 type 316 (Brownell:342)
Alasan
= Sesuai digunakan untuk tekanan tinggi dan diameter besar.
f
= 18.750 psi
C
= 0,25 in
E
= 0,85
d. Menghitung Tebal Shell (Brownell & Young, 1959:45) Keterangan : ts = Tebal shell (in) P = Tekanan operasi (psi) f = Allowable stress (psi) ri = Jari-jari shell (in) E = Efisiensi pengelasan C = Faktor korosi (in) ts
=
21,253 (114 / 2) 0,25 18.750 0,85 - 0,6 21,253
= 0,326 in (digunakan tebal standar 3/8 in = 0,375 ft)
e. Diameter Luar Shell (ODs) ODs = ID + 2. ts = 118 in + 2 (3/8 in) = 118,75 in = 9,56 ft = 2,91 m f. Menentukan tinggi reaktor Tinggi total reaktor = tinggi shell (Hs) + (2 x tinggi tutup) 1. Tinggi Shell (Hs) Volume desain reaktor merupakan penjumlahan volume shell, volume head and bottom torispherical, dan volume straight flange head and bottom. Vr = Vshell + Vhead atas + Vhead bawah + Vstraight flange 169,844 ft3 =
π ID 2 H s 4
π ID 2 sf + (2 0,000076 I D 3 ) +2 4
Hs = 117,87 in Diambil Hs= 118 in = 9,5 ft = 2,89 m 2. Tinggi Tutup (OA) OA = th + b + sf Keterangan : b
= Depth of dish (inside), in
th
= tebal torispherical head, in
sf = straight flange, in
(F.9)
a. Menghitung tebal head
th
P.ID.V C 2.f .E 0,2.P
1 V (2 k 2 ) 6
(Brownell & Young,pers. 7.77,1959)
(Brownell & Young,pers. 7.76,1959)
Keterangan : V = stress-intensification factor k=
a
a , mayor-to-minor-axis ratio b =
ID 114 = = 57 in 2 2
b=
ID 114 28,5 in 4 4
k=
57 2 28,5
V=
1 (2 2 2 ) 1 6
t=
21,253 114 1 0,25 2 18.750 0,85 21,253 0,2
= 0,326 in Digunakan tebal plat standar = 3/8 in
OD
b
OA
icr B
sf
A
ID
t
a
r
Gambar C.35. Dimensi torisherical flanged and dish Heads
b. Tinggi Tutup (OA)
Tinggi head and bottom torrispherical adalah : OA
= th + b + sf = 0,375 in + 28,5 in + 2 in = 30,875 in = 2,57 ft = 0,78 m
3. Tinggi Cairan (HL,s)
Tinggi cairan di shell (HL,S) = HL – OA = 118 in – 30,875 in = 83,125 in = 6,93 ft = 2,11 m 4. Menghitung Tinggi Total Reaktor Tinggi total reaktor = tinggi shell (Hs) + 2 tinggi tutup atau OA = 9,5 ft + (2 x 2,57 ft) = 14,65 ft = 4,46 m
5. Perancangan Sparger - Menentukan Koefisien Difusifitas (DAL) Proses difusi terjadi di dalam fasa cair. Persamaan yang digunakan adalah :
117,3.1018 M T 0,6 μ Vm 0,5
DAL
(Coulson Vol 6, 1989; hal 255, Pers 8.22)
Keterangan : Φ
: Association parameter
=1
M
: Berat molekul larutan, kg/ kgmol = 267,9886
T
: Temperatur, K = 453 K
μ
: Viskositas larutan, kg/m.det = 9,7467 x 10-5
Vm
: Volume molal zat terlarut, m3/ kmol
Berdasarkan Tabel 8.6 Coulson Vol 6, 1989; hal 256 Vm H2 = 0,0143 m3/ kmol
Difusifitas HCHO dalam Urea solution : DAL
= 1,1428 x 10-7 m2/det
- Menentukan Δρ ρgas pada T = 343 K dan P = 1 atm = (766,1451-0,3228) kg/m3
Δρ
- Menghitung Surface Tension
P ρ L ρ v 12 L ch 10 M 4
(Pers 8.23, hal 258; Coulson Vol 6, 1989) Keterangan :
σL
: Surface tension, dyne/cm
Pch
: Sudgen’s parachor
ρL
: Densitas cairan, kg/m3
ρv
: Densitas saturated vapor, kg/m3
= 765,8223 kg/m3
M
: Berat molekul
Dari Coulson Vol 6, 1989; hal 258 dapat dicari nilai Pch : Pch H2
= 34,2
Maka σL
= 0,0001 mJ/m2 = 0,0001 dyne/cm2 = 9,1232 x 10-8 kg/ det
- Menghitung Diameter Gelembung
6 do σL d b g Δρ
1
3
(Treyball 3rd Ed, 1980; Pers 6.1, hal 141)
Keterangan : db
: Diameter gelembung, m
do
: Diameter oriffice
ςL
: Tegangan muka cairan
g
: Percepatan gravitasi, m/ det2
Δρ
: Densitas (cairan-gas), kg/m3
= 10 mm standar = 10-2 m
Jadi diameter gelembung = 9,0015 x 10-5 m = 9,0015 x 10-3 cm = 0,0900 mm
- Menentukan Koefisien Transfer Massa Campuran (KL) Berdasarkan tabel 23-9, hal 23-43; Perry, 1999 untuk mechanically agitated bubble reactors diperoleh KL = 400 cm/s = 4 m/s
- Menghitung diameter hole sparger
Berdasarkan Perry, 1999 diameter hole ditentukan dengan persamaan : (ρ
Dh
=
ρ ) σ
(Perry, 1999; hal 6-53)
Keterangan : Dh
: diameter hole, cm
db
: diameter bubble, cm
ρL
: densitas liquid, gr/cm3
ρG
: densitas gas, gr/cm3
σ
: tegangan permukaan liquid
g
: percepatan gravitasi, 980cm/det2
Maka Dh = 0,9954 cm = 0,01 m Jadi luas tiap hole :
Ah
0,9954 2 4
= 0,7777 cm2
- Laju volumetrik tiap lubang (Qh) π
Qh6/5
=
Qh6/5
=
Qh
= 1,0740 x 10-4 cm3/det
(Perry, 1999)
- Kecepatan superficial gas masuk tiap lubang (usg)
usg
= Qh/Ah
(Perry, 1999)
= 1,0740x10-4/ 0,7777 = 0,0001 cm/ det = 1,3810x10-6 m/ det = 0,0050 m/ jam
- Menghitung diameter sparger
A
Qt U sg
3.14 / 4.Ds 2
Ds
Qt U sg
4.Qt U sg 3.14
Keterangan : Qt
: laju alir total umpan gas masuk, m3/ jam
Dimana Qtotal
= P/(nRT) = 0,0410 m3/ jam
Ds
: diameter sparger, m
usg Ds
: kecepatan superfiacial gas, m/s =
0,0410m 3 / jam = 3,2401 m 0,005 m / jam.3,14
- Menghitung pitch sparger Digunakan triangular pitch dengan jarak ke pusat :
C
= 1,5 x Dh
C
= 1,5 x 0,9954 cm = 1,4930 cm
Tinggi (h)
= C x sin 60o = 1,2930 cm
Luas segitiga
=½xCxh = 0,9652 cm2
- Menentukan banyaknya hole
Luas hole total = π/4 (Ds2) = 8,2410 m2 Jumlah hole
= luas hole total/ luas 1 hole = 105.963,0924 buah ≈ 105.963
2. Desain Sistem Pengaduk
Baffle
Baffle
J
L
HL
W
Dd Da
E
Dt
Gambar C.36. Basis perancangan tangki berpengaduk
a. Dimensi pengaduk Digunakan impeller dengan jenis : Jenis
: six flat blade open turbin
Dasar pemilihan
: Sesuai dengan pengadukan larutan dengan viskositas
(Geankoplis 1993,3rd ed : 143 ). Perancangan pengadukan berdasarkan Geankoplis, 1993 Tabel 3.4-1. b. Menentukan Diameter Pengaduk
ID = 114 in ID 3 Di
Di
= 38 in = 0,96 m = 3,17 ft
c. Menentukan Tebal (ti) dan Lebar (W) Pengaduk
ti = 0,2 Di
(Brown, 1950)
ti = 7,6 in = 0,19 m = 0,63 ft
Di =8 W
(Gean Koplis, 1993)
W = 4,75 in = 0,12 m = 0,39 ft d. Menentukan Lebar Baffle, J
Jumlah Baffle : 4 J=
(Wallas,1990)
ID 12
J = 9,5 in = 0,24 m = 0,79 ft e. Menentukan Offset Top dan Offset Bottom
Berdasarkan Wallas (1990 : 288) Offset top =
J = 1,58 in = 0,04 m = 0,13 ft 6
Offset Bottom =
Di = 19 in = 0,48 m = 1,58 ft 2
f. Menentukan Jarak pengaduk Dari Dasar Tangki (Zi)
Zi 1,3 Di
(Brown, 1950)
Zi = 49,40 in = 1,25 m = 4,12 ft g. Menentukan Jumlah Pengaduk, Nt
Menurut Dickey (1984) dalam Walas 1990 hal. 288, kriteria jumlah impeller yang digunakan didasarkan pada viskositas liquid dan rasio ketinggian liquid (HL) terhadap diameter tangki (D). Diketahui bahwa :
ID = 9,5 ft HL = 9,5 ft HL /ID =
1
µ liquid =
0,0185 cP
Tabel C.46. Pemilihan Jumlah Impeller
Rasio HL/ID maksimum untuk penggunaan 1 buah impeller adalah 1,4 untuk viscositas liquid < 25.000 cP dan rasio HL/ID = 1 maka jumlah impeller yang digunakan sebanyak 1 buah.
h. Menentukan Putaran Pengadukan
Kecepatan putaran motor standar yang tersedia secara komersil adalah 37, 45, 56, 68, 84, 100, 125, 155, 190 dan 320 rpm. Digunakan putaran motor 68 rpm = 1,133 rps. (Walas, 1990) Digunakan putaran motor 84 rpm = 1,4 rps ρmix = 1.122,913 kg/m3 Viskositas campuran diprediksi dengan persamaan 3.107, Perry’s Chemical Engineering Handbook, 6th ed, p.3-282 : ln μmix = Σ (wi.ln μmix) = 0,0183 μmix
= 1,0185 cp = 0,001 kg/m.s
D .N. mix NRe = I mix 2
(Geankoplis,Pers.3.4-1, 1978)
=
0,965 2 x1,4 x1.122,913 0,001
= 1.438.018,055 Dari Figur 10.6 Walas halaman 292 untuk six blades turbine, Np = 5 Kebutuhan teoritis: N p .mix .N3D5i
P =
550x32,17
=
(Geankoplis,Pers.3.4-2, 1978)
5 x70,101x1,4 3 x 3,167 5 550 x32,17
= 17,309 hp
i. Daya yang hilang (gland loss) Hilang (gland loss) = 10 % daya teoritis (MV. Joshi) = 0,1 x 17,309 hp = 1,7309 hp j. Menghitung daya input Daya input = kebutuhan daya teoritis + hilang (gland loss) = 17,309 hp + 1,7309 hp = 19,04 hp k. Efisiensi motor (η) Berdasarkan Fig. 4-10, vilbrandt,F.C., 1959, diperoleh: Efisiensi motor (η) = 80 % P=
100 x 19,04 hp = 23,80 hp 80
l. Menentukan Kebutuhan Daya Menurut Walas sebagai panduan untuk sistem gas–liquid, daya pengadukan yang dibutuhkan adalah sekitar 5 hp/1000 gallon liquid.
Volume cairan, VL = 16,015 m3 Volume cairan, VL = 4.230,625 gal maka daya yang dibutuhkan adalah P= = 21,15 hp P = 11.634,22 ft.lbf/s
Kecepatan putaran, N = √ N = 1,497 rps N = 89,81 rpm Oleh karena itu pemilihan kecepatan putaran impeller dapat digunakan.
m. Panjang Batang Sumbu Pengaduk (axis length) axis length (L) = tinggi total tangki + jarak dari motor ke bagian atas bearing – jarak pengaduk dari dasar tangki Tinggi total tangki = 14,64 ft Jarak dari motor ke bagian atas bearing = 1 ft Jarak pengaduk dari dasar tangki (ZI)
= 4,12 ft
axis length (L) = 14,64 ft + 1 ft – 4,12 ft = 11,53 ft (3,51 m) n. Diameter Sumbu d3 =
Z p x 16
Menghitung Tm Dari M.V Joshi, Pers. 14.10, hal 400, Tm= (1,5 or 2,5) x Tc Digunakan Tm = 1,5 Tc Tc =
P x 75 x 60 2xπxN
(M.V. Joshi, Pers. 14.8, hal 400)
Keterangan : Tc = Momen putaran, kg.m P = Daya, Hp N = Kecepatan putaran, rpm Tc =
23,80 x 75 x 60 = 202,92 kg.m 2 x π x 84
Tm= 1,5 x 202,92 kg-m = 304,38 kg.m
Menghitung Zp Zp =
Tm fs
(Pers.14.9, M.V. Joshi)
Keterangan : Tm = Torsi maksimum P = Shear stress fs = Section of shaft cross section Material sumbu yang digunakan adalah commercial cold rolled steel. Axis shear stress yang diizinkan, fs = 550 kg/cm2 Batasan elastis pada tegangan Zp =
304,34 x 100 = 55,34 cm 550
= 2.460 kg/cm2
Menghitung diameter sumbu (d) Zp =
d3 =
. d 3 16
Z p x 16
d = 6,56 cm Digunakan diameter sumbu (d) = 7 cm Cek tegangan yang disebabkan oleh bending moment Tegangan yang disebabkan oleh bending moment equivalent adalah f=
Me = Zp
Me d3 32
Menghitung Bending Moment Me = Bending moment equivalent 1 2 M M 2 Tm 2
Me
=
M
= Fm x L
Fm
=
Tm 0.75 x Rb
(Pers.14.11, M.V. Joshi)
Keterangan : Fm
= bending moment (kg)
Rb
= Jari-jari impeller = ½ Di = ½ x 0,965 m = 0,483 m
Fm
=
304,38 kg.m = 840,96 kg 0,75 x 0,483
L = Panjang axis = 3,51 m
M = 840,96 kg x 3,51 m = 2.955,19 kg.m Me
=
1 2 M M 2 Tm 2
= 2.963,01 kg.m
Tegangan yang disebabkan oleh bending moment equivalent f=
Me = 47.157,808 kg/cm2 3 d 32
Diameter sumbu Karena f > batasan elastis dalam tegangan (47.157,808 > 2.460) maka diameter sumbu yang direncanakan memenuhi.
6. Desain Pendingin Reaksi pembentukan urea formaldehid merupakan reaksi eksotermis dimana sejumlah panas reaksi akan dilepaskan sehingga menyebabkan kenaikan temperatur. Dari perhitungan neraca panas diperoleh kenaikan temperatur sebesar 32,17oC sehingga temperatur akhir bila tanpa pendingin adalah sebesar 102,17oC. Karena reaktor dioperasikan secara isotermal ( 70oC ) maka dibutuhkan media pendingin berupa air sebanyak 11.221 kg/jam. Pemberian atau pengambilan sejumlah panas pada sebuah tangki proses dapat dilakukan dengan 2 cara yaitu dengan memberikan jacket atau lilitan pipa panjang (coil) di dalam tangki proses tersebut (Kern, D., 1950, Hal: 716). Untuk menentukan pemakaian jacket atau coil pada tangki proses, dilakukan perhitungan terhadap luas
selubung tangki terhadap luas transfer panas (Moss, D., Ed.3th, 2004, Hal: 35) antara lain: Jika luas transfer panas ≤ luas selubung tangki proses : menggunakan jacket Jika luas transfer panas > luas selubung tangki proses : menggunakan coil Luas selubung Reaktor = Luas selimut silinder = π x Ds x Hs = 274,84 ft2 Luas transfer panas pada Reaktor = Luas selimut silinder + Luas penampang = (π x Ds x Hs) + (π x 0,25 x Ds2) = 345,26 ft2 Karena luas transfer panas > luas selubung tangki proses maka digunakan coil.
Perancangan Coil Pendingin
Fluida pendingin yang digunakan : Air Kecepatan fluida pendingin (vc) = 1,5 - 2,5 (Coulson, 1983:534) vc
= 2,5 m/s
Luas permukaan aliran (A) : A
= Fv /v
Fv
= laju alir air
Fv
= M/
M
= 11.221 kg/jam = 8.547,53 lb/jam
air
= 981,199 kg/m3 = 5,6906 m3/jam
Maka Fv A
= 0,00063 m2
A
4
Dcoil
2
Dcoil = 0,0284 m = 1,117 in Dari Tabel 11. Kern, 1983 diambil ukuran pipa standar : NPS
= 1,25 in
(Sch. 40)
ODcoil = 1,66 in = 0,13 ft IDcoil = 1,38 in = 0,11 ft A'
= 1,495 in2 = 0,0096 ft2
a"
= 0,362 ft2/ft
Gambar C.37. koil Pendingin
Perhitungan pada Air : Temperatur masuk, T1 = 35 oC = 86 oF Temperatur keluar, T2 = 60 oC = 140 oF Tav
= 113 oF
ρ air = 981,199 kg/m3 = 61,25 lb/ft3
μ = 0,599 cp = 0,979 lb/ft.jam Fluks massa pemanas total (Gtot)
Gtot = M/A'
= 891.347,66 lb/ft2.jam
Fluks massa tiap set koil (Gi) Gi = ρsteam.vc Kecepatan medium pemanas di dalam pipa/tube pada umumnya berkisar antara 1,25 – 2,5 m/s. Dipilih : vc = 2,5 m/detik = 8,2021 ft/s Diperoleh : Gi
= 42,527 x 8,2021
= 348,813 lb/s.ft2 Jumlah set koil (Nc) Nc = 0,709
Nc
G c,tot Gi
Dipakai , Nc = 1 set koil Koreksi fluks massa tiap set koil (Gi,kor)
G i ,kor
G tot Nc
Gi,kor = 891.347,66 lb/jam.ft2
Cek Kecepatan Medium Pemanas (vc,cek)
v c ,cek
Gi c
vc,cek = 29.527,56 ft/jam = 8,2021 ft/s = 2,5 m/s (memenuhi standar 1,5 – 2,5 m/s) Koefisien transfer panas fluida sisi dalam tube
4200.(1,35 0,02.t b ).v c hi ID0, 2
0 ,8
hi = 8.816,35 Btu/jam.ft2.oF hio = hi x IDcoil/ODcoil hio = 7.329,26 Btu/jam ft2.F Diameter spiral atau heliks koil = 0,7-0,8 x Dshell (Rase, 1977)
Dspiral (dhe)
= 0,8 x IDshell = 0,8 x 9,5 ft = 7,6 ft
ID h io 1 3,5 coil D spiral = 7.701,895 Btu/jam.ft2.oF
hio,coil = hio,coil
Koefisien transfer panas fluida sisi luar tube :
Dimana : hi
k IDcoil .G tot h o 0,36. . IDcoil
0, 55
Cp. . k
1
3
= koefisien perpindahan panas
IDcoil = diameter dalam koil k
= konduktivitas termal pemanas = 0,29 Btu/(jam.ft2)(oF/ft)
Cp
= kapasitas panas = 1,058 Btu/lboF
Maka ho = 1.007,91 Btu/jam.ft2.oF Menentukan koefisien overall bersih, Uc
Uc
h i h io h i h io
Uc = 886,06 Btu/(jam)(ft2)(oF) Rd untuk pemanasan = 0,001
(Tabel 12, Kern, 1965:845)
Menentukan koefisien overall desain, UD
hd = 1/Rd = 1000
Menentukan koefisien overall desain, UD :
UD
Uc hd = 469,79 Btu/(jam)(ft2)(oF) Uc hd
Menentukan Luas perpindahan panas yang diberikan oleh koil, A
A
Q U D t LMTD
Tabel C.47. ∆TLMTD hot fluid (oF) 215,9 higher T 158 lower T 0 Diff LMTD = 73,93
cold fluid (oF) 140 86 0 o F =
Q
= 2.104.704,97 Btu/jam
A
=
A
= 25,86 ft2
Diff 75,9 72 3,9 23,29
∆t2 ∆t1 ∆t2 - ∆t1 o C
Q UD t
Beban Panas Tiap Set Koil (Qci) Asumsi : Beban panas terbagi merata pada tiap set koil
Q ci
Qc Nc
Q ci
2.104.704,97 Btu/jam 2.104.704,97 Btu/jam 1
Luas Perpindahan Panas Tiap Set Koil
A ci
Q ci U D TLMTD
= 25,86 ft2 Jarak Antar Pusat Koil (Jsp) Jsp = ½.ODcoil Jsp = 0,066 ft = 0,02 m Panjang Satu Putaran Heliks Koil (Lhe) Lhe = ½ putaran miring + ½ putaran datar L he 1 / 2..rhe 1 / 2..d he
Diameter spiral atau heliks koil = 0,7-0,8 IDshell (Rase, 1977) Dspiral (dhe) = 0,7.(9,5 ft) = 6,65 ft = 2,02 m
L he 1 / 2(6,4d 2he J sp )1 / 2 1 / 2.d he 2
= 20,88 ft = 6,36 m Panjang Koil Tiap Set (Lci)
L ci
A ci
L ci
25,86 71,43 ft = 21,77 m 0,362
a "t
Jumlah Putaran Tiap Set Koil
N pc
L ci L he
N pc
71,43 ft 3,42 4 putaran 20,88 ft
Koreksi Panjang Koil Tiap Set Lci,kor = Npc x Lhe
Lci,kor = 4 x 20,88 ft = 83,52 ft = 25,05 m Tinggi Koil (Lc) Lc = Jsp x Npc x Nc Lc = 3,98 ft = 1,19 m
Volume Koil (Vc) Vc = Nc ( / 4 (OD)2 Lci) Vc = 1 ( π/4 0,1328 2 83,52) 1,15 ft3 = 0,10 m3 Cek Tinggi Cairan Setelah Ditambah Koil (hL) Tinggi koil harus lebih kecil daripada tinggi cairan setelah ditambah koil agar seluruh koil tercelup dalam cairan: 3 VL Vc 678,636 ft 1,15 ft hL = A shell 70,846 ft 2
3
hL = 9,595 ft = 2,878 m hL = 9,595 ft > Lc = 3,98 ft (semua koil tercelup di dalam cairan) Cek Dirt Factor Dari Tabel 12 Kern, 1965, Rd min untuk refrigerating liquid, heating, cooling atau evaporating = 0,001 Syarat : Rd > Rd min Rd
Uc U D Uc U D
Rd
886,06 469,79 0,3 0,001 (memenuhi) 886,06 469,79
Cek Pressure Drop Syarat : < 10 psi
NRe =
ID .G t = 3.933.171,13 μ
Faktor friksi untuk pipa baja (f)
f 0,0035
0,264 N Re
0, 42
f = 0,0039 Pressure Drop
f .G i2 .L he 5,22.1010.D k .s. L
= 0,1361 psi < 10 psi
47,8080 in
Pt
1,250 in
79,8 in
Gambar C.38. Dimensi koil
(memenuhi)
Tabel C.48. Spesifikasi Alat RE –202 Fungsi Mereaksikan HCHO dengan Larutan Urea Kode
RE – 202
Jenis
Reaktor CSTR, vertical
Bahan Konstruksi
Stainless Steel SA 167 Grade 11 type 316
Kondisi Operasi
T,P
: 70oC, 1,2 atm
Dimensi shell
Diameter
: 9,91 ft = 3,02 m
Tinggi
: 9,5 ft = 2,89 m
Tebal dinding
: 3/8 in = 0,375 ft
Tebal head
: 3/8 in
Tinggi head
: 2,57 ft = 0,78 m
Diameter ring
: 3,2401 m
Jumlah hole
: 105.963,0924
Diameter hole
: 0,9954 cm
Diameter
: 6,65 ft = 2,02 m
Tinggi
: 3,98 ft = 1,19 m
Material
: carbon steel SA 283 grade C
Jumlah putara
:4
Dimensi
Diameter
: 38 in = 0,96 m
pengaduk
Lebar
: 4,75 in = 0,12 m
Dimensi head
Dimensi sparger
Dimensi koil
Jumlah
:1
Kecepatan putaran
: 89,81 rpm = 1,4 rps
Power
: 21,15 hp
Diameter lubang
: 7 cm
1
Jumlah
21.
Buah
Cooler – 301 (CO-301)
Fungsi
: Menurunkan temperatur keluaran reaktor 202 dari temperatur 70oC menjadi 30oC.
Jenis
: Shell and Tube Exchanger
Data design Tube Fluida panas
= Aliran F21 dari RE-202
Laju alir, W
= 3535,35 kg/jam (7794,11 lb/jam)
(Lampiran B)
T1
= 70 oC (158 oF)
(Lampiran B)
T2
= 30 oC (86 oF)
(Lampiran B)
Shell Fluida dingin
= Cooling water
Laju alir, w
= 5726,7 kg/jam (12.625,21 lb/jam)
(Lampiran A)
t1
= 30oC (86 oF)
(Lampiran B)
t2
= 45oC (113 oF)
(Lampiran B)
d. Menghitung Luas Perpindahan Panas A
=
Q Ud t LMTD
4. Beban panas Heater – 101 Q = 342.706,09 kJ/jam = 324,821,42 Btu/jam 5. Menghitung Δt LMTD
(Lampiran B)
Tabel C.49. Suhu Fluida panas dan dingin Fluida Panas (oF) 158 86 72
Δt LMTD
=
Temperatur Tinggi Temperatur Rendah Difference
T1 t 2 T2 t1 T t ln 1 2 T2 t1
Fluida Dingin(oF) 113 86 27
Δt (oF) 45 0 45
= 18,2oF
6. Memilih Ud trial Dari tabel 8 (Kern, 1965) dipilih Ud untuk hot fluid
= light organic
cold fluid = water Range Ud = 75-150 BTU/j ft2 °F dipilih Ud = 80 BTU/j ft2 °F Maka, luas perpindahan panas (surface area) adalah : A
Q Ud t LMTD
= =
324,821,42 Btu/jam o
80 BTU/j ft 2 F 18,2 o F
= 239,82 ft2
e. Pemilihan jenis HE Karena A > 200 ft2, maka digunakan tipe shell and tube exchanger Sehingga dalam perancangan ini digunakan klasifikasi sebagai berikut, (Tabel 10, Kern) L
= 20 ft
BWG
= 16
OD tube
= 0,75 in
ID tube
= 0,62 in
a”
= 0,1963 ft2/ft
Jumlah tube : Nt
=
A L a
= 61,0852 tube
Pemilihan pola tube Berdasarkan data jumlah tube yang tersedia secara komersial, dipilih jumlah tube = 61 buah tube dengan OD tube 0,75 in, 1 in Square pitch untuk 2 passes (Kern, Tabel. 9, hal. 841 – 842, 1965). Adapun data selengkapnya adalah sebagai berikut : - Susunan tube
= square pitch
- Jumlah aliran, n
= 2 aliran (passes)
- Pitch, PT
= 1 in
- Diamater shell, ID
= 10 in
- Baffle space
= ID
-C
= Pitch, PT – OD tube
= 10 in
- A terkoreksi = Nt x L x a” = 61 x 20 ft x 0,1963 ft = 239,486 ft2 - UD terkoreksi Ud
=
Q A TLMTD
= 80,1117 Btu/hr ft2 °F
f. Analisa Kinerja HE Analisa kinerja HE meliputi :
= 0,25 in
4) Menghitung Koefisien Overall Perpindahan Panas (U) 5) Menghitung Rd 6) Menghitung ∆P
4) Menghitung Koefisien Overall Perpindahan Panas -
Menghitung Flow Area
Shell :
IDxC , xB as = 144 xPT =
10 0,25 10 = 0,1736 ft2 144 1
Tube : at
=
N t at ' 61 0,3020 144n 144 6
= 0,016 ft2
-
Menghitung Mass Velocity
Shell : Gs =
=
W as
7794,11 lb/hr 0,1736 ft 2
= 101.231,673 lb/hr ft2
Tube : Gt =
=
w at
12.625,21 lb/hr 0,016 ft 2
= 487.396,46 lb/hr ft2
-
Menghitung Reynold Number
Karena viskositas pada terminal dingin untuk tiap fluida < 1 cP maka Tc = Tavg dan tc = tavg Tavg
=
113 86 T1 T2 = = 99,5 oF 2 2
tavg
=
t1 t 2 158 86 = = 122 oF 2 2
Tube : Viskositas pada Ta = 311 oF : µ liquid
= 0,2496 cP = 0,5591 lb/hr.ft
D
= 0,0517 ft
Ret
= =
D Gt
0,0517 153166,78 0,5591
= 14154,090 Shell : Viskositas pada ta = 99,5 oF : µ liquid
= 0,6743 cP = 1,5105 lb/hr.ft
De
= 0,0792 ft
Res
= =
De Gs
0,0792 156706,7760 1,5105
= 8213,1270
-
Menentukan Nilai JH (Heat Transfer Factor)
Tube : Nilai JH untuk pipa didapat dari figure 24 Kern JH
= 55
Shell : Nilai JH untuk pipa didapat dari figure 24 Kern
JH -
= 40
Menentukan Termal Function
Tube : Viskositas pada Ta = 172,4975 oF : μ
= 0,5591 lb/hr.ft
Kapasitas panas, Cp : Cp
= 0,0933 Btu/lb.oF
k
= 0,8597 Btu/hr.ft2.oF.ft
c .μ k
1
3
= 0,4719
Shell : Pada ta
= 99,50 oF
μ
= 1,5105 lb/hr.ft
Kapasitas panas, Cp : Cp
= 0,6938 Btu/lb.oF
k
= 0,8106 Btu/hr.ft2.oF.ft
c .μ k
-
1
3
= 1,0894
Menghitung Nilai outside film coefficient (ho) dan inside film coefficient (hi).
Tube :
hi
k c μ = jH D k
1
3
0,8597 .0,4719 = 55. 0,0517 = 249,5067 Btu/hr.ft2.oF
Shell: ho
k c μ = jH De k
1
3
0,8106 = 40. .1,0894 0,0792 = 446,1743 Btu/hr.ft2.oF
-
Menghitung corrected coefficient hio
Tube :
= hi
h io
ID OD
= 249,5067
0,6200 0,75
= 206,2589 Btu/hr.ft2.oF
-
Menghitung Clean Overall Coefficient, Uc
UC
=
h io h o h io h o
=
206,2589 446,1743 206,2589 446,1743
= 141,0526 Btu/hr.ft2.oF 5) Menghitung Dirt Factor, Rd
1 Ud Rd =
=
1 Rd Uc
U U c D
U U C
141,0526 81,3693 = 141,0526 81,3693
D
Rd = 0,0052 Btu/hr.ft2.oF
Rd yang diperlukan = 0,003 hr.ft2.oF/btu Rdhitung > Rddiperlukan
(memenuhi)
6) Menghitung Pressure Drops (ΔP)
Shell : Res = 8.213,1270 f = 0,0015 (Fig 29, hal 839, Kern)
(Tabel 12. Kern, 1965).
s = 1,000 No. of crosses, N+1 = 12L/B = 12 × 20/10 = 24,000 fG s DsN 1 2
Ps
5,55 1010 De s s
0,0015 (156706,776) 2 0,0792 24 0,0141 psi 5,55 1010 0,0792 1 1 ∆Ps < 10 psi (memenuhi)
Tube: Ret
= 14154,090
f
= 0,0003 (fig 26, hal 836, Kern)
ρ larutan
= 844,0784 kg/m3 (pada Tc)
ρ air
= 977,3974 kg/m3 (pada Tc)
s
=
Pt
laru tan = 0,8636 air
1 fG 2 Ln 2 5.22 1010 Dst
1 0.0003 153166,78 2 20 6 = 2 5,22 1010 0,0517 0,8636 1 = 6,839 × 10-7 psi Gt = 153.166,7800 lb/hr.ft2
V2 0,003 (Fig.27, Kern) 2g Pr =
4 n V 2 s 2g 4 2 0,003 0,0278 psi 0,8636
∆Ptotal = ∆Pt + ∆Pr = 0,0278 psi ∆Pt < 10 psi (memenuhi)
Tabel C.50. Spesifikasi Cooler –301 (CO – 301) Alat Kode Fungsi
Jenis Dimensi
Cooler – 301 CO-301 Menurunkan temperatur keluaran reaktor 202 dari temperatur 70oC menjadi 30oC untuk di simpan di dalam tangki penyimpanan produk Shell and Tube Exchanger Tube OD = 0,75 in ID = 1 in BWG = 16 Panjang Tube (L) = 20 ft Flow area per tube (a') =
0,3020 in2
Surface per lin ft (a") = Pitch = Passes =
0,1963 ft2 1,0000 in 2 Shell
ID = Baffle Spaces = 239,486 ft2
Surface area Pressure drop Fouling factor Bahan konstruksi Jumlah
22.
10 in 10 in
Tube (ΔPt) =
0,0278 psi
Shell (ΔPs) =
0,0141 psi
0,0052 (hr)(ft2)(oF)/Btu Carbon steel SA 285 Grade C 1 buah
Pompa (PP-301)
Dengan melakukan perhitungan seperti di atas diperoleh spesifikasi pompa sebagai berikut :
Tabel C.51. Spesifikasi Pompa (PP–301) Alat Pompa Fungsi
Mengalirkan
produk
menuju
tangki
penyimpanan produk (TP-301) Jenis
Centrifugal pump, single suction, single stage
Bahan Konstruksi
Stainless Steel (austenitic) AISI tipe 316
Kapasitas
17,021 gpm
Efisiensi Pompa
39 %
Dimensi
NPS
= 0,75 in
Sch
= 40 in
Beda ketinggian = 3,5 m
23.
Power motor
30 hp
NPSH
0,178 m
Tangki Penyimpanan Produk (TP-201)
Fungsi
:
Menyimpan Produk Urea Formaldehid selama 7 hari dengan kapasitas 593938,80 kg
Tipe Tangki
: - Silinder vertikal (untuk tekanan > 1 atm) - Bentuk dasar datar (flat bottom) - Bentuk atap (head) Torispherical Roof (untuk tekanan 15 psig (1,0207 atm) sampai dengan 200 psig (13,6092 atm))
Bahan Konstruksi : SA-167 Grade 11 Type 316 (18 % Cr, 10 % Ni, 2 % Mo)
Pertimbangan
: Mempunyai allowable stress cukup besar (18.750 psi) Tahan terhadap korosi
Kondisi Operasi : Temperatur design : 50 oC Temperatur fluida
: 30 oC
Tekanan
: 1 atm
Gambar C.39. Tangki penyimpan asam fosfat
l. 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.
Tabel C.52. Hasil perhitungan tekanan fluida di dalam tangki Komponen kg/jam kmol/jam zf Pi (Pa) 655,38 36,38 0,559 H2O 0.457221
Pi*zf (Pa) 0,25567
51,69
0,86
0,013
2.858325
0,0378
UF1
1735,54
19,26
0,296
1.478249
0,4376
UF2
771,35 321,40 3535,35
6,42 2,14 65,07
0,098 0,033 1,00
3.706094
0,3657 0,3672 1,46397
CO(NH)2
UF3
Total
11.16389
19,66377
Sehingga desain tangki dilakukan pada kondisi: T = 50 oC P penyimpanan = 1,46397 Pa = 0,0000146 atm P = (1,000 + 0,0000146) atm = 1,000 atm = 14,70 psi
a. Menghitung densitas campuran
Tabel C.53. Densitas campuran Komponen kg/jam Wi 655,38 0,55 H2O 51,69 0,13 CO(NH)2 1735,54 0,296 UF1 771,35 0,98 UF2 321,40 0,032 UF3 Total 3535,35 1,00
ρ (kg/m3) 885,44 1039,17 942,35 1207 1320,06
W i/ ρ 0,00063 0,000013 0,00032 0,000082 0,000025 0,00106
liquid =
wi wi
1 0,00106
=
liquid = 900.34 kg/m3 = 56.21 lb/ft3
b. Menghitung Kapasitas Tangki Waktu tinggal = 7 hari Jumlah produk urea formaldehid yang harus disimpan dalam 7 hari sebanyak 593939,80 kg. Jumlah urea formaldehid
= 3535,35 kg/jam x 24 jam x 7 hari = 593939,80 kg
Volume liquid =
=
m liquid ρ liqud 593939,80 kg 900.34 kg/m 3
= 659,68 m3 = 23292.52 ft3
Over Design = 10 % Vtangki = (100/90) x Vliquid = 1,1 x 659,68 m3 = 732,98 m3 = 25883,53 ft3
(Peter and Timmerhaus, 1991, hal. 37)
c. Menentukan Rasio Hs/D Vtangki = Vshell + Vtutup = ¼ π D2 H + 0,000049 D3 + ¼ π D2 sf Atangki = Ashell + Atutup = (¼ π D2 + π D H) + 0,842 D2
Keterangan : D = diameter tangki, in sf = straight flange, in (dipilih sf = 3 in) Berdasarkan Tabel 4-27 Ulrich 1984, dimana
Hs <2 D
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.1.3. berikut. Tabel C.54. Hasil Trial Hs/D Terhadap Luas Tangki Trial
H/D
D (ft)
H (ft)
A (ft2)
Vsilinder , ft3
Vhead, ft3
Vsf, ft3
Vtotal (ft3)
1.00 2.00 3.00 4.00 5.00 6.00 7.00 8.00 9.00 10.00 11.00 12.00 13.00 14.00 15.00 16.00
0.40 0.50 0.62 0.68 0.70 0.72 0.78 0.80 0.90 1.00 1.10 1.20 1.30 1.40 1.50 1.60
40.03 37.72 35.53 34.61 34.33 34.05 33.27 33.03 31.90 30.92 40.03 37.72 35.53 34.61 34.33 34.05
16.01 18.86 22.03 23.54 24.03 24.52 25.95 26.42 28.71 30.92 16.01 18.86 22.03 23.54 24.03 24.52
4,619.36 4,548.20 4,512.52 4,507.54 4,507.28 4,507.64 4,511.89 4,514.24 4,531.58 4,556.06 4,619.36 4,548.20 4,512.52 4,507.54 4,507.28 4,507.64
20,138.89 21,061.28 21,837.08 22,137.33 22,227.62 22,313.60 22,548.55 22,620.05 22,935.45 23,194.53 20,138.89 21,061.28 21,837.08 22,137.33 22,227.62 22,313.60
5,430.57 4,543.44 3,799.03 3,511.45 3,425.04 3,342.78 3,118.13 3,049.82 2,748.75 2,501.82 5,430.57 4,543.44 3,799.03 3,511.45 3,425.04 3,342.78
314.45 279.19 247.80 235.13 231.26 227.54 217.23 214.04 199.71 187.57 314.45 279.19 247.80 235.13 231.26 227.54
25,883.91 25,883.91 25,883.91 25,883.91 25,883.91 25,883.91 25,883.91 25,883.91 25,883.91 25,883.91 25,883.91 25,883.91 25,883.91 25,883.91 25,883.91 25,883.91
1.70 1.80 1.90
33.27 33.03 31.90
25.95 4,511.89 26.42 4,514.24 28.71 4,531.58
22,548.55 22,620.05 22,935.45
3,118.13 3,049.82 2,748.75
217.23 214.04 199.71
Rasio H/D Optimum 4,640.00 4,620.00
Luas, A
17.00 18.00 19.00
4,600.00 4,580.00 4,560.00 4,540.00 4,520.00 4,500.00 0.00
0.20
0.40
0.60
0.80
1.00
1.20
H/D Gambar C.40. Rasio Hs/D Optimum
Terlihat bahwa rasio Hs/D yang memberikan luas tangki yang paling kecil yaitu 0,7. Maka untuk selanjutnya digunakan rasio Hs/D = 0,7 D = 34,33 ft = 411,93 in = 10,46 m Dstandar = 35 ft (420 in)
H = 23,54 ft = 282,45 in = 7,17 m Hstandar = 25 ft (300 in)
25,883.91 25,883.91 25,883.91
Cek rasio H/D : Hs/D = 25/35 = 0,71 memenuhi d. Menentukan Jumlah Courses (tingkatan plate) Lebar plat standar yang digunakan : L = 6 ft
(Appendix E, item 1, B & Y)
Jumlah courses =
25 ft 6 ft
= 4,17 buah
e. Menentukan Tinggi Cairan di dalam Tangki Vshell
= ¼ π D2 H = ¼ π (35 ft)2(25 ft) = 24040,63 ft3
Vdh
= 0,000049 D3 = 0,000049 (35 ft)3 = 2,10 ft3
Vsf = ¼ π D2 sf = ¼ π (420 in)2(3) = 415422,00 in3 = 240,41 ft3
Vtangki baru = Vshell + Vdh + Vsf
= 24040,63 ft3 + 2,10 ft3 + 240,41 ft3 = 24283.13 ft3 = 687,63 m3 Vruang kosong = Vtangki baru - Vliquid = 24283.13 ft3 – 23295,52 ft3 = 987,61 ft3
Vshell kosong = Vruang kosong – (Vdh + Vsf) = 987,61 ft3– (2,10 ft3 + 240,41 ft3) = 745,11 ft3 Hshell kosong =
=
4.Vshell kosong
.D 2 4 745,11 35 2
= 0,77 ft Hliquid = Hshell – Hshell kosong = 25 ft – 0,77 ft = 24,23 ft
f. Menenetukan Tekanan desain Ketebalan shell akan berbeda dari dasar tangki sampai puncak. Hal ini karena tekanan zat cair akan semakin tinggi dengan bertambahnya jarak titik dari permukaan zat cair tersebut ke dasar tangki. Sehingga tekanan paling besar adalah tekanan paling bawah. Tekanan desain dihitung dengan persamaan :
Pabs = Poperasi + Phidrostatis
fluida = 900,34 kg/m3 = 56,21 lb/ft3
Phidrostatis
g H L gc = 144 24,23 ft 900,34 lb/ft 3 9,81 9,81 = 144 = 9,46 psi
Pabs = 14,70 psi + 9,46 psi = 24,16 psi Tekanan desain 5 -10 % di atas tekanan kerja normal/absolut (Coulson, 1988 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 24,16 psi = 26,58 psi
Berikut ini adalah tabel perhitungan tekanan desain untuk setiap courses : Tabel C.55. Tekanan Desain Masing-masing Courses Courses H (ft) HL (ft) Phid (psi) Pabsolut(psi) Pdesain (psi) 1 25.00 24.23 9.46 24.16 26.58 2 19.00 18.23 7.11 21.82 24.00 3 13.00 12.23 4.77 19.48 21.42 4 7.00 6.23 2.43 17.13 18.85 5 1.00 0.23 0.09 14.79 16.27
g. Menentukan Tebal dan Panjang Shell
Tebal Shell Untuk menentukan tebal shell, persamaan yang digunakan adalah : ts =
Pd .d c 2.(f .E 0,6 P)
(Brownell & Young,1959, hal.256)
Keterangan : ts = ketebalan dinding shell, in Pd = tekanan desain, psi D = diameter tangki, in F = nilai tegangan material, psi SA-167 Grade 11 Type 316 = 18.750 psi (Tabel 13.1, Brownell & Young, 1959:342) E = efisiensi sambungan 0,75 jenis sambungan las (single-welded butt joint without backing strip, no radiographed) C = korosi yang diizinkan (corrosion allowance) 0,125 in/10 tahun (Tabel 6, Coulson vol.6:217) Menghitung ketebalan shell (ts) pada courses ke-1: ts =
29,81 psi x 240in 2 x((18.750 psi x 0,75 ) - (0,6 29,81)
+ 0,125 in
= 0,52 in (0,625in)
Tabel C.56. Ketebalan shell masing-masing courses Courses H (ft) Pdesain (psi) ts (in) ts standar (in) 1.00 2.00 3.00
25.00 19.00 13.00
26.58 24.00 21.42
0.52 0.48 0.45
0.625 0.625 0.625
4.00 5.00
7.00 1.00
18.85 16.27
0.41 0.37
0.4375 0.375
Panjang Shell Untuk menghitung panjang shell, persamaan yang digunakan adalah : L =
π.D o - ( weld length) (Brownell and Young,1959) 12.n
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 = 0,625 in Do = Di + 2.ts = 420in. + (2 x 0,625 in) = 421,25in n
= 3 buah
butt welding = 5/32 in = 0,16 in hal. 55) weld length = n . butt welding = 3 . 5/32 = 0,47 in
(Brownell and Young,1959,
L =
(3,14).(421,25 in) - (0,47) 12 x 3
= 36 ft
Tabel C.57. Panjang shell masing-masing courses Plat ts, (in) do (in) L (ft) 1.00 2.00 3.00 4.00 5.00
0.625 0.625 0.625 0.438 0.375
421.25 421.25 421.25 420.88 420.75
36.73 36.73 36.73 36.70 36.69
h. Desain Head (Desain Atap) Bentuk atap yang digunakan adalah torispherical flanged and dished head. Jenis head ini untuk mengakomodasi kemungkinan naiknya temperatur di dalam tangki sehingga mengakibatkan naiknya tekanan dalam tangki, karena naiknya temperatur lingkungan menjadi lebih dari 1 atm. Untuk torispherical flanged dan dished head, mempunyai rentang allowable pressuse antara 15 psig (1,0207 atm) sampai dengan 200 psig (13,6092 atm) (Brownell and Young, 1959).
OD
b = tinngi dish
OA
icr
A
sf
B
ID
t
a
r
C
Gambar C.41. Torispherical flanged and dished head.
Menghitung tebal head minimum Menentukan nilai stress intensification untuk torispherical dished head dengan menggunakan persamaan (Brownell and Young, 1959): w =
1 rc 3 4 icr
icr 6% , dimana rc =Di rC
(Brownell and Young,1959, hal.258)
(Perry, 1997, Tabel 10.65)
Menentukan tebal head dengan menggunakan persamaan (Brownell and Young, 1959, Hal. 258) : th =
P.rc .w C 2fE 0,2P
Keterangan : th = Tebal head (in) P = Tekanan desain (psi) rc = Radius knuckle, in
icr = Inside corner radius ( in) w = stress-intensitication factor E = Effisiensi pengelasan C = Faktor korosi (in)
Diketahui : rc = 420 in icr = 0,06 x 420 in = 25,20 in Maka : w =
1 240 . 3 4 14,40
= 1,77 in
th =
26,58 420 1,77 0,125 (2 18.750 0,75) (0,2 26,58)
= 0,83 in (dipakai plat standar 5/8 in) (Tabel 5.6 Brownell and Young, 1959)
Untuk th = 7/8 in, Dari Tabel 5.8 (Brownell and Young, 1959) diperoleh sf = 1,5 – 3,5 in. Direkomendasikan nilai sf = 3 in
Depth of dish (b) (Brownell and Young,1959, Hal.87)
ID icr b = rc (rc icr ) 2 2
2
240 14,40 = 240 (240 14,40) 2
2
2
= 71,12 in
Tinggi Head (OA)
OA = th + b + sf
(Brownell and Young,1959, Hal.87)
OA = 0,875 in + 40,64 in + 3 = 75.00 in = 6,25 ft
i. Menentukan Tinggi Total Tangki Untuk mengetahui tinggi tangki total digunakan persamaan: Htotal = Hshell + Hhead = 300 in + 75 in =375 in = 31,225 ft
j.
Desain Lantai
Untuk memudahkan pengelasan dan memperhitungkan terjadinya korosi, maka pada lantai (bottom) dipakai plat dengan tebal minimal ½ in. Tegangan yang bekerja pada plat yang digunakan pada lantai harus diperiksa agar diketahui apakah plat yang digunakan memenuhi persyaratan atau tidak (Brownell and Young, 1959). Tegangan kerja pada bottom :
Compressive stress yang dihasilkan oleh asam fosfat S1 =
w 1 D i2 4
Keterangan :
(Brownell and Young,1959, hal.156)
S1 = Compressive stress (psi) w = Jumlah urea formaldehid (lbm) Di = Diameter dalam shell (in) = konstanta (= 3,14)
S1 =
1309417,76 lb 1 (3,14)(420 in ) 2 4
= 9,46 psi
Compressive stress yang dihasilkan oleh berat shell. S2
X ρs 144
(Brownell and Young,1959, hal.156)
Keterangan : S2 = Compressive stress (psi) X = Tinggi tangki (ft)
s = Densitas shell = 490 lbm/ft3 untuk material steel = konstanta (= 3,14)
S2 =
31,23 490 144
= 106,26 psi
Tegangan total yang bekerja pada lantai : St = S1 + S2 = 9,46 psi + 106,26 psi = 115,72 psi
Batas tegangan lantai yang diizinkan :
St < tegangan bahan plat (f) x efisiensi pengelasan (E) 115,72 psi < (18.750 psi) x (0,75) 115,72 psi < 14.062,50 psi (memenuhi)
Tabel C.58. Spesifikasi Alat TP-201 Alat Tangki Penyimpanan Produk Urea Formaldehid Kode Fungsi
Bentuk Kapasitas
TP-201 Menyimpan Urea Formaldehid dengan kapasitas 593938,80 kg Silinder tegak (vertikal) dengan dasar datar (flat bottom) dan atap (head) berbentuk torispherical. 732,98 m3 Diameter shell (D) = 35 ft (420 in) Tinggi shell (Hs) = 25 ft (300 in)
Dimensi
Tebal shell (ts)
= 0,625 in
Tinggi atap
= 6,25 ft (75.00 in)
Tebal head
= 0,875 in
Tinggi total
= 31,225 ft (375.00 in)
Tekanan Desain
115,72 psi
Bahan
SA-167 Grade 11 Type 316
LAMPIRAN D PERHITUNGAN UTILITAS Utilitas berfungsi untuk menyediakan bahan-bahan penunjang untuk mendukung kelancaran pada sistem produksi di seluruh pabrik. Unit-unit yang ada di utilitas terdiri dari :
Unit penyediaan dan pengolahan air (Water system) dan steam (Steam generation system)
Unit penyedia udara instrumen (Instrument air system)
Unit pembangkit dan pendistribusian listrik (Power plant and Power distribution system)
A. Unit Penyedia Air dan Steam 1. Perhitungan Kebutuhan Air Kebutuhan air yang disediakan untuk kebutuhan proses produksi di pabrik meliputi:
Air untuk keperluan umum (General Uses) Kebutuhan air ini meliputi kebutuhan laboratorium, kantor, karyawan dan lain-lain. Air yang diperlukan untuk keperluan umum ini adalah sebanyak :
Tabel D.1 Kebutuhan Air Untuk General Uses No. Kebutuhan 1. Air untuk karyawan dan kantor = 60 L/orang/hari 2.
Jadi untuk 134 orang diperlukan air sejumlah Air untuk perumahan karyawan :
Jumlah 8,04
Satuan m3/hari
a. Perumahan pabrik : 20 rumah b. Rumah dihuni 2 orang : 300 L/hari.rumah Total untuk perumahan : 6.000 L/hari
6,00
m3/hari
3.
Air Untuk Laboratorium diperkirakan sejumlah
1,00
m3/hari
4.
Air Untuk Kebersihan dan Pertamanan
1,00
m3/hari
16,82
m3/hari
0,7508 700,83
m3/jam
Total
kg/jam
Air untuk pembangkit steam (Boiler Feed Water) Tabel D.2 Kebutuhan Air Untuk Boiler Feed Water Nama Alat Vaporizer (VP-101) Heater (HE-101) Heater (HE-102) Jumlah kebutuhan Over design 10%, kebutuhan air umpan boiler Recovery 90%, sehingga make – up
Kebutuhan Steam (kg/jam) 332,723 1.007,041 22,964 1.362,729 1.499,001 149,901
Air untuk keperluan proses (Process water) Tabel D.3 Kebutuhan Air Untuk Process Water Kebutuhan Air Nama Alat (kg/jam) Mixing Tank (MT-101)
642,80 Total Over design 10%
642,80 707,084
Air untuk keperluan air pendingin Tabel D.4 Kebutuhan Air Untuk Air Pendingin Nama Alat
Kebutuhan Air
Reactor (RE-201) Reactor (RE-202) Cooler (HE-201) Cooler (HE-301) Jumlah kebutuhan Over design 10 %, kebutuhan air pendingin Recovery 90%, maka make-up air pendingin proses
Pendingin (kg/jam) 4793,6799 11.221,0186 13604,81973 4.097,3574 33716,8749 37088,5549 3708,8554
Air untuk pamadam kebakaran (Hydrant Water) Untuk air pemadam kebakaran disediakan
= 15,043 kg/jam = 0,0152 m3/jam
Total kebutuhan air dengan treatment
= General uses + BFW + Process
water
+
Air
hydrant + Air pendingin = 871,230 kg/jam + 1.499,001 kg/jam + 707,084 kg/jam + 15,043 kg/jam + 37088,5549 kg/jam = 40180,91 kg/jam = 40,18291 m3/jam Sehingga kebutuhan air total ± 40,18291 m3/jam Kebutuhan air di penuhi dengan satu sumber yaitu air sungai (DAS) Santan Bontang Kalimantan Timur.
2. Spesifikasi Peralatan Utilitas a. Bak Sedimentasi (BS-101)
Fungsi
: Mengendapkan lumpur dan kotoran air sungai
Jenis
: Bak rectangular
1. Menetukan Volume Bak Jumlah air sungai
= 40180,91 kg/jam = 40,18291 m3/jam
Waktu tinggal
= 1- 8 jam
(http://water.me.vccs.edu/)
Diambil waktu tinggal = 1,5 jam Ukuran volume bak
= 1,1 × 40,18291 m3/jam × 1,5 jam = 66,3018 m3 = 17515.08 gallon
2. Menetukan Dimensi Bak Luas permukaan bak (A) = Qc/O.R
(http://water.me.vccs.edu/)
Dimana : A
= luas permukaan bak, m3
Qc = laju alir, m3/jam O.R = overflow rate, 500 gal/jam-ft2- 1.000 gal/jam-ft2 Diambil overflow rate 500 gal/jam-ft2 Sehingga : A = 38,767 ft2
Kedalaman bak (d)
= 7-16 ft
(http://water.me.vccs.edu/)
Diambil d
= 16 ft = 4,8768 m
Panjang (L)
= 4W
Dimana W
= (V/4d)1/2
4.275,453 ft3/jam = 4 16 ft
1/ 2
= 6,36 ft = 1,94 m L = 4(6,36 ft) = 25,45 ft = 7,76 m
3. Menentukan Air Sungai Keluar Bak Sedimentasi Flow through velocity : < 0,5 ft/min
(http://water.me.vccs.edu/)
v = (0,0000928 ft3-jam/gal-min x Qc)/Ax Ax = cross-sectional area Ax = Wd = (6,36 ft)(16 ft) = 101,807 ft2
v = (0,0000928ft3-min/gal-jam x 19.383,399 gal/jam)/(101,807 ft2 ) = 0,018 ft/min 0,0018 ft/min < 0,5 ft/min, menandakan lumpur tidak terbawa oleh aliran air keluar bak sedimentasi. Air sungai keluar
= Air sungai masuk - Drain
Asumsi turbidity
= 850 ppm
x (suspended solid)
= 42 %
Drain
= 42 % × 850 ppm
(Powell, 1954) (Powell, 1954, Figure 4)
= 3,57 × 10-4 lb/gal air
= 4,2771 × 10-5 kg/kg air × 40180,91 kg = 3,116 kg
Air sungai keluar bak = 40180,91 kg/jam – 3,116 kg/jam = 40177.794 kg/jam = 40,156 m3/jam
Spesifikasi Bak Sedimentasi (BS-101) ditunjukkan pada Tabel D.5. Tabel D.5 Spesifikasi Bak Sedimentasi (BS–101) Alat Bak Sedimentasi Kode
BS-101
Fungsi
Mengendapkan lumpur dan kotoran air sungai sebanyak 40,156 m3/jam dengan waktu tinggal 1,5 jam.
Bentuk
Bak rectangular
Dimensi
Panjang
7,76 m
Lebar
1,94 m
Kedalaman 4,88 m Jumlah
1 buah
b. Bak Penggumpal (BP-101) Fungsi
: Menggumpalkan kotoran yang tidak mengendap di bak penampung awal dengan menambahkan alum Al2(SO4)3, soda kaustik dan klorin/kaporit
Jenis
: Silinder tegak yang dilengkapi pengaduk
1. Menentukan Volume Bak Jumlah air sungai = 40,156 m3/jam
= 40177.794kg/jam Over design 10% Waktu tinggal dalam bak = 20 – 60 menit (Powell, 1954) Diambil waktu tinggal 60 menit. Volume bak = 1,1 × 40,156 m3/jam × 1jam = 44,1716 m3
2. Menentukan Dimensi Bak Dimensi bak silinder tegak dengan H/D = 1 V = ¼ π D2 H Sehingga H = D = 4,68 m = 15,37 ft
3. Menetukan Kebutuhan Bahan Kimia
Konsentrasi alum yang diijeksikan ke dalam bak penggumpal = 0,004 % dari air umpan (Faisal,2009) Konsentrasi alum di tangki penyimpanan = 55 % Kebutuhan alum = 0,06 % × 40177.794 m3/jam = 43,708 kg/jam Suplai alum ke bak penggumpal =
43,708 kg/jam 0,55
= 79,469 kg/jam ρ alum
= 1.307 kg/m3
Laju alir alum =
79,469 kg/jam 1.307 kg/m 3
= 0,061 m3/jam
Konsentrasi NaOH yang diijeksikan ke dalam bak penggumpal = 0,05 % dari air umpan Konsentrasi NaOH di tangki penyimpanan = 90 % Kebutuhan NaOH = 0,05 % × 73,371 m3/jam = 0,037 m3/jam = 36,423 kg/jam Suplai NaOH ke bak penggumpal =
36,423 kg/jam 0,9
= 40,471 kg/jam ρ NaOH
= 1.044,431 kg/m3
Laju alir NaOH =
40,471 kg/jam 1.044,431 kg/m 3
= 0,039 m3/jam
Konsentrasi kaporit yang diijeksikan ke dalam bak penggumpal = 1,2 % dari air umpan Konsentrasi kaporit di tangki penyimpanan = 100 % Kebutuhan kaporit = 1,2 % × 73,731 m3/jam = 0,881 m3/jam = 874,165 kg/jam Suplai kaporit ke bak penggumpal =
874,165 kg/jam 1
= 874,165 kg/jam ρ klorin
= 1.043,25 kg/m3
Laju alir klorin =
874,165 kg/jam 1.043,25 kg/m 3
= 0,838 m3/jam
4. Menentukan Daya Motor Pengaduk Daya motor yang digunakan =
Daya motor yang dibutuhkan Efisiensi motor
Menghitung diameter pengaduk (DI) Diameter impeler (Di) = 1/3 x Dbak = 1/3 × 4,68 m = 1,56 m = 5,12 ft
Menghitung putaran pengaduk (N) N=
600 0,3048 WELH DI 2 DI
WELH = Tinggi cairan (Z1) x s.g Tinggi cairan (Z1) = =
4 VL ID2 4 73,371 5,12 2
= 4,26 m = 13,97 ft WELH = Z1 × s.g. = 4,26 × 1,002 = 4,26 m = 13,97 ft Putaran pengaduk (N) =
600 0,3048 4,27 1,56 2 1,56
= 43,58 rpm = 0,73 rps
Menentukan power number (Np) Np ditentukan dari Figure 3.4-4, Geankoplis, berdasarkan bilangan Reynold dan tipe pengaduk. Viskositas campuran = 0,0413 kg/m.s Berdasarkan viskositas campuran < 10 kg/m.s maka dipilih jenis impeler yaitu marine propeller.
N Di 2
NRe =
=
0,73 1,56 2 992,857 0,0413
= 4,257.104 Dari Figure 3.4-4, Geankoplis, diperoleh Np = 1
Menentukan daya motor yang dibutuhkan
5 3 Daya yang dibutuhkan = N p . mix .N .D I
(550 x32,17)
= 4,735 hp
Menentukan daya motor yang digunakan Efisiensi = 80 % Power motor =
4,735 hp 0,8
= 5,92 hp Digunakan daya motor = 6 hp
Spesifikasi Bak Penggumpal (BP-101) ditunjukkan pada Tabel D.6. Tabel D.6 Spesifikasi Bak Penggumpal (BP–101) Alat Bak Penggumpal Kode
BP-101
Fungsi
Menggumpalkan kotoran yang tidak mengendap di bak penampung awal dengan menambahkan alum Al2(SO4)3 dan soda abu Na2CO3
Bentuk
Silinder vertical
Dimensi
Diameter
4,68 m
Tinggi
4,68 m
Diameter pengaduk
1,56 m
Pengaduk
Power Jumlah
6 hp
1 buah
c. Clarifier (CL-101) Fungsi
: Mengendapkan gumpalan kotoran dari bak penggumpal
Jenis
: Bak berbentuk kerucut terpancung dengan waktu tinggal 60 menit
D1 h D2 y
Gambar D.1 Clarifier
1. Menetukan Volume Clarifier Jumlah air sungai = 40,156 m3/jam = 40177.794kg/jam
Over design = 10 % Volume bak = 1,1 × 40,156 m3/jam × 1 jam = 80,708 m3
2. Menetukan Dimensi Clarifier Tinggi (h)
= 10 ft = 3,05 m
(Powell, 1954)
Diambil D2 = 0,61 D1 D2/D1 = (y/y + h) 0,61 = (y/y + 3,0480) y = 4,7674 m Volume clarifier = ¼ π D22 (y + h)/3 – ¼ π D12 (y + h)/3 80,708 m3 = ¼ π D12 2,6051 – ¼ π 0,61D12 2,6051 Diperoleh: D1 = 7,93 m D2 = 4,83 m Jadi dimensi clarifier : Tinggi
= 3,05 m
Diameter atas
= 7,93 m
Diameter bawah = 4,83 m
3. Menetukan Massa Air Keluar Clarifier Massa air keluar clarifier = Massa air masuk clarifier - Sludge discharge
Sludge discharge = Turbidity + Alum + Soda abu Asumsi : Turbidity = 850 ppm Alum
= 30 ppm
Soda abu = 30 ppm Total
= 4,2771. 10-5 + 1,5096. 10-6 + 1,5096. 10-6 = 4,5790.10-5 kg sludge/kg air × 40177.794kg/jam = 3,336 kg sludge
Massa air keluar = 40177.794kg/jam – 3,336 kg = 40174,454 kg/jam = 40,348 m3/jam
Spesifikasi Clarifier (CL-101) ditunjukkan pada Tabel D.7. Tabel D.7 Spesifikasi Clarifier (CL–101) Alat Clarifier Kode
CL-101
Fungsi
Mengendapkan gumpalan-gumpalan kotoran dari bak penggumpal.
Bentuk
Bak berbentuk kerucut terpancung
Kapasitas
40,156 m3
Dimensi
Tinggi
3,05 M
Diameter Atas
7,93 M
Diameter Bawah
4,83 M
Jumlah
1 buah
d. Sand Filter (SF-101)
Fungsi
: Menyaring kotoran-kotoran yang masih terbawa air dari tangki Clarifier
Tipe
: Silinder vertikal dengan media penyaring pasir dan kerikil
1. Menetukan Luas Penampang Filter Jumlah air
= 40,348 m3/jam
Waktu tinggal
= 1 jam
Laju alir
= 40177.794kg/jam
Over design
= 10 %
Kapasitas tangki = 1,1 x Jumlah air = 1,1 x 40,348 m3/jam = 44,3828 m3/jam
Untuk mencari luas filter, digunakan persamaan : 2. f .( P) V A.tc tc .. .cs
0,5
(Pers. 14.2-24, Geankoplis, Hal. 814)
Keterangan : V = volume filtrat (m3) A = luas filter (m2) f
= fraction submergence dari permukaan drum dalam slurry
P = tekanan (Pa) tc = waktu siklus (s) μ = viskositas (Pa.s) α = tahanan spesifik (m/kg) cs = total padatan dalam filtrat (kg padatan/m3 filtrat)
Diketahui : V = 0,448 m3/s cx = 0,191 kg padatan/kg slurry m = 2 kg wet cake/kg dry cake ∆P = 70.000 Pa tc = 250 s α = (4,37 . 109 x (-∆P))0,3 = (4,37.109 x 70.000)0,3 = 1,242 x 1011 m/kg Dari Appendix A.2 (Geankoplis,1993), untuk air pada 35 oC, μ = 0,0008 Pa.s ρ
= 992,857 kg/m3
cs =
=
cx 1 mc x 992,857 x 0,191 1 (2 x0,191)
= 306,854 kg padatan/m3 filtrat Maka, 2 . 0,33 . (70.000) 0,448 = 11 A 250 x 0,0008 x 1,242 x 10 x 306,854
A = 23,033 m2
2. Menentukan Dimensi Filter A
= (1/4) x π x D2
0,5
x 250
Diperoleh D
= 5,42 m = 213,204 in
Digunakan D standar = 216 in = 18 ft
Mencari ketinggian shell : Hshell
=
0,448.250 V .t c = = 4,87 m = 15,97 ft 23,033 A
Digunakan H standar = 16 ft (4,88 m) Media filter : Antrachite
= 0,35 Hshell = 0,35 x 16 = 5,6 ft = 1,707 m
Fine Sand
= 0,35 Hshell = 0,35 x 16 = 5,6 ft = 1,707 m
Coarse Sand = 0,15 Hshell = 0,15 x 16 = 2,4 ft = 0,732 m Karbon aktif = 0,15 Hshell = 0,15 x 16 = 2,4 ft = 0,732 m Tinggi total media filter = 16 ft = 4,88 m
3. Menentukan Tekanan Desain Menghitung tekanan vertikal bahan padat pada dasar tangki digunakan persamaan Jansen :
g R ρ B g c 1 e 2μ K ZT /R PB = 2μ K
(Mc. Cabe and Smith, 1985)
Dimana: PB = tekanan vertikal pada dasar tangki (psi) ρB = densitas material, lb/ft³ = 59,307 lb/ft³ μ = koefisien friksi : 0,35 - 0,55 dipilih, μ = 0,4
K = rasio tekanan, 0.3 - 0,6 dipilih, K = 0,5 ZT = tinggi total bahan dalam tangki = 16 ft R = jari-jari tangki = 1/2 D = 9 ft Diperoleh PB = 679,081 lb/ft2 = 4,716 lb/in2 Tekanan lateral yg dialami dinding tangki (PL) = K × PB = 0,5 x 4,716 = 2,358 lb/in2 Tekanan total (PT) = (4,716 + 2,358) lb/in2 = 7,074 lb/in2
4. Menghitung Tebal Dinding Shell t
P.ri
f . 0,6.P
c
(Brownell & Young, 1959, Hal. 254)
Material yang direkomendasikan adalah Carbon Steel SA-283 Grade C (Perry, 1984),dengan komposisi dan data sebagai berikut : f
= 12.650 psi
E
= 80 %
c
= 0,125 in
ri
= 108 in
(Peters & Timmerhause, 1991) (Brownell and Young, 1959, Tabel 13.2)
Poperasi = 14,7 psi Pdesain = 1,1 × (14,7 + 7,074) = 23,951 psi Tebal shell = 0,381 in (Tebal standar = 7/16 in)
5. Menghitung Tebal Head icr 6% , dimana rc =Di rC
(Perry, 1997, Tabel 10.65)
Diketahui : rc = 170 in, maka icr = 13 in w
1 . 3 4
rc icr
= 1,65 in
th
P .rc .w c 2 f 0,2 P
th = 0,458 in (Tebal standar = ½ in)
6. Menghitung Tinggi Head Untuk tebal dinding head = ½ in, dari Tabel 5.8 Brownell and Young Hal. 93, maka sf = 1 ½ – 4 in, dan direkomendasikan sf = 3 in.
Depth of dish (b)
b rc
rc icr 2 ID 2 icr (Brownell andYoung, 1959, Hal. 87)
b 170 in
2
170 132 170 2
13
2
b = 13,54 in
Tinggi head (OA) OA = th + b + sf
(Brownell and Young, 1959, Hal. 87)
= (0,50 + 13,54 + 3) in = 17,04 in = 0,43 m 7. Menghitung Volume Filter
Volume tanpa bagian sf V = 0,0000439 × ID3 = 0,0000439 × 183 = 0,256 ft3
Volume pada sf Vsf = 0,25 × π × r2 × sf = 0,25 × 3,14 × (18/2)2 × 3 = 15,904 ft3 V total = V cairan + (2 x V tanpa sf) + ( 2 x V pada sf) = 950,016 ft3 + (2 x 0,256) ft3 + (2 x 15,904 ft3) = 982,337 ft3 = 27,817 m3
8. Menghitung Laju Air Keluar Filter Air keluar filter = Air masuk filter - Air yang tertinggal di filter Kisaran internal backwashing : 8-24 jam
(Powell, 1954)
Diambil = 10 jam Kisaran kecepatan backwash : 15-30 gpm/ft2
(Powell, 1954)
Diambil = 15 gpm/ft2 Luas penampang
= 23,033 m2 = 247,925 ft2
Flowrate backwash = Kecepatan backwash x Luas penampang
= 15 gpm/ft2 x 247,925 ft2 = 3.718,872 gpm Kisaran air untuk backwash sebesar : 0,5-5 % air disaring. Diambil = 4 % Air untuk backwash = 0,04 × 40,348 m3/jam × 10 jam = 9,782 m3 = 2.584,224 gal
Waktu backwash =
2.584,224 gal 3.718,872 gpm
= 0,695 menit
Air yang tertinggal = 0,015% × air masuk = 0,00015 x 40,348 m3/jam = 0,0037 m3/jam Air yang masuk
= 24,456 m3/jam
Sehingga air keluaran filter
= air yang masuk – air yang tetinggal = (40,348 - 0,0037) m3/jam = 40,3448 m3/jam
Spesifikasi Sand Filter (SF-101) ditunjukkan pada Tabel D.8. Tabel D.8 Spesifikasi Sand Filter (SF-101)
Alat
Sand Filter
Kode
SF-101
Fungsi
Menyaring kotoran-kotoran yang terbawa air
Bentuk
Silinder tegak (vertikal) dengan head berbentuk torisperical den media penyaring pasir dan kerikil.
Kapasitas
40,348 m3/jam
Dimensi
Diameter
5,49 m
Tinggi
4,88 m
Tebal shell (ts)
0,4375 in
Tebal head (th)
0,50 in
Tekanan Desain
23,951 psi
Waktu Backwash
0,695 menit
Jumlah
4 buah (1 cadangan)
e. Hot Basin (HB-101) Fungsi
: Menampung air proses yang akan didinginkan di Cooling Tower
Jenis
: Bak beton berbentuk rectangular
1. Menentukan Volume Bak Massa air = Kebutuhan air pendingin + Make up air pendingin = 40797,4103 kg/jam Flow rate = 41.00242 m3/jam Waktu tinggal = 1 jam Over design = 20 % Volume = 1,2 × 41.00242 m3/jam ×1 jam = 49,2029 m3 2. Menentukan Dimensi Hot Basin Luas permukaan bak (A) = Qc/O.R
(http://water.me.vccs.edu/)
Dimana : A
= luas permukaan bak, m3
Qc = laju alir, m3/jam O.R = overflow rate,500 gal/jam-ft2- 1.000 gal/jam-ft2 Diambil overflow rate 500 gal/jam-ft2 Sehingga : A = 89,886 ft2 Kedalaman bak (d) = 7-16 ft Diambil d
(http://water.me.vccs.edu/)
= 16 ft = 4,88 m
Panjang (L) = 4 W Dimana W = (V/4d)1/2 = 9,69 ft = 2,95 m L = 38,76 ft = 11,81 m
Spesifikasi Hot Basin (HB–101) ditunjukkan pada Tabel D.9. Tabel D.9 Spesifikasi Hot Basin (HB–101) Alat Hot Basin Kode
HB-101
Fungsi
Manampung air yang akan didinginkan di Cooling Tower
Bentuk
Bak rectangular
Dimensi
Panjang
Jumlah
11,81 M
Lebar
2,95 M
Kedalaman
4,88 M
1 buah
f. Cold Basin (CB-101)
Fungsi
: Menampung air keluaran dari Cooling Tower dan make up water dari filtered water tank
Jenis
: Bak beton berbentuk rectangular
Dengan perhitungan yang sama dengan Hot Basin diperoleh spesifikasi sebagai berikut : Tabel D.10 Spesifikasi Cold Basin (CB–101) Alat Cold Basin Kode
CB-101
Fungsi
Menampung air keluaran dari Cooling Tower dan make up water dari filtered water tank
Bentuk
Bak rectangular
Dimensi
Panjang
Jumlah
11,81 m
Lebar
2,95 m
Kedalaman
4,88 m
1 buah
g. Cooling Tower (CT-101) Fungsi
: Mendinginkan air pendingin yang telah digunakan oleh peralatan
proses dengan menggunakan media pendingin
udara dan mengolah dari temperatur 45 oC menjadi 30 oC Tipe
: Inducted Draft Cooling Tower
Sistem
: Kontak langsung dengan udara di dalam cooling tower (fan)
Ukuran cooling tower merupakan fungsi dari :
Batasan pendingin (temperatur air panas minus temperatur air dingin)
Pendekatan temperatur wet bulb (temperatur air dingin minus temperatur basah)
Kuantitas air yang didinginkan
Temperatur wet bulb
Tinggi menara
1. Menentukan Dimensi Cooling Tower
Jumlah air yang harus didinginkan = Kebutuhan air pendingin = 40797,4103 kg/jam = 41.00242 m3/jam =180,528 gpm
Digunakan udara sebagai pendingin dengan relative humidity 95 % Suhu air masuk, T1
= 45 oC
= 113 oF
Suhu air keluar, T2
= 30 oC
= 86 oF
Suhu dry bulb udara Tdb
= 30 oC
= 86 oF
Suhu wet bulb udara, Twb
= 22,2 oC = 71,96 oF
Temperature approach
= T2 – Twb = 7,8 oC = 46,04 oF
Cooling range
= T1 – T2 = 15 oC = 59 oF
Konsentrasi air, Cw
= 2,5 gal/min ft2 (Fig. 12.14, Perry's Handbook, 1997)
Dimensi menara
Luas menara = Q/Cw =
180,528 gpm = 72,211 ft2 2,5 gal / min ft 2
Dimensi, P/L = 2 Sehingga diperoleh: Lebar menara, L = 3,73 m Panjang menara, P = 7,46 m
Berdasarkan Perry's Handbook, 1997, jika temperatur approach 7–11 oC, maka tinggi menara 4,6 – 6,1 m. Diambil tinggi menara 4,9 m = 16,08 ft.
Dimensi basin Holding time = ½ jam Volume = 41.00242 m3/jam x ½ jam = 20,501 m3 Lebar, L
= 3,73 m
Panjang, P = 7,46 m Tinggi =
V 20,501 m 3 = = 3,06 m PxL 7,46 m x 3,73 m
2. Menghitung Daya Motor Penggerak Fan Cooling Tower
Menghitung daya fan Daya fan =
Tenaga fan Efisiensi fan
Fan hp = 0,031 hp/ft2 (Fig. 12.15, Perry's Handbook, 1997)
Tenaga yang dibutuhkan = Luas cooling tower × 0,031 hp/ft2 = 72,211 ft2 × 0,031 hp/ft2 = 9,29 hp Efisiensi fan = 75 % Daya fan =
9,29 = 12,38 hp 0,75
Menghitung daya motor penggerak fan cooling tower Efisiensi motor dipilih 85 %. Tenaga motor =
12,38 = 14,57 hp = 15 hp 0,85
3. Menghitung Kebutuhan Zat Aditif
Dispersant Konsentrasi dispersant yang diijeksikan ke dalam Cooling Tower = 0,05 % dari air umpan. Konsentrasi dispersant di tangki penyimpanan = 1 % Kebutuhan dispersant = 0,05 % × 40797,4103 kg/jam = 84,457 kg/jam Suplai dispersant ke cooling tower
=
84,457 0,1
= 844,567 kg/jam ρ dispersant = 995,68 kg/m3 Laju alir dispersant =
844,567 kg/jam 995,68 kg/m 3
= 0,848 m3/jam
Asam Sulfat Konsentrasi H2SO4 yang diijeksikan ke dalam cooling tower = 0,01 % dari air umpan. Konsentrasi H2SO4 di tangki penyimpanan = 98 % Kebutuhan H2SO4 = 0,01 % × 40797,4103 kg/jam = 16,891 kg/jam 16,891 kg/jam 0,98
Suplai H2SO4 ke bak penggumpal =
= 17,236 kg/jam ρ H2SO4 = 1.834 kg/m3 Laju alir H2SO4 =
17,236 kg/jam 1.834 kg/m 3
= 0,0094 m3/jam
Inhibitor Konsentrasi inhibitor yang diijeksikan ke dalam cooling tower = 0,01 % dari air umpan. Konsentrasi inhibitor di tangki penyimpanan = 1 % Kebutuhan inhibitor = 0,01 % × 40797,4103 kg/jam = 407,97 kg/jam Suplai inhibitor ke bak penggumpal =
407,97 kg/jam 0,10
= 4079,7 kg/jam ρ inhibitor = 2.526,042 kg/m3 Laju alir inhibitor =
4079,7 kg/jam 2.526,042 kg/m 3
= 0,067 m3/jam
4. Menghitung Make-Up Water
Wc = aliran air sirkulasi masuk Cooling Tower = 41.00242 m3/jam Water evaporation (We) We = 0,00085 Wc x (T1-T2)
(Eq. 12.10, Perry's, 1997)
= 0,00085 x 41.00242 m3/jam x 15 K = 21,691 m3.K/jam
Water drift loss (Wd) = 0,002 x Wc = 0,002 x 41.00242 m3/jam = 0,340 m3/jam
Water blowdown (Wb) = Wc/( S-1 ) S = rasio klorida dalam air sirkulasi terhadap air make up 3–5, diambil S = 5
Wb =
170,129 m 3 /jam 5 -1
= 21,266 m3/jam Wm = We + Wd + Wb = (21,691 + 0,340 + 21,266) m3/jam = 43,298 m3/jam
Spesifikasi Cooling Tower (CT-101) ditunjukkan pada Tabel D.11. Tabel D.11 Spesifikasi Cooling Tower (CT-101)
Alat
Cooling Tower
Kode
CT-101
Fungsi
Mendinginkan air pendingin yang telah digunakan oleh peralatan proses dengan menggunakan media pendingin udara dan mengolah dari temperatur 45 oC menjadi 30 oC
Tipe
Inducted Draft Cooling Tower
Kapasitas
41.00242 m3/jam
Dimensi
Panjang
7,46 m
Lebar
3,73 m
Tinggi
4,60 m
Tenaga motor
Daya fan
15 hp
Bahan Konstruksi
Beton
Jumlah
1 buah
h. Cation Exchanger (CE – 101) Fungsi
: Menghilangkan ion-ion positif yang terlarut dan menghilangkan kesadahan air
Tipe
:
Tangki silinder vertikal diisi dengan resin penukar ion
1. Menghitung Luas Permukaan Resin V Air masuk
= kebutuhan + make up air boiler = 1648.902 kg/jam = 16,489 m3/jam = 393 gpm
Siklus regenerasi
= 8 jam
Total kation inlet
= 62 ppm = (1 grain/gallon = 17,1 ppm)
Total kation outlet
= 0 ppm
Kation hilang
= 100 %
Kation exchanger
= Asam lemah (weakly acid, metilen akrilat)
Kondisi operasi : Temperatur = 30 oC (Tabel 16-6, Perry's Handbook, 7th ed, 1997) pH = 6-8
(Tabel 16-19, Perry's Handbook, 7th ed, 1997)
Kapasitas resin = 0,75 eq/L = 16,35 kgrain CaCO3/ft3 resin = 16,35 kg/m3 = 8 gpm/ft2
Maksimum flow
Densitas resin, ρ = 0,95 kg/L = 59,307 lb/ft3
Contoh kationnya = CaCO3 (Ca2+) Ca2+ yg hilang = kation hilang (%/100) x laju alir air (gpm) x total kation inlet (kgrain/gallon) x siklus regenerasi (menit). = 100% 252,298 0,0036 60 8 = 439,088 kgrain Kebutuhan resin =
=
zat yang hilang (kgrain) kapasitas resin
439,088 16,35
= 26,86 ft3 = 0,76 m3 Luas permukan resin : Aresin = Laju alir air : flowrate max
=
252,298 8
= 31,537 ft2
2. Menghitung Diameter Cation Exchanger
D =
4 31,537 ft 2 3,14
= 6,34 ft = 1,93 m = 76,04 in Diambil diameter standar = 77 in = 1,96 m
Tinggi bed resin = kebutuhan resin : luas permukaan resin =
0,761 2,929
= 0,259 m = 0,852 ft
3. Menghitung Tinggi Cation Exchanger Tinggi tangki total = Tinggi bed total + Ruang kosong Ruang kosong = 75 % × Tinggi bed (untuk ekspansi saat regenerasi) = 0,195 m Lapisan pasir = 50 % × Tinggi bed = 0,129 m Graver dirancang dari anitrofit (Powell, 1954).
dengan tebal/tinggi 12-14 in
Dipilih tinggi
= 13 in = 0,3302 m
Tinggi bed total
= H bed resin + H bed pasir + H bed gravel = (0,259 + 0,129 + 0,330) m = 0,719 m = 2,361 ft
Tinggi shell, Hs
= H bed total + H ruang kosong = (0,719 + 0,195) m = 0,914 m = 2,999 ft
4. Menghitung Tekanan Desain Menghitung tekanan vertikal bahan padat pada dasar tangki digunakan persamaan Jansen : PB =
g R ρB g c 2μ K
1 e 2μ K ZT /R
(Mc. Cabe and Smith, 1985)
Dimana: PB = tekanan vertikal pada dasar tangki (psi) ρB = densitas material, lb/ft³ = 59,307 lb/ft³ μ = koefisien friksi, 0,35 - 0,55 ; dipilih, μ = 0,4 K = rasio tekanan, 0.3 -0.6 ; dipilih, K = 0,5 ZT = tinggi total bahan dalam tangki, ft R = jari-jari tangki =1/2 D, ft Diperoleh PB = 121,28 lb/ft2 = 0,842 psi Tekanan lateral yg dialami dinding tangki (PL) = K × PB = 0,421 psi
Tekanan total (PT) = (0,842 + 0,421) psi = 1,263 psi Poperasi = 14,7 psi Pdesain = 1,1 x (Poperasi + PT) = 17,559 psi
5. Menghitung Tebal Dinding Shell
t
P .r i c f . 0 , 6 .P
(Brownell & Young, 1959, hal 254)
Material yang direkomendasikan adalah Carbon Steel SA-283 Grade C f
= 12.650 psi
(Peters & Timmerhause, 1991)
E = 80 %
(Brownell and Young, 1959, Tabel
13.2) c
= 0,125 in
ri = 38,5 in Tebal shell = 0,25 in (Tebal standar = ¼ in) 6. Menghitung Tebal Head OD = ID + (2 x ts) = 77 in + (2 x 0,25) = 77,50 in Dipilih OD standar: OD = 77,5 rc = 78 icr = 4, 75
w
1 . 3 4
rc icr
= 1,76 in
th
P .rc .w c 2 f 0,2 P
= 0,244 in (Tebal standar = ¼ in)
7. Menghitung Tinggi dan Volume Head Untuk tebal dinding head = 1/4 in Untuk th = ¼ in, dari Tabel 5.8 Brownell and Young Hal. 93, maka sf = 1 ½ – 2 in, dan direkomendasikan sf = 2 in.
Depth of dish (b)
b rc
rc icr 2 ID 2 icr
2
(Brownell and Young, 1959, Hal. 87)
b 78 in 78 4,75 77 4,75 2
2
2
b = 12,99 in Tinggi head (OA) OA = th + b + sf
(Brownell and Young, 1959, Hal. 87)
= (0,25 + 12,99 + 2) in = 15,24 in = 1,27 ft
Volume tanpa bagian sf
V = 0,0000439 × ID3 = 0,0000439 × 6,423 = 1,29 x 10-2 ft3 = 3,66 x 10-4 m3
Volume pada sf Vsf = 0,25 × π × r2 × sf = 0,25 × 3,14 × (6,42/2)2 × 0,051 = 0,038 m3
V total = V pada sf + V tanpa sf = 0,0385 m3
Regenerasi Resin
Menghitung kebutuhan regeneran Regeneran yang digunakan adalah asam sulfat konsentrasi 4 % volume (Tabel 16-19, Perry's Handbook, 7th ed, 1997). Kapasitas regeneran = 6,875 lb regeneran/ft³ resin Kebutuhan teoritis = Kapasitas regeneran × Kebutuhan = 6,875 lb regeneran/ft³ resin × 26,86 ft3 = 184,632 lb regeneran Kebutuhan teknis
= 110 % × Kebutuhan teoritis = 110 % x 184,632 = 203,095 lb regeneran = 92,122 kg
Menghitung waktu regenerasi
Densitas regeneran = 8,526 lb/gallon Flowrate regenerasi = 5 gpm/ft² Waktu pencucian
(Powell, 1954)
= 10 menit
Volume regeneran =
Kebutuhan teknis densitas regeneran
= 0,0902 m3 = 23,822 gal Flowrate air pencuci = 5 gpm/ft² Waktu regenerasi =
=
(Powell, 1954)
Volume regeneran Flowrate Luas re sin 23,822 gal 5 gal/minft 2 31,54ft 2
= 0,151 menit Waktu pembilasan = 5 menit Total waktu
= 15,151 menit
Menghitung jumlah air pencuci dan pembilas (Vbw) Vbw = (t pencucian + t pembilasan ) × Flowrate regenerasi × Luas resin = (10 + 5) menit × 5 gpm/ft² x 31,54 ft² = 2.365,298 galon/shift
Spesifikasi Cation Exchanger (CE –101) ditunjukkan pada Tabel D.12.
Tabel D.12 Spesifikasi Cation Exchanger (CE-101) Alat Cation Exchanger Kode
CE-101
Fungsi
Menghilangkan ion-ion positif yang terlarut dan menghilangkan kesadahan air
Bentuk
Silinder tegak (vertikal) dengan head berbentuk Torisperical
Kapasitas
16,489 m3/jam
Dimensi
Diameter shell (D)
1,960 M
Tinggi shell (Hs)
0,914 M
Tebal shell (ts)
0,250 In
Tebal head (th)
0,250 In
Tinggi atap
0,387 M
Tekanan Desain
17,56 psi
Bahan Konstruksi
Carbon Steel SA-283 Grade C AISI tipe 316
Jumlah
2 buah (1 cadangan)
i. Anion Exchanger (AE – 101) Fungsi
: Menghilangkan ion-ion negatif yang terlarut dan menghilangkan kesadahan air
Tipe
: Tangki silinder vertikal diisi dengan resin penukar ion
Dengan cara perhitungan yang sama seperti pada Cation Exchanger (CE-101), diperoleh spesifikasi Anion Exchanger (AE-101) sebagai berikut :
Tabel D.13 Spesifikasi Anion Exchanger (AE – 101)
Alat
Anion Exchanger
Kode
AE-101
Fungsi
Menghilangkan ion-ion negatif yang terlarut dan menghilangkan kesadahan air
Bentuk
Silinder tegak (vertikal) dengan head berbentuk torisperical
Kapasitas
16,489 m3/jam
Dimensi
Diameter shell (D)
2,08 m
Tinggi shell (Hs)
0,57 m
Tebal shell (ts)
0,25 in
Tebal head (th)
0,25 in
Tinggi atap
0,37 m
Tekanan Desain
16,88 psi
Bahan Konstruksi
Carbon Steel SA-283 Grade C AISI tipe 316
Jumlah
2 buah (1 cadangan)
j. Deaerator (DA-401) Fungsi
: Menghilangkan gas-gas terlarut dalam air, seperti: O2 dan CO2, agar korosif dan kerak tidak terjadi, diinjeksikan hydrazine (O2 scavanger) serta senyawaan fosfat
Jenis
: Tangki horizontal dengan head berbentuk ellips dilengkapi sparger
1. Menghitung Volume Deaerator Jumlah air umpan boiler = 1648.902 kg/jam Kecepatan volumetrik air = 16,489 m3/jam Densitas air
= 992,86 kg/m3 = 61,98 lbm/ft3
Waktu tinggal = 15 menit = 0,25 jam Volume air
= 16,489 m3/jam × 0,25 jam
= 3,362 m3 Over design
= 20 %
Volume kolom = 4,034 m3
2. Menentukan Dimensi Tangki Volume tutup atas torrispherical flanged and dished head. = 0,1039D3
Vd
(Wallas)
V tangki = V shell + V torrispherical = ¼ π D2 H + 0,1039D3 + 0,1039D3 Diambil Hs/D = 5 Vkolom
= (3,14/4).D2 (5D) + 0,2078D3
4,034 m3 = 4,1348 D3 Sehingga : D = 0,992 m = 3,254 ft = 39,048 in Digunakan diameter standar : D = 3,5 ft = 42 in = 1,067 m Hs = 17,5 ft = 210 in = 5,334 m Bahan isian : rasching ring metal Packing size = 1 in packing factor, Fp = 115
(Tabel 11.2 Coulson, 1985:482)
Kecepatan air (kebutuhan air untuk steam), Lw : Lw = 13.350,795 kg/jam = 3,709 kg/s kecepatan steam
Vw = 10 % × 13.350,795 kg/jam = 1.335,071 kg/jam = 0,371 kg/s
ρL = 992,856 kg/m3 = 61,982 lb/ft3 ρv = 29,073 kg/m3
(Chemcad)
μL = 0,0008 kg/m.s
FLV
Lw Vw
ρV ρL
= 1,711 ΔP = 15 - 50 mm H2O/m packing
(Coulson, 1985:492)
Dari Fig. 11.44 Coulson hal 492, diambil ΔP = 15 mm H2O/m packing. Didapat K4 = 0,18 Pada flooding K4 = 80 % % flooding =
(Coulson, 1985:492)
0,18 100 % = 47,43 % (< 85 % memuaskan) 0,80
h = HETP = D0,3
(Pers. 4-84, Ulrich, 1984:196)
= (3,5 ft)0,3 = 1,456 ft = 0,44 m = 17,47 in ρ metal = 490 lbm/ft3
3. Menghitung Tekanan Desain P abs = P operasi + P hidrostatis P abs = 14,7 +
(Pers 3.17, Brownell, 1959:46)
ρ(h 1) 144
= 14,7 + 7,102 psi = 21,802 psi Tekanan desain 5 -10 % di atas tekanan kerja absolut (Coulson, 1988:637). Tekanan desain yang dipilih 10 % di atasnya. P desain = 1,1 × P abs = 1,1 × 21,802 psi = 23,98 psi
4. Menghitung Tebal Dinding Shell ts
P.r C f.E 0,6P
(Pers. 13.1 Brownell and Young, 1959)
Dimana : Bahan konstruksi : Carbon steel SA-283 Grade C P = tekanan desain = 23,98 psi f
= allowable stress = 12.650 psi (Tabel 13.1 Brownell, 1959:251)
E = 80 % (joint eficiency tipe double welded butt joint) ri = jari-jari dalam shell = 21 in C = corrosion allowance = 0,125 in/10 tahun Diperoleh ts = 0,1748 in Digunakan ts standar = 0,1875 in
Standardisasi OD : OD = ID + 2 t = 42 + (2 × 0,1875) = 42,375 in Dipilih OD standar = 48 in ; rc = 48 in ; icr = 3 in
5. Menghitung Tebal Head
th
0,885 23,98 21 0,885.P.rc + 0,125 in c = (12.650 0,8) - ( 0,1 23,98 )) f . 0.1P
= 0,222 in Dipakai th standar 0,250 in.
Spesifikasi deaerator (DA-401) ditunjukkan pada Tabel D.14. Tabel D.14 Spesifikasi Deaerator (DA-401) Alat Deaerator Kode
DA-401
Fungsi
Menghilangkan gas-gas terlarut dalam air, seperti: O2 dan CO2, agar korosif dan kerak tidak terjadi, diinjeksikan hydrazine (O2 scavanger) serta senyawaan fosfat.
Bentuk
Tangki horizontal dengan head berbentuk ellips dilengkapi sparger.
Bahan Isian
Dimensi
Rasching ring metal Diameter packing
1,00 in
Tinggi bed
0,44 m
Diameter bed
1,07 m
Diameter shell (D)
1,07 m
Tinggi shell (Hs)
5,33 m
Tebal shell (ts)
0,1875 in
Tebal head (th)
0,25 in
Tekanan Desain
23,98 psi
Bahan Konstruksi
Carbon Steel SA-283 Grade C
Jumlah
1 buah
k. Boiler Fungsi alat : Untuk membangkitkan Hgh pressure steam Tipe boiler : Water tube
(Tabel. 4.8, Urich, 1984:109)
Kondisi operasi : Tekanan
= 8581 kPa
Temperatur = 300 oC Jumlah steam yg dibutuhkan, ms = 1648.902 kg/jam = 16,489 m3/jam
Dipergunakan bahan bakar solar Densitas = 870 kg/m3
(Tabel 6-3, Ulrich, 1984:332)
Kebutuhan bahan bakar sebagai berikut :
mf
ms (h h f ) eb x F
Keterangan : mf = massa bahan bakar yang dipakai, lb/jam ms = massa uap yang dihasilkan, lb/jam Hv = entalpi dari uap air Btu/lb Hf = entalpi dari liquid, Btu/lb Pada T = 300 oC
Hv = 2.706,3 kJ/kg = 1.163,501 Btu/lb Hf = 503,71 kJ/kg = 216,557 Btu/lb eb = efisiensi boiler = 90 %
(Tabel 4.8, Urich, 1984:109)
F = nilai kalor bahan bakar
(Tabel 6-3, Ulrich, 1984:332)
F = 42 MJ/m3 = 42000000 J/kg = 726.420,968 Btu/lbm mf =
323.767,734 lb/jam (1.163,501 216,557) Btu/lb 0,90 726.420,968 Btu/lb
= 287,321 lbm/jam = 468,951 kg/jam = 212,712 m³/jam = 244,497 liter/jam Daya boiler: hp
m f (h h f ) 970,3 34,5
=
468,951 lb/jam (1.163,501 - 216,557) Btu/lb 970,3 34,5
= 1,327 hp = 2 hp
Kapasitas boiler :
Q
ms (h h f ) 1000
= 306.590,035 Btu/jam = 323.469,625 kJ/jam
Kebutuhan air
= 1,2 × Jumlah steam = 1,2 x 1648.902 kg/jam = 1762,30,498 kg/jam = 1774,98 m3/jam
Heating surface : 1 hp boiler = 10 ft2 Heating surface total = 10 × hp boiler = 10 x 1,326 hp = 13,266 ft2 = 1,232 m2
Spesifikasi Boiler ditunjukkan pada Tabel D.15. Tabel D.15 Spesifikasi Boiler Alat Boiler Fungsi
Menghasilkan low pressure steam untuk keperluan proses
Tipe
Water tube boiler
Jenis Steam
Low pressure satureted steam
Heating surface
1,232 m2
Kapasitas
323.469,625 kJ/jam
Bahan Bakar
Solar
Kebutuhan BBM
0,244 m3/jam
Power
2 hp
Jumlah
1 buah
l. Filter Water Tank (TP-104) Fungsi alat : Untuk menampung air keluaran sand filter Tipe tangki : Silinder tegak (vertikal) dengan dasar datar (flat bottom) dan atap (head) berbentuk kerucut (conical) Tekanan
: 101,15 kPa = 1 atm
Temperatur : 30 oC = 86 oF 1. Menghitung Volume Tangki Kebutuhan air proses = Air output sand filter = 40,3448 m3/jam = 40344,8 kg/jam Waktu tinggal = 1 jam V H2O = Jumlah air x Waktu tinggal = 40,3448 m3/jam x 1 jam = 40,3448 m3 Safety factor = 20 %
(Peter and Timmerhaus, 1991, Hal:37)
Volume tangki = 1,2 x V H2O = 1,2 x 40,3448 m3 = 48,328 m3
2. Menghitung Diameter dan Tinggi Tangki Rasio H/D yang di ambil adalah rasio yang memberikan luas tangki yang paling kecil. Berdasarkan Tabel 4-27, Ulrich, 1984, dimana Hs/D < 2. Berdasarkan Brownell and Young, untuk large tank berlaku : D = 8H/3 H = 0,375 D
V = 1/4 x π x D2 x H D = ((4V)/(π x H))0,5 = ((32V)/(3μ))0,5 Sehingga diperoleh: D = 11,08 m = 36,34 ft H = 4,15 m = 13,63 ft Nilai standar (Brownell and Young, App. E, Item 1, Hal. 346) : D = 40 ft = 12,19 m = 480 in H = 12 ft = 3,66 m = 144 in Maka, Volume tangki = 15,079,645 ft3 = 427,008 m3 Diperoleh data (Brownell and Young, App. E, Item 2, Hal. 347) : Number of courses = 2 Lebar plate standar = 6 ft 3. Menghitung Tekanan Desain Pabs
= Poperasi + Phidrostatis
H liquid = (Vliquid / Vtangki) x H tangki = (427,008 m3/333,607 m3) x 3,66 m = 2,86 m = 9,38 ft = 112,50 in Dimana ρ = 992,856 kg/m3 = 61,982 lb/ft3 Dimana, Phidrostatis :
P hidrostatis =
HL g g 144
= 4,035 psi P operasi
= 14,7 psi
c
(Pers. 3.17, Brownell, 1959)
Maka, Pabs = 18,735 psi Tekanan desain 5-10 % diatas tekanan absolut (Coulson, 1988, Hal:637). Tekanan desain yang dipilih 5 % diatasnya. Tekanan desain pada ring ke-1 (paling bawah) : Pdesain = 1,05 x 18,735 psi = 19,67 psi Tabel D.16 Hasil perhitungan Pdesign cairan : Course Hliquid (ft) Phid (psi) 1 9,375 4,035 2 3,375 1,453
pada berbagai ketinggian Pabs (psi) 18,735 16,153
Pdesain (psi) 19,67 16,96
4. Menentukan Tebal Plate
ts
P.ri C f .E 0,6 P
Keterangan : F = 12.650 (Brownell and Young, 1959, Tabel 13.1 untuk T = -20 650 oF) E = 0,8 (Jenis sambungan las : single-butt weld) C = 0,125 (Coulson, Vol 6, Hal. 217) Maka,
ts =
19,67 480
2 0,125 12.650 0,8 0,6 19,67
ts = 0,592 in Diambil tebal plate standar = 10/16 in
5. Menentukan Panjang Plate Untuk menghitung panjang shell, persamaan yang digunakan adalah : π.Do - ( weld length) 12.n Keterangan :
L=
L = panjang plate, in Do = diameter luar shell, in n
= jumlah plate
Weld length = Banyak plate pada sekeliling plate x Banyak sambungan pengelasan vertikal = n x Butt welding Panjang shell untuk course 1 : Do = Di + (2 x ts) = 480 + (2 x (10/16)) = 481,25 in n = 2 buah Butt welded = 0,156 (Brownell and Young, Hal. 254) Maka, L = 3,14 481,25 - (2 0,156) 12 2 = 62,99 ft
6. Desain Atap Perhitungan sudut elemen conis Bentuk atap yang digunakan adalah conical (konis). Untuk roof with large diameter yang menggunakan pengelasan lap joint, minimal desain lap yang diizinkan adalah 1 in dengan tebal plate minimal 3/16 in. Besar sudut elemen konis dihitung dengan persamaan :
D 430t Keterangan : min sin
(Pers. 4.6, Brownell and Young, 1959)
θ = sudut elemen konis dengan horizontal D = diameter tangki, ft t = tebal cone (head), in Digunakan tebal konis (t) = 0,625 in Maka, min sin θ = 0,149 θ = 8,559o
Pemeriksaan compressive stress yang diizinkan 6 f allowable = 1,5 x10
t 1 yield point r 3
Keterangan : f allowable = compressive stress yang diizinkan, psi t = tebal konis, in r = jari-jari lekukan (curvature), in
6D sin = 315,273 ft
Dimana, r =
= 3.783,276 in Yield point = 30.000 (Tabel 3.1, Brownell and Young, 1959, Hal. 37) Maka, fallowable = 2.973,613 Dimana f allowable < (Yield point/3) = 2.973,613 < 10.000 Maka, tebal plate = 0,625 in dapat digunakan.
Perhitungan tinggi atap
h
90o D 2
r 90
D = diameter tangki,ft r = jari-jari, in 6D sin sudut elemen konis
dengan horizontal
Gambar D.2 Jari-jari lekukan untuk atap konis Tinggi atap dapat dihitung dengan korelasi sudut pada gambar : tan θ =
1
H 2D
Dimana: tan θ = 0,151 Maka, H = 3,01 ft = 0,918 m
Menghitung tinggi total tangki penyimpanan air H tangki = H shell + H roff = 12 ft + 3,01 ft = 15,01 ft = 4,56 m
7. Desain Lantai Untuk memudahkan pengelasan dan mengizinkan terjadinya korosi, pada lantai dipakai plat dengan tebal minimal ¼ in. Tegangan yang bekerja pada plat yang digunakan pada lantai harus diperiksa agar diketahui apakah plat yang digunakan memenuhi persyaratan atau tidak (Brownell and Young, 1959). Menghitung tekanan yang bekerja pada bottom Menghitung compressive stress yang dihasilkan oleh berat cairan
S1
w 1 Di2 4
w = 2,205 lb S1 = 0,000012 psi
Menghitung compressive stress yang dihasilkan oleh berat shell
X s 144 Keterangan :
S2
X = tinggi tangki, ft = 15,01 ft ρS = densitas shell = 489 lb/ft3 (Tabel 6, Peter and Timmerhaus) Maka,
15,01 489 144 S2 = 50,97 psi S2
Tegangan total yang bekerja pada lantai :
St = S1 + S2 = (0,000012 + 50,97) psi = 50,972 psi Batas tegangan lantai yang diizinkan : St < Tegangan bahan plat (f) x Efisiensi pengelasan (E) 50,972 < 14.000 (memenuhi)
Tabel D.17 Spesifikasi Filtered Water Tank (TP-104) Alat Filtered Water Tank Kode
TP-104
Fungsi
Menampung air keluaran sand filter sebanyak 40,3448 m3/jam
Bentuk
Silinder tegak (vertikal) dengan dasar datar (flat bottom) dan atap (head) berbentuk conical
Kapasitas
400,328 m3
Dimensi
Diameter shell (D) Tinggi shell (Hs) Tebal shell (ts)
12,19 m 3,66 m 0,625 in
Tinggi atap
0,9175 m
Tebal lantai
0,1875 in
Jumlah courses Tutup atas
Bentuk conical
Tekanan desain
19,67 psi
Tebal head
0,625 in
Bahan konstruksi
Carbon Steel SA-283 Grade C
Jumlah
1 buah
2 buah
m. Tangki Air Domestik Fungsi alat : Tempat penyimpanan bahan baku air untuk keperluan umum dan sanitasi Tipe tangki : Silinder tegak (vertikal) dengan dasar datar (flat bottom) dan atap (head) berbentuk kerucut (conical) Tekanan
: 101,15 kPa = 1 atm
Temperatur : 30 oC = 86 oF Dengan cara perhitungan yang sama seperti pada Filtered Water Tank (TP-104), diperoleh spesifikasi Tangki Air Domestik sebagai berikut : Tabel D.18 Spesifikasi Tangki Air Domestik Alat Tangki Air Domestik Fungsi
Tempat penyimpanan bahan baku air untuk keperluan umum dan sanitasi
Bentuk
Silinder tegak (vertikal) dengan dasar datar (flat bottom) dan atap (head) berbentuk conical
Kapasitas Dimensi
33,64 m3 Diameter shell (D)
4,572 m
Tinggi shell (Hs)
1,829 m
Tebal shell (ts)
0,3125 in
Tinggi atap
0,8425 m
Tebal lantai
0,1875 in
Jumlah courses Tutup atas
Bentuk conical
Tekanan desain
16,74 psi
Tebal head
0,3125 in
Bahan konstruksi
Carbon Steel SA-283 Grade C
Jumlah
1 buah
2 Buah
n. Tangki Air Hydrant Fungsi alat : Tempat penyimpanan air untuk keperluan pemadam o
kebakaran pada suhu 30
C dan pada tekanan
atmosferik selama 7 hari Tipe tangki : Silinder tegak (vertikal) dengan dasar datar (flat bottom) dan atap (head) berbentuk kerucut (conical) Tekanan
: 101,15 kPa = 1 atm
Temperatur : 30 oC = 86 oF Dengan cara perhitungan yang sama seperti pada Filtered Water Tank (TP-104), diperoleh spesifikasi Tangki Air Hydrant sebagai berikut : Tabel D.19 Spesifikasi Tangki Air Hydrant Alat Tangki Air Hydrant Fungsi
Tempat penyimpanan air untuk keperluan pemadam kebakaran pada suhu 30 oC dan pada tekanan atmosferik selama 7 hari
Bentuk
Silinder tegak (vertikal) dengan dasar datar (flat bottom) dan atap (head) berbentuk conical
Kapasitas
2,55 m3
Dimensi
Diameter shell (D)
2,438 m
Tinggi shell (Hs)
0,914 m
Tebal shell (ts)
0,250 in
Tinggi atap
0,091 m
Tebal lantai
0,1875 in
Jumlah courses
1 buah
Tutup atas
Bentuk conical
Tekanan desain
16,24 psi
Tebal head
0,25 in
Bahan konstruksi
Carbon Steel SA-283 Grade C
Jumlah
1 buah
o. Tangki Air Kondensat (TP-301) Fungsi alat : Tempat penyimpanan air kondensat Tipe tangki : Silinder tegak (vertikal) dengan dasar datar (flat bottom) dan atap (head) berbentuk kerucut (conical) Tekanan
: 101,15 kPa = 1 atm
Temperatur : 30 oC = 86 oF Dengan cara perhitungan yang sama seperti pada Filtered Water Tank (TP-104), diperoleh spesifikasi Tangki Air Kondensat (TP-301) sebagai berikut : Tabel D.20 Spesifikasi Tangki Air Kondensat (TP-301) Alat Tangki Air Kondensat Kode
TP-310
Fungsi
Tempat penyimpanan air kondensat
Bentuk
Silinder tegak (vertikal) dengan dasar datar (flat bottom) dan atap (head) berbentuk conical
Kapasitas
4.270,079 m3
Dimensi
Diameter shell (D)
24,38 m
Tinggi shell (Hs)
9,14 m
Tebal shell (ts)
1,00 in
Tinggi atap
2,31 m
Tebal lantai
0,34 in
Jumlah courses
4 buah
Tutup atas
Bentuk conical
Tekanan desain
25,68 psi
Tebal head
1,00 in
Bahan konstruksi
Carbon Steel SA-283 Grade C
Jumlah
1 buah
p. Tangki Air Boiler (TP-402) Fungsi alat : Tempat penyimpanan air untuk bahan baku umpan boiler Tipe tangki : Silinder tegak (vertikal) dengan dasar datar (flat bottom) dan atap (head) berbentuk kerucut (conical) Tekanan
: 101,15 kPa = 1 atm
Temperatur : 30 oC = 86 oF Dengan cara perhitungan yang sama seperti pada Filtered Water Tank (TP-104), diperoleh spesifikasi Tangki Air Boiler sebagai berikut : Tabel D.21 Spesifikasi Tangki Air Boiler Alat Tangki Air Boiler Kode
TP-402
Fungsi
Tempat penyimpanan air untuk keperluan umpan boiler pada suhu 30 oC dan pada tekanan atmosferik selama 1 hari
Bentuk
Silinder tegak (vertikal) dengan dasar datar (flat bottom) dan atap (head) berbentuk conical
Kapasitas
4.270,079 m3
Dimensi
Diameter shell (D)
24,38 m
Tinggi shell (Hs)
9,14 m
Tebal shell (ts)
1,50 in
Tinggi atap
1,52 m
Tebal lantai
0,25 in
Jumlah courses
5 buah
Tutup atas
Bentuk conical
Tekanan desain
26,71 psi
Tebal head
1,50 in
Bahan konstruksi
Carbon Steel SA-283 Grade C
Jumlah
1 buah
q. Tangki Asam Sulfat (TP-302)
Fungsi alat : Tempat menyiapkan dan menyimpan asam sulfat konsentrasi 98 % selama 30 hari sebagai regenerasi resin penukar kation dan injeksi ke cooling tower Tipe tangki : Silinder tegak (vertikal) dengan dasar datar (flat bottom) dan atap (head) berbentuk kerucut (conical) Tekanan
: 101,1500 kPa = 1 atm
Temperatur : 30 oC = 86 oF Dengan cara perhitungan yang sama seperti pada Filtered Water Tank (TP-104), diperoleh spesifikasi Tangki Asam Sulfat (TP-302) sebagai berikut. Tabel D.22 Spesifikasi Tangki Asam Sulfat (TP-302) Alat Tangki Asam Sulfat Kode
TP-302
Fungsi
Menyiapkan dan menyimpan larutan asam sulfat konsentrasi 98 % selama 30 hari sebagai regeneran resin penukar kation dan injeksi ke cooling tower
Bentuk
Silinder tegak (vertikal) dengan dasar datar (flat bottom) dan atap (head) berbentuk conical
Kapasitas
16,013 m3
Dimensi
Diameter shell (D)
3,66 m
Tinggi shell (Hs)
1,52 m
Tebal shell (ts)
0,25 in
Tinggi atap
0,21 m
Jumlah courses
1 buah
Tutup atas
Bentuk conical
Tekanan desain
17,09 psi
Tebal head
0,25 in
Bahan konstruksi Carbon Steel SA-283 Grade C
Jumlah
1 buah
r. Tangki Air Demin (TP-303) Fungsi alat : Tempat menampung air demin keluaran Anion Exchanger Tipe tangki : Silinder tegak (vertikal) dengan dasar datar (flat bottom) dan atap (head) berbentuk kerucut (conical) Tekanan
: 101,15 kPa = 1 atm
Temperatur : 30 oC = 86 oF Dengan cara perhitungan yang sama seperti pada Filtered Water Tank (TP-104), diperoleh spesifikasi Tangki Air Demin (TP-303) sebagai berikut : Tabel D.23 Spesifikasi Tangki Air Demin (TP-303) Alat
Tangki Air Demin
Kode
TP-303
Fungsi
Menampung air demin keluaran anion exchanger pada suhu 30 oC dan pada tekanan atmosferik selama 1 hari
Bentuk
Silinder tegak (vertikal) dengan dasar datar (flat bottom) dan atap (head) berbentuk conical
Kapasitas
1.650,333 m3
Dimensi
Diameter shell (D)
18,288 M
Tinggi shell (Hs)
7,315 M
Tebal shell (ts)
1,000 In
Tinggi atap
1,288 M
Jumlah courses Tutup atas
Bentuk conical
Tekanan desain
23,19 psi
3 Buah
Tebal head
1,000 in
Bahan konstruksi
Carbon Steel SA-283 Grade C
Jumlah
1 buah
s. Tangki Air Proses Fungsi alat : Tempat menampung air proses keluaran tangki air demin Tipe tangki : Silinder tegak (vertikal) dengan dasar datar (flat bottom) dan atap (head) berbentuk kerucut (conical) Tekanan
: 101,15 kPa = 1 atm
Temperatur : 30 oC = 86 oF Dengan cara perhitungan yang sama seperti pada Filtered Water Tank (TP-104), diperoleh spesifikasi Tangki Air Proses sebagai berikut : Tabel D.24 Spesifikasi Tangki Air Proses Alat Tangki Air Proses Fungsi
Menampung air proses keluaran dari tangki air demin pada suhu 30 oC dan pada tekanan atmosferik selama 1 shift (8 jam)
Bentuk
Silinder tegak (vertikal) dengan dasar datar (flat bottom) dan atap (head) berbentuk conical m3
Kapasitas
420,114
Dimensi
Diameter shell (D)
12,192 m
Tinggi shell (Hs)
4,575 m
Tebal shell (ts)
0,625 in
Tinggi atap
0,918 m
Jumlah courses Tutup atas
Bentuk conical
Tekanan desain
19,88 psi
Tebal head
0,625 in
2 buah
Bahan konstruksi
Carbon Steel SA-283 Grade C
Jumlah
1 buah
t. Tangki Alum (TP-101) Fungsi alat : Tempat menyiapkan dan menampung larutan alum konsentrasi 55 % volume selama 1 minggu untuk diinjeksikan ke dalam bak penggumpal (BP) Tipe tangki : Silinder tegak (vertikal) dengan dasar datar (flat bottom) dan atap (head) berbentuk kerucut (conical) Diketahui : Tekanan
= 101,15 kPa = 1 atm
Temperatur = 30 oC = 86 oF Konsentrasi alum di storage = 55 % (Sumber: Data MSDS) Kebutuhan alum = konsentasi alum di BP x laju alir air di BP = 43,708 kg/jam Supplay alum ke BP = kebutuhan alum/konsentrasi alum di storage = 79,469 kg/jam Densitas alum
= 1.307 kg/m3
Laju alir alum
= supplay alum ke BP/densitas alum = 0,0608 m3/jam
Waktu tinggal
= 7 hari
Volume tangki : Overdesign = 20 % Volume tangki = (100/80) x 0,0608 m3/jam x 7 hari x 24 jam = 12,258 m3
Dimensi tangki : H/D = 1,2 Vtangki
= Vshell + (2 x Vhead)
12,258 m3 = (¼ π D2 H) + (2 x 0,000049 D3) 12,258 m3 = (¼ x 3,14 x 1,2) D3 + (2 x 0,000049 D3) 12,258 m3 = 0,9421D3 1
12,258 3 D = 0,9421
= 2,35 m Sehingga diperoleh : D = 92,59 in H = 1,2 x 92,59 = 111,12 in Diambil standar : Dstantar = 93 in = 7,75 ft = 2,36 m Hstantar = 112 in = 9,33 ft = 3,54 m
Menghitung Tekanan Desain
= 2,35 m = 7,72 ft Pabs = Poperasi + Phidrostatis
Dimana, Phidrostatis :
P hidrostatis =
HL g g
c
144
(Pers. 3.17, Brownell, 1959)
= 4,37 psi P operasi
= 14,7 psi
Maka, Pabs = 19,07 psi
Tekanan desain 5-10 % diatas tekanan absolut (Coulson, 1988, Hal:637). Tekanan desain yang dipilih 5 % diatasnya. Tekanan desain pada ring ke-1 (paling bawah) : Pdesain = 1,05 x 19,07 psi = 20,03 psi Tabel D.25 Hasil perhitungan Pdesain setiap courses Courses HL (ft) Phidrostatis (psi) Pabsolute (psi) 1 7,72 4,37 19,07 2 1,72 0,05 14,75
Pdesain (psi) 20,03 15,49
Menentukan Tebal Shell
P.ri C f .E 0,6 P Keterangan : ts
(Pers. 14.31, Brownell, 1959:275)
ts = tebal dinding shell, in P = tekanan desain, psi ri = jari-jari tangki, in f
= nilai tegangan material, psi Digunakan material Carbon Steel SA-283 Grade C = 12.650 (Brownell and Young, 1959, Tabel 13.1 untuk T = -20-650 o
F)
E = efisiensi sambungan = 0,8 (Jenis sambungan las : single-butt weld) C = korosi yang diizinkan = 0,125 (Coulson, Vol 6, Hal. 217) Maka, ts = 0,233 in Tabel D.26 Hasil perhitungan tebal shell setiap courses Courses t (in) ts standar (in) 1 0,217 0,25 2 0,196 0,25
Desain Atap OD
b = tingi dish
icr
OA
A
B
sf
ID
t
a
r
C
Gambar D.3 Torrispherical Dishead Head Tabel 5.7, Brownel & Young, Hal : 91, untuk nilai OD = 93,5 in icr = 5,875 in r
= 96 in
Menentukan tebal head
th
P rW C 2 f E 0,2 P 138)
Keterangan :
(Brownell & Young, 1959, Hal.
th = tebal head, in r
= radius crown, in
W = faktor intensifikasi stress
r 1 . 3 c 4 icr = 1,38
W=
Maka, th = 0,256 in Digunakan dalam keadaan standar : Tebal head
= 0,3125 in
Tebal bottom = 0,3125 in Menentukan tinggi head Dari Tabel 5.6, Brownel & Young, Hal. 88, untuk nilai th = 0,3125 in maka sf = 1,5 – 3. Dipilih : sf = 3 in Menentukan BC BC = r + icr = 101,88 in
Menentukan AB AB = (ID/2) – icr = 40,42 in
Menentukan b
r (inBC ) 2 ( AB ) 2 =b 3,3838 = 3,76 in
Menentukan OA
OA = th + b + sf = 5,80 in Tinggi total, Ht = Hs + Hhead = 8,20 ft = 2,49 m
Perancangan Pengadukan Daya motor Daya motor yang digunakan =
Daya input Efisiensi motor
Kebutuhan daya teoritis
P = Np. ρmix. N3.Di5
(Pers. 3.4-2, Geankoplis, 1978)
Keterangan : P = power (W) Np = Power Number N = kecepatan impeller (rps) ρmix
= densitas larutan = 1.307 kg/m3 = 81,593 lb/ft3
DI = diameter impeller, m NRe
mix .N .DI 2 = mix
(Pers. 3.4-1, Geankoplis, 1978)
Viskositas campuran: μmix = 19,626 cp = 0,0196 kg/m.s
Jumlah pengaduk yang dibutuhkan
N=
WELH ID
(Rase, Pers. 8.9, Hal. 345, 1977) :
Keterangan : ID
= diameter dalam tangki, ft
WELH = water equivalent liquid height = Tinggi cairan (H) x sp. Gr Tinggi cairan (H)
= 2,798 ft = 0,853 m
Densitas air pada 4 oC = 1.000 kg/m3 = 1.307 kg/m3
Densitas larutan Spesific gravity (sg)
=
laru tan air
=
1.307 kg/m 3 1.000 kg/m 3
= 1,307 WELH = 0,853 m x 1,307 = 1,115 m Jumlah pengaduk, n =
WELH ID
1,115 m =
7,72 m
= 0,144 (dipakai 1 buah pengaduk) Kecepatan putaran pengaduk dicari dengan persamaan berikut : N=
600
WELH
π.DI
2.DI
600
3,147,72 m
1,115m (2) x 7,72 m)
N = 39,27 rpm = 0,65 rps
DI .N . mix 2
NRe =
=
(Pers. 3.4-1, Geankoplis, 1978)
mix
(7,72m) 2 (0,65rps)(1.307kg / m 3 ) 0,0196kg / m.s
= 243.235,651 Dari Figure 3.4-4 Geankoplis, untuk six blade turbine, Np =1,5.
Kebutuhan daya teoritis :
N P=
p
. mix .N 3 .DI
5
(550 x32,17)
(Pers. 3.4-2, Geankoplis, 1978)
1,5 x 1.307kg/m 3 x (0,65 rps)3 x (7,72m) 5 = 550 x 32,17
= 0,143 hp Daya yang hilang (gland loss) Philang = 10 % Pteoritis = 0,1 x 0,143 hp = 0,0143 hp Daya input Pinput = Pteoritis + Philang = 0,143 hp + 0,0143 hp = 0,157 hp Efisiensi motor (η)
(MV. Joshi)
Efisiensi motor (η) = 80 % Daya motor yang digunakan P =
100 x 0,157 hp 80
= 0,196 hp Dipakai daya (P) = 1 hp
Tabel D.27 Spesifikasi Tangki Alum (TP-101) Alat Tangki Alum Kode
TP-101
Fungsi
Menyiapkan dan menyimpan larutan alum konsentrasi 55 % volum selama 7 hari untuk diinjeksikan ke dalam bak penggumpal.
Bentuk
Silinder tegak (vertikal) dengan dasar datar (flat bottom) dan atap (head) berbentuk conical
Kapasitas
12,258 m3
Dimensi
Diameter shell (D)
2,36 m
Tinggi shell (Hs)
3,54 m
Tebal shell (ts)
0,25 in
Tinggi atap
5,80 in
Jumlah courses
2 buah
Tutup atas
Bentuk conical
Tekanan desain
20,03 psi
Tebal head
0,3125 in
Bahan konstruksi
Carbon Steel SA-283 Grade C
Jumlah
1 buah
u. Tangki Kaporit (TP-102) Fungsi alat : Tempat menyiapkan dan menampung larutan kaporit konsentrasi 30 % volume selama 3 hari untuk diinjeksikan ke dalam bak penggumpal Tipe tangki : Silinder tegak (vertikal) dengan dasar datar (flat bottom) dan atap (head) berbentuk kerucut (conical) Tekanan
: 101,15 kPa = 1 atm
Temperatur : 30 oC = 86 oF Dengan cara perhitungan yang sama seperti pada Tangki Alum (TP101), diperoleh spesifikasi Tangki Kaporit (TP-102) sebagai berikut :
Tabel D.28 Spesifikasi Tangki Kaporit (TP-102) Alat Tangki Kaporit Kode
TP-102
Fungsi
Menyiapkan dan menyimpan larutan Kaporit konsentrasi 30 % volume selama 3 hari untuk diinjeksikan ke dalam bak penggumpal.
Bentuk
Silinder tegak (vertikal) dengan dasar datar (flat bottom) dan atap (head) berbentuk conical
Kapasitas
72,397 m3
Dimensi
Diameter shell (D)
6,096 m
Tinggi shell (Hs)
3,658 m
Tebal shell (ts)
0,375 in
Tinggi atap
1,444 m
Tebal Head
0,375 in
Jumlah courses Tutup atas
Bentuk conical
2 buah
Tekanan desain
18,66 psi
Power motor
1 hp
Bahan konstruksi
Carbon Steel SA-283 Grade C
Jumlah
1 buah
v. Tangki Dispersant (TP-202) Fungsi alat : Tempat penyimpanan dispersant untuk diinjeksikan ke cooling tower Tipe tangki : Silinder tegak (vertikal) dengan dasar datar (flat bottom) dan atap berbentuk torrispherical Tekanan
: 101,15 kPa = 1 atm
Temperatur : 30 oC = 86 oF
Menghitung Volume Tangki Konsentrasi dispersant di Cooling Tower = 0,05 % Konsentrasi dispersant di Storage = 10 % Kebutuhan dispersant di Cooling Tower = Konsentrasi dispersant di cooling tower x Jumlah air di cooling tower = 84.457 kg/jam Suplai dispersant 10 % ke cooling tower = Kebutuhan dispersant / Konsentrasi dispersant di storage = (84,457 kg/jam)/10 % = 844,567 kg/jam
Densitas dispersant = 995,68 kg/m3 Jumlah dispersant = Suplai dispersant 10 %/Densitas dispersant = 844,567 kg/jam/995,68 kg/m3 = 0,848 m3/jam Waktu tinggal = 7 hari V dispersant = Jumlah dispersant x Waktu tinggal = 0,848 m3/jam x 7 hari x 24 jam = 71,252 m3 Safety factor = 20 %
(Peter and Timmerhaus, 1991, Hal:37)
Volume tangki = 1,2 x V dispersant = 1,2 x 71,252 m3 = 85,502 m3
Menghitung Diameter dan Tinggi Tangki Tutup atas tangki = torrispherical Tutup bawah tangki = torrispherical V tangki = V shell + (2 x V head) = ¼ π ID2 H + (2 x 0,000049 ID3) 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 berikut.
Tabel D.29 Hasil trial rasio H/D terhadap luas tangki Trial 1 2 3 4 5 6 7 8 9 10
H/D 0.1 0.2 0.3 0.4 0.5 0.6 0.7 0.72 0.73 0.74
D (ft) 26.0549 22.9364 20.9249 19.4754 18.3600 17.4636 16.7204 16.5863 16.5209 16.4564
H (ft) 2.6055 4.5873 6.2775 7.7902 9.1800 10.4782 11.7043 11.9422 12.0602 12.1778
A (ft2) 1317.6668 1186.3107 1124.8433 1093.4941 1077.6756 1070.7738 1069.3667 1069.5577 1069.7022 1069.8776
Vsilinder , ft3 1388.4805 1894.4255 2157.6590 2319.4625 2429.1693 2508.5414 2568.6829 2579.0074 2583.9892 2588.8563
Ditentukan H/ID = 0,7 H
= 0,7 ID
Maka, ID = 16,72 ft = 200,64 in = 5,09 m H = 11,70 ft = 140,45 in = 3,56 m Diambil nilai standar: ID = 17 ft = 204 in H = 12 ft = 144 in Lebar plat standar = 6 ft Jumlah plat = H/lebar plat = 12/6 = 2 plat Volume tangki = = = 2.723,761 ft3
Vhead, ft3 Vsf, ft3 Vtotal (ft3) 1497.6486 133.2262 3019.3553 1021.6866 103.2432 3019.3553 775.7677 85.9286 3019.3553 625.4571 74.4357 3019.3553 524.0322 66.1538 3019.3553 450.9622 59.8517 3019.3553 395.8062 54.8662 3019.3553 386.3583 53.9896 3019.3553 381.8018 53.5643 3019.3553 377.3518 53.1472 3019.3553
Menghitung Tekanan Desain
= 4,05 m = 13,30 ft Pabs
= Poperasi + Phidrostatis
Dimana, Phidrostatis :
P hidrostatis =
HL g g
c
144
(Pers. 3.17, Brownell, 1959)
= 5,72 psi P operasi
= 14,7 psi
Maka, Pabs = 20,42 psi
Tekanan desain 5-10 % diatas tekanan absolut (Coulson, 1988, Hal:637). Tekanan desain yang dipilih 5 % diatasnya. Tekanan desain pada ring ke-1 (paling bawah) : Pdesain = 1,05 x 20,42 psi = 21,44 psi Tabel D.30 Hasil perhitungan Pdesain setiap courses Courses HL (ft) Phidrostatis (psi) Pabsolute (psi) 1 13,30 5,72 20,42 2 7,30 3,14 26,15 3 1,30 0,56 5,72
Pdesain (psi) 21,45 27,46 6,01
Menentukan Tebal Shell
P.ri C f .E 0,6 P Keterangan : ts
(Pers. 14.31, Brownell, 1959:275)
ts = tebal dinding shell, in P = tekanan desain, psi ri = jari-jari tangki, in f
= nilai tegangan material, psi Digunakan material Mild Steel SA-7, SA-283 Grade C AISI 316 = 12.650 (Brownell and Young, 1959, Tabel 13.1 untuk T = 20 - 650 oF)
E = efisiensi sambungan = 0,8 (Jenis sambungan las : single-butt weld) C = korosi yang diizinkan = 0,125 (Coulson, Vol 6, Hal. 217) Maka, ts = 0,143 in Diambil tebal shell standar = 0,1875 in. Maka, OD = ID + (2 x ts) = 201,02 in = 202 in (standar) = 16,83 ft = 5,13 m Desain Atap OD
b = tingi dish
icr
OA
A
B
sf
ID
t
a
r
C
Gambar D.4 Torrispherical Dishead Head Tabel 5.7, Brownel & Young, Hal : 91, untuk nilai OD = 202 in icr = 12,25 in r
= 170 in
Menentukan tebal head
th
P rW C 2 f E 0,2 P 138)
(Brownell & Young, 1959, Hal.
Keterangan : th = tebal head, in r
= radius crown, in
W = faktor intensifikasi stress
r 1 . 3 c 4 icr = 1,68
W=
Maka, th = 0,428 in Digunakan dalam keadaan standar : Tebal head
= 0,50 in
Tebal bottom = 0,50 in Menentukan tinggi head
Dari Tabel 5.6, Brownel & Young, Hal. 88, untuk nilai th = 0,25 in : sf = 1,5 – 3 Dipilih : sf = 3 in Menentukan BC BC = r + icr = 182,25 in
Menentukan AB AB = (ID/2) – icr = 89,75 in
Menentukan b
r (inBC ) 2 ( AB ) 2 =b 3,3838 = 11,38 in
Menentukan OA OA = th + b + sf = 14,88 in = 0,38 m Tinggi total, Ht = Hs + Hhead = 158,88 in = 13,24 ft = 4,04 m
Perancangan Pengadukan Daya motor Daya motor yang digunakan :=
Daya input Efisiensi motor
Kebutuhan daya teoritis
P = Np. ρmix. N3.Di5 Keterangan :
(Pers. 3.4-2, Geankoplis, 1978)
P = power (W) Np = Power Number N = kecepatan impeller (rps) ρmix
= densitas larutan = 995,68 kg/m3 = 62,1583 lb/ft3
DI = diameter impeller, m NRe
mix .N .DI 2 = mix
(Pers. 3.4-1, Geankoplis, 1978)
Viskositas campuran: μmix
= 12,112 cp = 0,012 kg/m.s
Jumlah pengaduk yang dibutuhkan N=
WELH ID
(Rase, Pers. 8.9, Hal. 345, 1977) :
Keterangan : ID
= diameter dalam reaktor, ft
WELH = water equivalent liquid height = Tinggi cairan (H) x sp. Gr Tinggi cairan (H)
= 13,30 ft = 4,05 m
Densitas air pada 4 oC = 1.000 kg/m3 = 995,68 kg/m3
Densitas larutan Spesific gravity (sg)
=
laru tan air
=
995,68 kg/m 3 1.000 kg/m 3
= 0,9957 WELH = 4,05 m x 0,9957 = 4,04 m
Jumlah pengaduk, n =
WELH ID 4,04 m
=
5,18 m
= 0,78 (dipakai 1 buah pengaduk)
Kecepatan putaran pengaduk dicari dengan persamaan berikut : N=
600
WELH
π.DI
2.DI
600
3,145,18 m
4,04m (2) (5,18 m)
N = 23,005 rpm = 0,383 rps
DI .N . mix 2
NRe =
=
mix
(Pers. 3.4-1, Geankoplis, 1978)
(5,18 m) 2 (0,383 rps) (995,68 kg / m 3 ) 0,012 kg/m.s
= 846.290,832 Dari Figure 3.4-4 Geankoplis, untuk six blade turbine, Np =1,5. Kebutuhan daya teoritis :
P=
=
N
p
. mix .N 3 .DI
5
(550 x32,17)
(Pers. 3.4-2, Geankoplis, 1978)
1,5 x 995,68kg/m 3 x (0,383 rps)3 x (5,18m) 5 550 x 32,17
= 17,77 hp Daya yang hilang (gland loss) Philang = 10 % Pteoritis
(MV. Joshi)
= 0,1 x 17,77 hp = 1,777 hp Daya input Pinput = Pteoritis + Philang = 17,77 hp + 1,777 hp = 19,55 hp Efisiensi motor (η) Efisiensi motor (η) = 80 % Daya motor yang digunakan P =
100 x 19,55 hp 80
= 24,44 hp Dipakai daya (P) = 25 hp
Tabel D.31 Spesifikasi Tangki Dispersant (TP-202) Alat Tangki Dispersant Kode
TP-202
Fungsi
Tempat penyimpanan dispersant untuk diinjeksikan ke Cooling Tower
Bentuk
Silinder tegak (vertikal) dengan dasar datar (flat bottom) dan atap (head) berbentuk torrispherical
Dimensi
Power Motor
Diameter shell (D)
204 in
Tinggi shell (Hs)
144 in
Tebal shell (ts)
0,1875 in
Tinggi head
14,88 in
Tipe head
Torrispherical Dished Head
Tebal head
0,50 in
Tipe pengaduk
Six Blade Flat Turbine
Jumlah pengaduk
1 buah
25 hp
w. Tangki Inhibitor (TP-201) Fungsi alat : Tempat penyimpanan inhibitor untuk diinjeksikan ke Cooling Tower Tipe tangki : Silinder tegak (vertikal) dengan dasar datar (flat bottom) dan head berbentuk torrispherical Tekanan
: 101,15 kPa = 1 atm
Temperatur : 30 oC = 86 oF Dengan cara perhitungan yang sama seperti pada Tangki Dispersant (TP-202), diperoleh spesifikasi Tangki Inhibitor (TP-201) sebagai berikut : Tabel D.32 Spesifikasi Tangki Inhibitor (TP-201) Alat Tangki Inhibitor Kode
TP-201
Fungsi
Tempat penyimpanan inhibitor untuk diinjeksikan ke Cooling Tower
Bentuk
Silinder tegak (vertikal) dengan dasar datar (flat bottom) dan atap (head) berbentuk torrispherical
Dimensi
Diameter shell (D)
240 in
Tinggi shell (Hs)
240 in
Tebal shell (ts)
0,750 in
Tinggi head
21,710 in
Tipe head Tebal head Tipe pengaduk Power Motor
Torrispherical Dished Head 2,00 in Six Blade Flat Turbine
58 hp
x. Tangki NaOH (TP-103) Fungsi alat : Tempat penyimpanan soda kaustik untuk diinjeksikan ke bak penggumpal dan anion exchanger Tipe tangki : Silinder tegak (vertikal) dengan dasar datar (flat bottom) dan head berbentuk torrispherical Tekanan
: 101,15 kPa = 1 atm
Temperatur : 30 oC = 86 oF Dengan cara perhitungan yang sama seperti pada Tangki Dispersant (TP-202), diperoleh spesifikasi Tangki Soda Kaustik (TP-103) sebagai berikut : Tabel D.33 Spesifikasi Tangki Soda Kaustik (TP-103) Alat Tangki soda kaustik Kode
TP-103
Fungsi
Tempat penyimpanan soda kaustik untuk diinjeksikan ke bak penggumpal dan Anion Exchanger
Bentuk
Silinder tegak (vertikal) dengan dasar datar (flat bottom) dan atap (head) berbentuk torrispherical
Dimensi
Diameter shell (D)
1,99 m
Tinggi shell (Hs)
1,99 m
Power motor
1 hp
Jumlah
1 buah
y. Tangki Hidrazin (TP-401) Fungsi alat : Tempat menyiapkan dan menampung larutan hidrazin selama 7 hari untuk diinjeksikan ke deaerator Tipe tangki : Silinder tegak (vertikal) dengan dasar datar (flat bottom) dan atap (head) berbentuk torrispherical Tekanan
: 101,15 kPa = 1 atm
Temperatur : 30 oC = 86 oF Dengan cara perhitungan yang sama seperti pada Tangki Dispersant (TP-202), diperoleh spesifikasi Tangki Soda Kaustik (TP-401) sebagai berikut : Tabel D.34 Spesifikasi Tangki Hidrazin (TP-401) Alat Tangki Hidrazin Kode
TH-401
Fungsi
Menyiapkan dan menyimpan hidrazin selama 7 hari untuk diinjeksikan ke deaerator
Bentuk
Silinder tegak (vertikal) dengan dasar datar (flat bottom) dan head berbentuk torrispherical
Kapasitas
29,475m3/jam
Dimensi
Diameter shell (D)
3,28
m
Tinggi shell (Hs)
3,78
m
Tebal shell (ts)
0,375
in
Tebal head (th)
0,3125
in
Tinggi head
7,864
in
3.
Tekanan Desain
20,16 psi
Bahan Konstruksi
Carbon Steel SA-283 Grade C AISI tipe 316
Jumlah
1 buah
Pompa Utilitas
a. Pompa Utilitas 1 (PU-01) Fungsi : Memompa air sungai sebanyak 40180,91kg/jam ke Bak Sedimentasi (BS-01). Jenis : Centrifugal pump
Gambar D.5 Centrifugal pump Alasan Pemilihan :
Dapat digunakan range kapasitas yang besar dan tekanan tinggi
Konstruksi sederhana sehingga harganya relatif lebih murah
Kecepatan putarannya stabil
Tidak memerlukan area yang luas
Friction loss yang perlu diperhitungkan antara lain :
Friksi karena kontraksi dari tangki ke pipa
Friksi pada pipa lurus
Friksi pada elbow
Friksi pada valve
Asumsi :
Sifat-sifat fisis cairan dianggap tetap
Fluida incompressible
Menghitung Debit Cairan Diketahui : Laju alir massa, G = 40180,91 kg/jam = 20,236 kg/s Densitas, ρ
= 992,857 kg/m3
Viskositas, µ = 0,001 kg/m.s Over desain
= 10 %
G = 1,1 x 40180,91 kg/jam = 44199,001 kg/jam = 22,26 kg/s Debit, Q : Q=
=
G ρ
44199,001 992,857
= 80,712 m3/jam = 0,022 m3/s = 355,360 gpm
Dari Fig. 7.14 a & b Walas dan Tabel 10.17 Coulson untuk kapasitas 355,360 gpm digunakan pompa centrifugal tipe single- suction.
Gambar D.6 Jenis pompa berdasarkan kapasitas
Menghitung Diameter Pipa = 226 x G0,52 x ρ-0,37
Dopt
(Pers. 5.14 Coulson,1983)
= 226 x (22,260)0,52 x (992,857)-0,37 = 95,27 mm = 3,751 in Keterangan : Dopt = Diameter pipa optimum (mm) G
= Laju alir massa (kg/s)
= Densitas larutan (kg/m3)
Dari Tabel.11. Kern, 1950 diperoleh : NPS = 4 in ID
= 4,026 in (0,102 m)
OD = 4,5 in A
= 12,7 in2 (0,0082 m2)
Menentukan Bilangan Reynold (NRe) Bilangan reynold (NRe) dapat dihitung dengan persamaan : NRe =
ρ x ID x v μ
Keterangan : NRe = Bilangan Reynold
= Densitas larutan (kg/m3)
ID
= Diameter dalam pipa (m)
v
= Kecepatan aliran (m/s)
(Geankoplis, 1993, pers.4.5-5)
= Viskositas larutan (kg/m.s)
Kecepatan aliran, v : v =
=
Q A
0,0022 0,0082
= 2,736 m/s
Bilangan reynold, NRe : NRe =
992,857 x 0,022 x 2,736 0,001
= 335.322,522 (aliran turbulen, NRe > 2100) Menghitung Panjang Equivalent Tabel D.35 Panjang equivalent dari Tabel. 2.10-1 Brown, 1993 Komponen Pipa lurus Standard elbow 90o Globe valve Gate valve fully open Total
Jumlah 1 3 1 2
Le, ft 1.640,4 16 180 3
Le, m 500 4,877 54,865 0,914
Total, m 500 14,631 54,865 1,829 571,324
Menghitung Friction loss Friction loss dihitung dengan persamaan 2.10-18 Geankoplis, 1993 : Σ F = 4f
v2 v2 v2 ΔL v 2 K ex 1 K c 2 K f 1 ID 2 2 2 2
Jika kecepatan v, v1, v2 sama, maka (Geankoplis, 1993. pers.2.10-19) : ΔL Σ F = 4f K ex K c K f ID
2
v 2
a. Friksi karena kontraksi dari sungai ke pipa. hc
A = 0,55 1 2 A1
= Kc
2
V2 2α
(Geankoplis, 1993. pers.2.10-16)
V2 2α
Keterangan : hc = friction loss V = kecepatan pada bagian downstream α = faktor koreksi, aliran turbulen =1 A2 = luas penampang yang lebih kecil A1 = luas penampang yang lebih besar A2/A1 = 0 Kc = 0,55 hc = K c
V2 2α
= 0,55
2,736 2 2 1
= 2,059 J/kg b. Friksi pada pipa lurus Diketahui : NRe = 335.322,522
= 0,000046 m untuk pipa comercial steel (Gambar 2.10-3 Geankoplis, 1993)
ID = 0,102 m /ID = 0,0004
f
= 0,006
(Gambar.2.10-3, Geankoplis,1993)
∆L = 571,324 m Sehingga friksi pada pipa lurus : Ff = 4 f
ΔL V 2 ID 2
= 4 0,004
(Geankoplis, 1993. Pers.2.10-6)
571,324 2,736 2 0,102 2
= 501,968 J/kg
c. Friksi pada sambungan (elbow) Diketahui : Jml elbow = 3 Kf = 0,75
(Tabel 2.10-1, Geankoplis)
V2 hf = K f 2
(Geankoplis, 1993. pers.2.10-17)
2,736 2 = 3 0,75 2
= 8,423 J/kg
d. Friksi pada valve Globe valve wide = 1 = Kf = 9,5
(Tabel 2.10-1, Geankoplis, 1983)
Gate valve wide
(Tabel 2.10-1, Geankoplis, 1983)
hf =
= 2 = Kf = 0,17
V2 K f2
= (1 x 9,5 + 2 x 0,17) x = 36,837 J/kg
(Geankoplis, 1993. pers.2.10-17)
2,736 2 2
Total friksi : ΣF = hC + Ff + hf, elbow + hf, valve = 2,059 + 501,968 + 8,423 + 36,837 = 549,287 J/kg
Menghitung tenaga pompa yang digunakan Persamaan neraca energi yang dijelaskan melalui persamaan Bernaulli (pers. 2.7-28 Geankoplis, 1983) : -Ws
=
V22 V12 p p1 g Z 2 Z1 2 F 2α ρ
Diketahui : Z1 = -1 m (asal pemompaan dari sungai) Z2 = 4 m (tujuan pemompaan) P1 = 1 atm (101.325N/m2) P2 = 1 atm (101.325N/m2) v1 = v2 = 2,736 m/s ρ = 992,857 kg/m3 α =1 g
= 9,806 m/s2
ΣF = 549,287 J/kg Sehingga : -Ws
2 2 = 2,736 2,736 9,806 4 (1) 101.325 101.325 549,287
2 1
= 598,317 J/kg
992,857
Dari Gambar 10.62, Coulson,1983, hal 380 untuk Q = 80,712 m3/jam, maka efisiensi pompa ( ) = 78 %.
Gambar D.7 Efisiensi pompa Wp
=
Ws η
=
598,317 0,78
(Geankoplis, 1993. pers.3.3-1)
= 767,074 J/kg
Power = G x Wp = 22,26 x 767,074 = 17.074,845 J/s = 17,075 kW = 22,898 hp
(Geankoplis, 1993. pers.3.3-2)
Motor penggerak : Berdasarkan fig. 4-10, Vilbrandt,F.C., 1959, diperoleh efisiensi motor:
motor = 80 % P
=
=
Power
(Geankoplis, 1993. pers.3.3-5)
motor 22,898 0,8
= 28,622 hp = 30 hp Standar NEMA
(Alfa Laval Pump Handbook, 2001)
Menentukan head total
Pt
Z2
Z1 Ps
BS - 01
PU-01
blowdown
Gambar D.8 Skema sistem pompa
Suction head
Diketahui : Z1 = -1 m Ps = 101.325 N/m2 v1 = 2,736 m/s Friction loss :
Friksi karena kontraksi dari sungai ke pipa hc
A = 0,55 1 1 A2
2
V2 2α
(Geankoplis, 1993. pers.2.10-16)
V2 = Kc 2α Keterangan : hc = friction loss V = kecepatan pada bagian downstream α = faktor koreksi, aliran turbulen =1 A2 = luas penampang yang lebih kecil A1 = luas penampang yang lebih besar A1/A2 = 0 Kc
= 0,55
hc = K c
V2 2α
2,736 2 = 0,55 2 1 = 2,059 J/kg
Friksi pada pipa lurus Diketahui : NRe = 335.322,522
= 0,000046 m untuk pipa comercial steel
ID
= 0,102 m
/ID = 0,00045 f
= 0,006
∆L
= 25 m
(Gambar.2.10-3, Geankoplis,1993)
Sehingga friksi pada pipa lurus : Ff = 4 f
ΔL V 2 ID 2
= 4 0,004
(Geankoplis, 1993. pers.2.10-6)
25 2,736 2 0,102 2
= 21,965 J/kg
Friksi pada sambungan (elbow)
Diketahui : Jml elbow
=1
Kf = 0,75
(tabel 2.10-1, Geankoplis, 1993)
V2 K hf = f 2
(Geankoplis, 1993. pers.2.10-17)
2,736 2 = 1 0,75 2 = 2,808 J/kg
Friksi pada valve Globe valve wide = 1 = Kf = 9,5
Gate valve wide hf =
= 1 = Kf = 0,17
V2 K f2
(Geankoplis, 1993. pers.2.10-17)
= (1 x 9,5 + 1 x 0,17) x
2,736 2 2
= 36,201 J/kg Total friksi di suction head, hfs : Fs = hC + Ff + hf, elbow + hf, valve = 2,059 + 21,965 + 2,808 + 36,201 = 63,033 J/kg hfs =
=
Fs g
63,033 9,806
= 6,428 m Total suction head, Hs : Hs =
=
Ps Z1 h fs ρ.g
101.325 (-1) 6,428 992,857 9,806
= 2,979 m
(Alfa Laval Pump Handbook, 2001)
Discharge head :
Diketahui : Z2 = 4 m Pt = 101.325 v2 = 2,736 m/s
Friction loss :
Friksi pada pipa lurus Diketahui : NRe = 335.322,522
= 0,000046 m untuk pipa comercial steel (Gambar 2.10-3 Geankoplis, 1993)
ID
= 0,102 m
/ID = 0,0004 f
= 0,006
∆L
= 475 m
(Gambar.2.10-3, Geankoplis,1993)
Sehingga friksi pada pipa lurus : Ff = 4 f
ΔL V 2 ID 2
(Geankoplis, 1993. pers.2.10-6)
475 2,736 2 = 4 0,005 = 417,337 J/kg 0,102 2
Friksi pada sambungan (elbow) Diketahui : Jml elbow = 2 Kf = 0,75 hf =
V2 K f2
(Tabel 2.10-1, Geankoplis, 1993) (Geankoplis, 1993. pers.2.10-17)
2,736 2 = 2 0,75 2
= 5,615 J/kg
Friksi pada valve Gate valve wide= 1 = Kf = 0,17 hf =
V2 K f2
= (1 x 0,17) x
(Geankoplis, 1993. pers.2.10-17)
2,736 2 2
= 0,636 J/kg Total friksi di discharge head, hfD : FD = Ff + hf, elbow + hf , valve = 417,337 + 5,615 + 0,636 = 423,589 J/kg hfD =
=
FD g
423,589 9,806
= 43,197 m Total discharge head, HD : HD =
=
Pt Z 2 h fD ρ.g
101.325 4 43,197 992,857 9,806
= 57,499 m
(Alfa Laval Pump Handbook, 2001)
Head total :
H = HD - Hs = 57,499 – 2,979
= 54,520 m
Cek kavitasi Menghitung NPSHR (Net Positive Suction Head required) :
n Q 0,5 NPSHR = S
4/3
3.500 355,360 0,5 = 7.900
4/3
= 5,165 m = 16,945 ft Keterangan : n
= kecepatan putaran 3.500 rpm (Walas, 1988)
Q = debit, gpm (355,360 gpm) S = kecepatan spesifik 7.900 rpm (Walas, 1988)
Tabel D.36 Spesifikasi pompa utilitas (PU – 01) Article I. Alat Pompa PU – 01
Kode Article II.
Fungsi Memompa air sungai ke Bak Sedimentasi (BS – 01)
Jenis
Centrifugal pump, single suction, single stage
Bahan Konstruksi
Carbon steel SA 283
Kapasitas
40,182 m3/ jam
Efisiesi
78 %
Dimensi
NPS = 4 in Sch = 40 Panjang pipa lurus (L) : 500 m Jumlah globe valve
: 1 unit
Standar elbow 90o
: 3 unit
Jumlah gate valve
: 2 unit
Beda ketinggian
: 5m
Power motor
30 hp
NPSH
5,165 m
Jumlah
2 buah (1 cadangan)
Dengan cara perhitungan yang sama seperti di atas maka diperoleh spesifikasi pompa utilitas yang lainnya. b. Pompa Utilitas 2 (PU-02)
Tabel D.37 Spesifikasi pompa utilitas (PU – 02) Article III. Alat Pompa Utilitas Kode Article IV.
PU-02 Fungsi
Memompa air keluaran dari bak sedimentasi menuju ke bak penggumpal (BP-01)
Jenis
Centrifugal pump, single-suction, single stage
Bahan Konstruksi
Carbon Steel SA-283 Grade C
Kapasitas
40,182 m3/ jam
Efisiensi
78 %
Dimensi
NPS = 4 in Sch = 40 Panjang pipa lurus (L) : 10 m
Power
Jumlah globe valve
: 1 unit
Standar elbow 90o
: 3 unit
Jumlah gate valve
: 2 unit
Beda ketinggian
: 4m
5 hp
NPSH
5,165 m
Jumlah
2 buah (1 cadangan)
c. Pompa Utilitas 3 (PU-03) Tabel D.38 Spesifikasi pompa utilitas (PU – 03) Article V. Alat Pompa Utilitas Kode Article VI.
PU-03 Fungsi Memompa air keluaran bak penggumpal menuju ke Clarifier (CL-01)
Jenis
Centrifugal pump, single-suction, single stage
Bahan Konstruksi
Carbon Steel SA-283 Grade C
Kapasitas
355,344 gal/min
Efisiensi
78 %
Dimensi
NPS = 4 in Sch = 40 Panjang pipa lurus (L) : 10 m Jumlah globe valve
: 1 unit
Standar elbow 90
o
: 5 unit
Jumlah gate valve
: 1 unit
Beda ketinggian
: 2m
Power
5 hp
NPSH
5,165 m
Jumlah
2 buah (1 cadangan)
d. Pompa Utilitas 4 (PU-04) Tabel D.39 Spesifikasi pompa utilitas (PU – 04) Article VII. Alat Pompa Utilitas Kode Article VIII.
PU-04 Fungsi
Memompa air keluaran clarifier ke sand filter (SF-01)
Jenis
Centrifugal pump, single-suction, single
stage Bahan Konstruksi
Carbon Steel SA-283 Grade C
Kapasitas
355,328 gal/ jam
Efisiensi
78 %
Dimensi
NPS
= 4 in
Sch
= 40 in
Panjang pipa lurus (L) : 3 m Jumlah globe valve
: 1 unit
Standar elbow 90o
: 6 unit
Jumlah gate valve
: 1 unit
Beda ketinggian
: 2m
Power
3 hp
NPSH
5,165 m
Jumlah
2 buah (1 cadangan)
e. Pompa Utilitas 5 (PU-05) Tabel D.40 Spesifikasi pompa utilitas (PU – 05) Article IX. Alat Pompa Utilitas Kode Article X.
PU-05 Fungsi
Memompa air keluaran sand filter ke tangki air filter
Jenis
Centrifugal pump, single-suction, single stage
Bahan Konstruksi
Carbon Steel SA-283 Grade C
Kapasitas
118,425 gal/min
Efisiensi
63 %
Dimensi
NPS
= 2,5 in
Sch
= 40 in
Panjang pipa lurus (L) : 3 m Jumlah globe valve
: 1 unit
Standar elbow 90o
: 3 unit
Jumlah gate valve
: 1 unit
Beda ketinggian
: 2m
Power
1 hp
NPSH
2,483 m
Jumlah
2 buah (1 cadangan)
f. Pompa Utilitas 6 (PU-06) Tabel D.41 Spesifikasi pompa utilitas (PU – 06) Article XI. Alat Pompa Utilitas Kode Article XII.
PU-06 Fungsi
Memompa air dari tangki air filter ke Cold Basin dan Domestic Water and Hydrant
Jenis
Centrifugal pump, single-suction, single stage
Bahan Konstruksi
Carbon Steel SA-283 Grade C
Kapasitas
749,115 gal/min
Efisiensi
82 %
Dimensi
NPS
= 6 in
Sch
= 40 in
Panjang pipa lurus (L) : 100 m Jumlah globe valve
: 1 unit
Standar elbow 90
o
: 6 unit
Jumlah gate valve
: 1 unit
Beda ketinggian
: 2m
Power
5 hp
NPSH
3,161 m
Jumlah
2 buah (1 cadangan)
g. Pompa Utilitas 7 (PU-07) Tabel D.42 Spesifikasi pompa utilitas (PU – 07) Article XIII. Alat Pompa Utilitas Kode
PU-07
Article XIV. Fungsi
Memompa air dari tangki air filter ke cation exchanger
Jenis
Centrifugal
pump,
single-suction,
single
stage Bahan Konstruksi
Carbon Steel SA-283 Grade C
Kapasitas
63,034 gal/min
Efisiensi
70 %
Dimensi
NPS
= 4 in
Sch
= 40 in
Panjang pipa lurus (L) : 100 m Jumlah globe valve
: 1 unit
Standar elbow 90o
: 6 unit
Jumlah gate valve
: 1 unit
Beda ketinggian
: 2m
Power
2 hp
NPSH
1,631 m
Jumlah
2 buah (1 cadangan)
h. Pompa Utilitas 08 (PU-08) Tabel D.43 Spesifikasi pompa utilitas (PU – 08) Article XV. Alat Pompa Utilitas Kode
PU-08
Article XVI. Fungsi
Memompa air dari hot basin menuju cooling tower
Jenis
Centrifugal pump, double-suction, single stage
Bahan Konstruksi
Carbon Steel SA-283 Grade C
Kapasitas
187,142 gal/min
Efisiensi
83 %
Dimensi
NPS
= 6 in
Sch
= 40 in
Panjang pipa lurus (L) : 5 m Jumlah globe valve
: 1 unit
Standar elbow 90
o
: 2 unit
Jumlah gate valve
: 2 unit
Beda ketinggian Power
7,5 hp
NPSH
3,368 m
Jumlah
2 buah (1 cadangan)
: 4m
i. Pompa Utilitas 09 (PU-09) Tabel D.44 Spesifikasi pompa utilitas (PU – 09) Article XVII. Alat Pompa Utilitas Kode
PU-09
Article XVIII. Fungsi
Memompa air dari cooling tower menuju cold basin
Jenis
Centrifugal pump, double-suction, single stage
Bahan Konstruksi
Carbon Steel SA-283 Grade C
Kapasitas
187,142 gal/min
Efisiensi
83 %
Dimensi
NPS
= 6 in
Sch
= 40 in
Panjang pipa lurus (L) : 50 m Jumlah globe valve
: 1 unit
Standar elbow 90o
: 2 unit
Jumlah gate valve
: 1 unit
Beda ketinggian
: 2m
Power
5 hp
NPSH
3,368 m
Jumlah
2 buah (1 cadangan)
j. Pompa Utilitas 10 (PU-10) Tabel D.45 Spesifikasi pompa utilitas (PU – 10) Article XIX. Alat Pompa Utilitas Kode Article XX.
PU-10 Fungsi
Memompa air dari cold basin menuju peralatan yang membutuhkan cooling water
Jenis
Centrifugal
pump,
single-suction,
stage Bahan Konstruksi
Carbon Steel SA-283 Grade C
Kapasitas
187,142 gal/min
Efisiensi
83 %
Dimensi
NPS
= 6 in
Sch
= 40 in
Panjang pipa lurus (L) : 50 m Jumlah globe valve
: 1 unit
Standar elbow 90o
: 4 unit
Jumlah gate valve
: 1 unit
Beda ketinggian
: 2m
Power
5 hp
NPSH
3,368 m
Jumlah
2 buah (1 cadangan)
k. Pompa Utilitas 11 (PU-11) Tabel D.46 Spesifikasi pompa utilitas (PU – 11) Article XXI. Alat Pompa Utilitas Kode
PU-11
single
Article XXII. Fungsi
Memompa air dari tangki penyimpanan kondensat menuju kation exchanger
Jenis
Centrifugal pump, double-suction, single stage
Bahan Konstruksi
Carbon Steel SA-283 Grade C
Kapasitas
147,915 gal/min
Efisiensi
80 %
Dimensi
NPS
= 6 in
Sch
= 40 in
Panjang pipa lurus (L) : 5 m Jumlah globe valve
: 1 unit
Standar elbow 90o
: 3 unit
Jumlah gate valve
: 1 unit
Beda ketinggian
: 2m
Power
2 hp
NPSH
2,879 m
Jumlah
2 buah (1 cadangan)
l. Pompa Utilitas 12 (PU-12) Tabel D.47 Spesifikasi pompa utilitas (PU – 12) Article XXIII. Alat Pompa Utilitas Kode
PU-12
Article XXIV. Fungsi
Memompa air dari kation exchanger menuju anion exchanger
Jenis
Centrifugal pump, double-suction, single stage
Bahan Konstruksi
Carbon Steel SA-283 Grade C
Kapasitas
63,034 gal/min
Efisiensi
75 %
Dimensi
NPS
= 4 in
Sch
= 40 in
Panjang pipa lurus (L) : 3 m
Jumlah globe valve
: 1 unit
Standar elbow 90
o
: 4 unit
Jumlah gate valve
: 1 unit
Beda ketinggian
: 4m
Power
2 hp
NPSH
1,631 m
Jumlah
2 buah (1 cadangan)
m. Pompa Utilitas 13 (PU-13) Tabel D.48 Spesifikasi pompa utilitas (PU – 13) Article XXV. Alat Pompa Utilitas Kode
PU-13
Article XXVI. Fungsi
Memompa air dari anion exchanger ke tangki air proses dan deaerator
Jenis
Centrifugal pump, double-suction, single stage
Bahan Konstruksi
Carbon Steel SA-283 Grade C
Kapasitas
63,034 gal/min
Efisiensi
75 %
Dimensi
NPS
= 4 in
Sch
= 40 in
Panjang pipa lurus (L) : 3 m Jumlah globe valve
: 1 unit
Standar elbow 90o
: 4 unit
Jumlah gate valve
: 1 unit
Beda ketinggian
: 2 m
Power
1 hp
NPSH
1,631 m
Jumlah
2 buah (1 cadangan)
n. Pompa Utilitas 14 (PU-14)
Tabel D.49 Spesifikasi pompa utilitas (PU – 14) Article XXVII. Alat Pompa Utilitas Kode Article XXVIII.
PU-14 Fungsi Memompa air dari demineralisasi menuju tangki air proses
Jenis
Centrifugal
pump,
double-suction,
single stage Bahan Konstruksi
Carbon Steel SA-283 Grade C
Kapasitas
48,242 gal/min
Efisiensi
69 %
Dimensi
NPS
= 3 in
Sch
= 40 in
Panjang pipa lurus (L) : 10 m Jumlah globe valve
: 1 unit
Standar elbow 90o
: 2 unit
Jumlah gate valve
: 2 unit
Beda ketinggian
: 4m
Power
2 hp
NPSH
1,364 m
Jumlah
2 buah (1 cadangan)
o. Pompa Utilitas 15 (PU-15)
Tabel D.50 Spesifikasi pompa utilitas (PU – 15) Article XXIX. Alat Pompa Utilitas Kode
PU-15
Article XXX. Fungsi
Memompa keluaran dari DA-01 ke tangki air boiler
Jenis
Centrifugal pump, double-suction, single stage
Bahan Konstruksi
Carbon Steel SA-283 Grade C
Kapasitas
14,792 gal/min
Efisiensi
63 %
Dimensi
NPS
= 1,5 in
Sch
= 40 in
Panjang pipa lurus (L) : 25 m Jumlah globe valve
: 1 unit
Standar elbow 90o
: 2 unit
Jumlah gate valve
: 1 unit
Beda ketinggian
: 5m
Power
1 hp
NPSH
0,62 m
Jumlah
2 buah (1 cadangan)
p. Pompa Utilitas 16 (PU-16) Tabel D.51 Spesifikasi pompa utilitas (PU – 16) Article XXXI. Alat Pompa Utilitas Kode Article XXXII.
PU-16 Fungsi Memompa air demineralisasi menuju boiler
Jenis
Centrifugal
pump,
double-suction,
single stage Bahan Konstruksi
Carbon Steel SA-283 Grade C
Kapasitas
14,792 gal/min
Efisiensi
63 %
Dimensi
NPS
= 1,5 in
Sch
= 40 in
Panjang pipa lurus (L) : 3 m Jumlah globe valve
: 1 unit
Standar elbow 90o
: 2 unit
Jumlah gate valve
: 1 unit
Beda ketinggian
: 2m
Power
1 hp
NPSH
0,62 m
Jumlah
2 buah (1 cadangan)
B. Unit Penyediaan Udara Instrument 1. Compressor (CP-01) Fungsi : Mengalirkan udara dari lingkungan ke area proses untuk kebutuhan instrumentasi. Tipe
: Centrifugal Compressor
Kebutuhan Udara Tekan Dalam pabrik Dicalcium Phosphate Dihydrate, udara tekan dibutuhkan untuk menggerakkan instrumen – instrumen kontrol. Udara tekan yang diperlukan didistribusi pada tekanan 15 – 20 psig serta dalam kondisi kering dan bersih. (Kern, hal.768).
Dalam pabrik Dicalcium Phosphate Dihydrate terdapat sekitar 33 alat kontrol yang memerlukan udara tekan untuk menggerakkannya, sehingga kebutuhan udara tekan pada pabrik ini diperkirakan mencapai 55,440 m3/jam. Mekanisme atau proses untuk membuat udara tekan dapat diuraikan berikut ini : Udara lingkungan ditekan dengan menggunakan kompresor (CP–01) yang dilengkapi dengan filter (penyaring) udara hingga mencapai tekanan 20 psig, kemudian dilewatkan dalam tumpukan
silika gel sehingga diperoleh udara kering. Selanjutnya udara kering tersebut dialirkan pada alat kontrol yang memerlukannya.
Udara pneumatik
= 28 L/min
Jumlah alat kontrol = 33 buah Kebutuhan udara
= 28 × 33 = 924 L/min (55,440 m3/jam)
Overdesign
= 20%
Total udara pneumatik = 66,528 m3/jam = 0,018 m3/s
Kecepatan Molar Udara Diketahui : V = 66,528 m3/jam P = 1 atm T = 30 oC (303,15 K) R = 82,057.10-3 m3.atm/kgmol.K n
=
PV RT
=
1 66,528 82,057.10 3 303,15
= 2,674 kmol/jam = 77,478 kg/jam Menentukan temperatur keluaran kompressor, T2 Dari Fig. 3.6 (coulson, 1983), diperoleh efisiensi (η)
(Considin, 1993)
η = 65 % T1 = 30 oC (303,15 K) P1 = 1 atm (1,013 bar) P2 = 2,36 atm (2,392 bar) Temperatur keluar kompressor:
P T2 = T1 2 P1
m
(Coulson, 1983 hal 79)
Untuk kompresi: m =
γ
=
1
(Coulson, 1983 hal 79)
Ep Cp , Cv
= 1,4 (udara) Sehingga: m =
1,4 1 1,4 0,65
= 0,44
2,36 T2 = 303,15 1
0 , 44
= 442,155 K = 169,005 oC Koreksi temperatur keluar kompressor: Diketahui data udara (Chemcad 5.2.0) : Tc = -40,7 oC = 232,45 K Tr mean =
=
T1 T2 2Tc 303,15 442,155 2 232,45
= 1,603 Pc = 37,246 atm = 37,740 bar Pr mean =
=
P1 P2 2Pc 1,013 2,392 2 37,74
= 0,045
Kapasitas panas udara (Chemcad 5.2.0) : Tmean =
=
T1 T2 2
303,15 442,155 2
= 372,653 K
2
C
o P
(3.012 / T ) (1.484 / T ) = 28.958 9.390 7.580 sinh(3.012 / T ) cosh(1.484 / T )
2
= 29.125,243 J/kmol.K = 29,125 kJ/kmol.K
Koreksi untuk tekanan dari Fig.3.2 (Coulson, 1983 hal 63) :
Untuk Tr = 1,603 dan Pr = 0,045 maka : Cp - C oP = 0,26 kJ/kmol.K
Sehingga : Cp = 0,26 + 29,125 = 29,385 kJ/kmol.K Dari Fig.3.8. (Coulson, 1983 hal 76) :
Untuk Tr = 1,603 dan Pr = 0,045 maka : z =1 Dari Fig.3.9. (Coulson, 1983 hal 77) :
Untuk Tr = 1,603 dan Pr = 0,045 maka : x = 0,02 Dari Fig.3.10. (Coulson, 1983 hal 78) :
Untuk Tr = 1,603 dan Pr = 0,045 maka : y
=1
m =
=
z R 1 x Cp Ep
(Coulson, 1983 hal 79)
1 8,314 1 0,02 29,385 0,65
= 0,441
2,36 T2 = 303,15 1
0 , 441
= 442,678 K = 169,528 oC
Power compressor
z R T1 n P2 -W = M n 1 P1
n 1 n
1 1 m
n
=
n
= 1,789
1
(Coulson, 1983 hal 73)
(Coulson, 1983 hal 79)
1, 7891 1 8,314 303,15 1,789 2,36 1,789 1 -W = 28,97 1,789 1 1
= -133 kJ/kmol W = 133 kJ/kmol
Actual work required : Waktual = 133 kJ/kmol / 65%
= 204,616 kJ/kmol
Power yang dibutuhkan : P = Waktual x n = 204,616 kJ/kmol x 2,674 kmol/Jam = 547,231 kJ/jam = 0,152 kW = 0,204 hp
Tabel D.59 Spesifikasi Compressor (CP-01) Alat Compressor Kode
CP– 01
Jenis
Centrifugal compressor
Kapasitas
119,739 kg/jam udara
Power
0,5 hp
Bahan Konstruksi
Cast iron
Jumlah
1 buah
C. Unit Pembangkit dan Pendistribusian Listrik 1. Perhitungan Kebutuhan Listrik Perhitungan kebutuhan listrik adalah sebagai berikut: a. Kebutuhan penerangan Dari Chemical Engineer’s Handbook, 3rd ed, direkomendasikan untuk perhitungan penerangan digunakan satuan lumen. Dengan menetapkan jenis lampu yang digunakan, maka dapat dihitung jumlah listrik yang harus disediakan untuk penerangan. Untuk menentukan besarnya tenaga listrik digunakan persamaan :
L
aF UD
Keterangan :
L
: Lumen per outlet.
a : Luas area, ft2 F : food candle yang diperlukan ( tabel 13, perry 3th ) U : Koefisien utilitas (Tabel 16, perry 3th) D : Effisiensi lampu (Tabel 16, perry 3th) Kebutuhan penerangan area dalam bangunan Tabel D.60 Kebutuhan penerangan untuk area dalam bangunan Luas Area Bangunan F U D Lumen 2 (m ) (ft2) Pos Keamanan Mushola Kantin Kantor Klinik Ruang Kontrol Laboratorium Bengkel GSG Gudang Perumahan Total
100 250 500 2.500 100 1.000 1.000 1.500 1.000 1.000 5.000
1.076,391 2.690,978 5.381,955 26.909,775 1.076,391 10.763,910 10.763,910 16.145,865 10.763,910 10.763,910 53.819,550
20 10 10 20 20 35 35 10 10 5 20
0,50 0,55 0,51 0,58 0,55 0,60 0,60 0,53 0,51 0,52 0,55
0,80 53.819,550 0,80 61.158,580 0,80 131.910,662 0,80 1.159.904,095 0,80 48.926,864 0,80 784.868,438 0,80 784.868,438 0,80 380.798,703 0,80 263.821,324 0,80 129.373,918 0,80 2.446.343,182
13.950 150.156,545
6.245.793,751
Untuk semua area dalam bangunan direncanakan menggunakan lampu fluorescent 40 Watt, dimana 1 buah instant starting daylight 40 Watt mempunyai 1.960 lumen. Jumlah listrik area dalam bangunan = 6.245.793,751 Lumen Sehingga jumlah lampu yang dibutuhkan :
6.245.793,751 1.960
= 3.186,629 buah
= 3.187 buah Daya
= 40 Watt × 3.187 = 127.480 Watt (127,48 kW)
Kebutuhan penerangan area luar bangunan Tabel D.61 Kebutuhan penerangan untuk area luar bangunan Luas Area Non Bangunan Proses Utilitas Area Pengembangan Jalan & Taman Total
2
(m ) (ft2) F U D Lumen 10.000 107.639,100 10 0,59 0,80 2.280.489,407 5.000 53.819,550 10 0,59 0,80 1.140.244,703 10.000 107.639,100 0 0,00 0,80 0,000 3.500 37.673,685 5 0,53 0,80 444.265,153 28.500 306.771,435
3.864.999,263
Untuk semua area di luar bangunan direncanakan menggunakan lampu mercury 250 watt, dimana 1 buah instant starting daylight 250 Watt mempunyai 10.000 lumen. Jumlah listrik area di luar bangunan sebesar 3.864.999,263 Lumen Jumlah lampu yang dibutuhkan =
3.864.999,263 10.000
= 386,5 buah = 387 buah Daya = 250 Watt × 387 = 96.750 Watt (96,75 kW)
Kebutuhan listrik lainnya
Kebutuhan listrik lainnya (barang elektronik kantor : AC, komputer dll) diperkirakan sebesar 20.000 Watt Total kebutuhan penerangan = Kebutuhan area bangunan + Kebutuhan area luar bangunan + Kebutuhan listrik lain = 127,48 kW + 96,75 kW + 20 kW = 244,230 kW
b. Kebutuhan listrik untuk proses Tabel D.62 Kebutuhan listrik untuk alat proses No 1. 2. 3. 4 5. 6. 7 8 9 10 11 12
Nama Alat
Kode
Mixing Tank I Reaktor 2 Bucket Elevator Belt Conveyor Blower I Blower II Blower III Blower IV Pompa 1 Pompa 2 Pompa 3 Pompa 4
Jumlah
MT-101 RE-202 BE-401 BC-401 BL-101 BL-102 BL-103 BL-201 PP-101 PP-102 PP-103 PP-301
1 1 1 1 1 1 1 1 1 1 1 1
Total
Daya/ alat
Daya kW
0.5 21,15 4,0 2,0 225 325 1,0 250 0,5 0,5 10,0 30,0
hp 0.5 21,15 4,0 2,0 225 325 1,0 250 0,5 0,5 10,0 30,0
869,65
869,65
0.67 28.36 5.36 2.68 301.73 435.83 1.34 335.26 0.67 0.67 13.41 40.23
1166,22
c. Kebutuhan listrik untuk utilitas Tabel D.63 Kebutuhan listrik untuk alat utilitas No
Nama Alat
Jumlah
Daya/ alat
hp
1. 2. 3.
Unit Air dan Steam : Bak Penggumpal Boiler Motor tangki dispersant
1 1 1
6,0 4,0 25,0
6,0 4,0 25,0
Daya Watt
4.474,20 2.982,80 18.642,50
4. 5. 6. 7. 8. 9. 10. 11. 12. 13. 14. 15. 16. 17. 18. 19. 20. 21. 22. 23.
Motor tangki inhibitor Motor tangki NaOH Blower Pompa utilitas 1 Pompa utilitas 2 Pompa utilitas 3 Pompa utilitas 4 Pompa utilitas 5 Pompa utilitas 6 Pompa utilitas 7 Pompa utilitas 8 Pompa utilitas 9 Pompa utilitas 10 Pompa utilitas 11 Pompa utilitas 12 Pompa utilitas 13 Pompa utilitas 14 Pompa utilitas 15 Pompa utilitas 16 Unit Udara Tekan : Kompressor udara
1 1 1 2 2 2 2 2 2 2 2 2 2 2 2 2 2 2 2
Total
58,0 1,0 3,0 30,0 5,0 5,0 3,0 1,0 5,0 2,0 7,5 5,0 5,5 2,0 2,0 1,0 2,0 1,0 1,0
58,0 1,0 3,0 30,0 5,0 5,0 3,0 1,0 5,0 2,0 7,5 5,0 5,5 2,0 2,0 1,0 2,0 1,0 1,0
43.250,60 745,70 2.237,10 44.742,00 7.457,00 7.457,00 4.474,20 1.491,40 7.457,00 2.982,80 11.185,50 7.457,00 7.457,00 2.982,80 2.982,80 1.491,40 2.982,80 1.491,40 1.491,40
0,5
0,5
372,85
177,0
201,5
208.050,30
Total Kebutuhan Listrik Pabrik = Kebutuhan penerangan + Kebutuhan proses + Kebutuhan utilitas = 371,71 kW + 1166,22 kW + 208,050 kW = 1745,98 kW Over Design : 20% Total listrik = 1,2 x 1745,98 kW = 2095,176 kW = 2,095 MW Jadi total kebutuhan listrik pabrik ± 2,095 MW
2. Spesifikasi Peralatan Unit Penyedia Listrik a. Generator Fungsi : Membangkitkan listrik untuk keperluan pabrik Kebutuhan listrik total = 2,095 MW Efisiensi = 80 % Kapasitas Genset =
2,095 MW Kebutuhan listrik total = Efisiensi 0,8
= 2618,97 kW = 2,61897 MW Tenaga generator = 8.879.465 Btu/jam Kebutuhan bahan bakar : Jenis bahan bakar = solar Densitas
= 54,312 lb/ft3 = 870 kg/m3
Heating value
= 18.774,941 btu/lbm
Spesific gravity
= 0,869
Fuel oil yang dibutuhkan = 472,94 lb/jam = 214,94 kg/jam = 0,247 m3/jam = 247 L/jam
Tabel D.64 Spesifikasi Gen Set (GS-501) Nama Alat Generator
Kode
GS-401
Fungsi
Pembangkit tenaga listrik
Kapasitas
2,61897 MW
Efisiensi
80 %
Bahan Bakar
Solar
Material
Stainless Steel Tipe 316
Kebutuhan Bahan Bakar
247 liter/jam
Jumlah
1 buah
2) Tangki Bahan Bakar Fungsi
: Menampung bahan bakar solar untuk kebutuhan boiler dan generator pada tekanan 1 atm
Jenis Tangki
: Silinder tegak (vertikal)
Menentukan kapasitas tangki Jumlah solar : Solar = 247 liter/jam = 0,247 m3/jam
Persediaan untuk 240 jam : Solar = 0,247 m3/jam x 240 jam = 59,28 m3 = 2093,453 ft3 = 59280 L Volume tangki : Over desain = 20 % Vtangki = 1,2 x 59,28 = 71,136 m3
= 2512,144 ft3
Menentukan dimensi tangki Vtangki
= Vshell + Vtutup = ¼ π D2 H + 0,000049 D3 + ¼ π D2 sf
Atangki
= Ashell + Atutup = (¼ π D2 + π D H) + 0,842 D2
Keteragan : D = diameter tangki, in sf = straight flange, in (dipilih sf = 2 in)
Menentukan rasio Hs/D : Berdasarkan Tabel 4-27 Ulrich 1984, dimana :
Hs <2 D
(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 berikut.
Tabel D.65 hasil trial Hs/D terhadap luas tangki Trial H/D D (ft) H (ft) A (ft2) Vsilinder , ft3 Vhead, ft3 1 2 3 4 5 6 7
0.50 0.60 0.65 0.67 0.68 0.69 0.70
20.427 19.424 18.991 18.828 18.748 18.670 18.594
10.214 11.655 12.344 12.615 12.749 12.883 13.015
1,334.000 1,324.708 1,322.856 1,322.516 1,322.422 1,322.377 1,322.378
3,345.487 3,451.875 3,494.684 3,510.289 3,517.799 3,525.123 3,532.269
721.705 620.546 579.916 565.117 557.997 551.056 544.284
Vsf, ft3
Vtotal (ft3)
54.592 49.364 47.185 46.379 45.988 45.606 45.232
4,121.785 4,121.785 4,121.785 4,121.785 4,121.785 4,121.785 4,121.785
0.72 0.80 1.20 1.40 1.50 1.40 1.49 1.57
18.444 17.889 15.851 15.120 14.802 15.107 14.840 14.590
13.279 14.311 19.021 21.169 22.203 21.209 22.076 22.926
1,322.510 1,324.554 1,355.529 1,377.019 1,388.378 1,377.458 1,386.959 1,396.637
3,546.049 3,595.184 3,751.690 3,799.167 3,818.536 3,799.972 3,816.271 3,830.968
531.230 484.732 337.222 292.705 274.584 291.952 276.702 262.967
44.505 41.869 32.873 29.912 28.664 29.861 28.812 27.850
Rasio H/D Optimum 850 840 Luas, A
8 9 10 11 12 13 14 15
830 820 810 800 790 0
0.5
1
1.5
2
H/D
Gambar D.10 Rasio H/D optimum terhadap luas tangki
Terlihat bahwa rasio H/D yang memberikan luas tangki yang paling kecil yaitu 0,65 - 0,72. Maka untuk selanjutnya digunakan rasio Hs/D = 0,69. D = 18,67 ft = 224,044 in = 5,69 m Dstandar = 20 ft (2400 in) H = 12,88 ft
4,121.785 4,121.785 4,121.785 4,121.785 4,121.785 4,121.785 4,121.785 4,121.785
= 154,59 in = 3,92 m Hstandar = 12 ft (144 in)
Menentukan jumlah courses Lebar plat standar yang digunakan : L = 72 in
(Appendix E, item 3, B & Y)
= 6 ft Jumlah courses =
12 ft 6 ft
= 2 buah Menentukan Tinggi Cairan di dalam Tangki Vshell = ¼ π D2 H = ¼ π (20 ft)2.12 ft = 3.768 ft3 Vdh = 0,000049 D3 = 0,000049 (240)3 = 677,376 ft3 Vsf = ¼ π D2 sf = ¼ π.(240)2.2 = 90.432 in3 = 52,333 ft3
Vtangki baru = Vshell + Vdh + Vsf = 3.768 + 677,376 + 52,333 = 3.378,732 ft3 Vruang kosong = Vtangki baru - Vliquid = 3.378,732 – 3.434,82 = 1.062,889 ft3 Vshell kosong = Vruang kosong – (Vdh + Vsf) = 1.062,889 – (677,376 + 52,333) = 333,180 ft3 Hshell kosong =
=
4.Vshell kosong π.D 2
4 333,180 17,5 2
= 1,061 ft Hliquid
= Hshell – Hshell kosong = 12 – 1,061 = 10,939 ft
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
Tekanan hidrostatis : = 54,312 lb/ft3
ρsolar
g Phidrostatis
=
H g
144
10,939 ft 54,31 lb/ft 3 9,81 9,81 = 144 = 4,331 psi
Poperasi = 14,696 psi Pabs
= Poperasi + Phidrostatis = 14,696 + 4,126 = 18,822 psi
Tekanan desain 5 -10 % di atas tekanan kerja normal/absolut (Coulson, 1988 hal. 637). Tekanan desain yang dipilih 10 % diatasnya. Tekanan desain pada courses ke-1 adalah: Pdesain = 1,1 x Pabs = 1,1 x 18,822 psi = 20,704 psi Berikut ini adalah tabel perhitungan tekanan desain untuk setiap courses : Tabel D.66 Tekanan Desain untuk Setiap Courses Course 1 2
H (ft) 12 6
HL (ft) 10,939 4,939
Menentukan Tebal Shell
Phid (psi) 4,126 1,863
Pabsolute (psi) 18,822 16,559
Pdesain (psi) 20,704 18,215
Untuk menentukan tebal shell, persamaan yang digunakan adalah : ts =
P.d c 2.( f .E 0,6 P)
(Brownell & Young,1959.hal.256)
keterangan : ts = Tebal shell, in P = Tekanan dalam tangki, psi f = Allowable stress, psi d = Diameter shell, in E = Efisiensi pengelasan c = Faktor korosi, in Dari Tabel 13.1 & 13.2 pada 20-650 oF, Brownell and Young, 1959 diperoleh data : f = 12.650 psi E = 85% single-welded butt joint with backing strip, no radiographed C = 0,125 in/10 tahun
(tabel 6, Timmerhaus,1991:542)
Menghitung ketebalan shell (ts) pada courses 1: ts =
20,704 psi x 240 in 2 x((12.650 psi x 0,85 ) - (0,6 20,704))
+ 0,125 in
= 0,356 in (digunakan plat standar 0,375 in)
Tabel D.67 Ketebalan shell masing-masing courses Course H (ft) Pdesain (psi) ts (in) 1 12 20,704 0,356 2 6 18,215 0,328
Desain Head (Desain Atap)
ts standar (in) 0,375 0,375
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
b = tinngi dish
OA
icr
A
sf
B
ID
t
a
r
C
Gambar D.11 Torispherical flanged and dished head. Diketahui : rc = 180 in icr = 14,438 in
Maka : w =
1 180 . 3 4 14,438
= 1,633 in
(Brownell dan Young: 91)
Menentukan tebal head dengan menggunakan persamaan (Brownell and Young, 1959,hal. 258): th =
P.rc .w C 2 fE 0,2 P
th =
20,704 180 1,633 0,125 (2 12.650 0,85) (0,2 20,704)
= 0,408 in (dipakai plat standar 0,4375 in)
Untuk th = 0,4375 in, Dari Tabel 5.8 (Brownell and Young, 1959) diperoleh sf = 1,5 – 3,5 in. Direkomendasikan nilai sf = 2 in Keterangan : th = Tebal head (in) P = Tekanan desain (psi) rc = Radius knuckle, in icr = Inside corner radius ( in) w = stress-intensitication factor E = Effisiensi pengelasan C = Faktor korosi (in) Depth of dish (b) (Brownell and Young,1959.hal.87) :
b
ID icr = rc (rc icr ) 2 2
2
2
180 14,438 = 52,456 in = 180 (180 14,438) 2 2
Tinggi Head (OA) :
OA = th + b + sf
(Brownell and Young,1959.hal.87)
OA = 0,4375 + 52,456 + 2 = 54,893 in = 4,57 ft Menentukan Tinggi Total Tangki Untuk mengetahui tinggi tangki total digunakan persamaan: Htotal
= Hshell + Hhead = 144 + 54,893 = 198,893 in = 16,574 ft
Tabel D.68 Spesifikasi Tangki Bahan Bakar Alat Tangki Bahan Bakar Kode
TP- 13
Fungsi
Menampung bahan bakar solar untuk kebutuhan generator selama 10 hari
Bentuk
Silinder tegak (vertikal)
Kapasitas
116,720 m3
Dimensi
Diameter shell (D)
= 20 ft
Tinggi total
= 4,574 ft
Tebal shell (ts)
= 0,375 in
Tebal head
= 0,4375 in
Tekanan Desain
20,704 psi
Bahan konstruksi
Carbon Steel SA-283 Grade C
Jumlah
1 buah
LAMPIRAN E INVESTASI DAN EVALUASI EKONOMI Perhitungan evaluasi ekonomi meliputi : 1. Modal keseluruhan (Total Capital Investment)
Modal tetap (Fixed Capital)
Modal kerja (Working Capital)
2. Biaya produksi (Manufacturing Cost)
Biaya produksi langsung (Direct Production Cost)
Biaya produksi tetap (Fixed Charges)
Biaya produksi tidak langsung (Indirect Mnufacturing Cost)
3. Pengeluaran umum (General Expense) 4. Analisa keuntungan 5. Analisa Kelayakan
Percent Return On Investment (ROI)
Pay Out Time (POT)
Break Even Point (BEP)
Shut Down Point (SDP)
Discounted Cash Flow Rate of Return (DCF)
Net Present Value (NPV)
Basis yang diambil adalah : 1. Kapasitas produksi 28.000 ton/tahun 2. Pabrik beroperasi selama 330 hari/tahun
3. Masa konstruksi pabrik selama 2 tahun. Konstruksi dilakukan mulai awal tahun 2015 sampai akhir tahun 2016. Pabrik mulai beroperasi pada awal tahun 2017. 4. Tahun pertama konstruksi dikeluarkan investasi sebesar 80 % dan tahun kedua sebesar 20 %. 5. Nilai rongsokan (salvage value) sama dengan nol. 6. Biaya kerja (Working Capital) pada tahun kedua konstruksi. 7. Nilai kurs $1 = Rp 11.432,00 (www.bi.go.id) 8. Kapasitas produksi tahun pertama sebesar 70 % dari kapasitas rancangan, tahun kedua 90 %, tahun ketiga dan seterusnya 100 %. 9. Suku bunga pinjaman bank sebesar 15 % dan konstan selama pabrik beroperasi. 10. Chemical Engineering Index (CE Indeks) tahun 2015 adalah 741,83. 11. Harga-harga peralatan pabrik menggunakan referensi grafik yang dibuat pada beberapa buku dengan indeks harga tertentu. 12. Metode yang digunakan dalam melakukan analisa ekonomi adalah metoda linier dan Discounted Cash Flow (DCF).
A. Perkiraan Harga Alat Harga Peralatan dihitung dengan indeks harga:
Cx = Cy x
Ix Iy
(Ulrich, 1984)
Keterangan: Cx = harga alat pada tahun x Cy = harga alat pada tahun y Ix = indeks harga pada tahun x Iy = indeks harga pada tahun y
Harga alat untuk jenis yang sama dengan kapasitas berbeda dapat dihitung dengan menggunakan sixtenth factor rule:
b Cb Ca a
0,6
(Ulrich, 1984)
Keterangan: Ca = harga alat pada pada kapasitas a Cb = harga alat pada pada kapasitas b
Harga alat untuk tahun A dapat diperoleh dari buku Peters, M.S and Timmerhaus, K.D. (1990) (Cost Index = 356), Ulrich (1982) (Cost Index = 315), dan website www.matche.com (2007) (Cost Index = 400,749. Sementara itu, untuk indeks harga peralatan diperoleh dari www.CHF.com yang tertera pada tabel berikut.
Tabel E.1. Indeks harga peralatan No Tahun Index
1 2 3 4 5 6 7 8
2001 2002 2003 2004 2005 2006 2007 2008
394,3 395,6 402,0 444,2 468,2 499,6 525,4 575,4
Sumber : www.che.com/pci (as Published in Chemical Engineering Magazine)
Chemical Engineering Plant Cost Index 700 600
Index
500 400 300
y = 26,58x - 52835 R² = 0,950
200 100 0 2000
2001
2002
2003
2004
2005
2006
2007
2008
Tahun
Gambar E.1 Kurva Chemical engineering plant cost index
Dengan asumsi bahwa perubahan harga indeks peralatan tiap tahun terjadi secara linier maka dengan pendekatan linier diperoleh indeks harga peralatan pada tahun 2015 adalah sebesar 741,83.
Contoh Perhitungan :
Pompa Proses (PP-101) Tipe
= Centrifugal Pump
Shaft Power
= 10 hp
Harga Alat, Cp1982
= $ 4.000
Cp2015
I = Cp1982 2015 I 1982
(Grafik 5-49, Ulrich, 1982)
741,83 = 4.000 315
= $ 9.0821,90 Faktor bare modul, FBM = 3,2 CBM
(Grafik 5-51 Ulrich, 1982)
= Cp2015 FBM = $ 9.0821,90 3,2 = $ 29.062,09 = Rp. 279.490.169,9
Perincian harga alat-alat proses dan utilitas dapat dilihat pada Tabel berikut: Tabel E.2 Harga Peralatan Proses Jumlah Harga 2015 No. Kode Alat (n) (Cp),$ a 1 TP-101 1 77.747,152 2 PP-101b 1 9.420,127 b 3 PP-102 1 11.775,159 4 PP-103b 1 11.775,159 b 5 PP-301 1 13.659,184 6 RE-201 a 1 208.380,618 7 RE-202 a 1 166.704,494 c 8 VP-101 1 178.078,000 9 MT-101 a 1 72.933,216 c 10 SE-201 1 46.278,067 11 FE-101 c 1 10.181,175 c 12 BE-101 1 19.066,563 13 CO-201 c 1 5.553,368 c 14 CO-301 1 21.851,123 15 HE-101 c 1 23.332,021 c 16 HE-102 1 23.702,245
FBM 1 3,2 3,2 3,2 3,2 1 1 1 1 1 1 2,4 1 1 1 1
CBM = n x FBM x Cp,$ 77.747,152 30.144,406 37.680,508 37.680,508 43.709,389 416.761,236 333.408,989 178.078,000 72.933,216 46.278,067 10.181,175 45.759,752 5.553,368 21.851,123 23.332,021 23.702,245
17 18 19 20 21 22
BL-101 a BL-102 a BL-103 a BL-201 a W-101 a TP-301
1 2.210,030 1 2.109,574 1 1.521,312 1 2.149,756 1 139.759,761 1 93.831,153 Total Biaya
1 2.210,030 1 2.109,574 1 1.521,312 1 2.149,756 1 139.759,761 1 93.831,153 $ 1.491.374,961 Rp 17.049.398.559,223
Sumber: a = Timmerhaus 1990 b = Ulrich 1982 c = www.matche.com
Tabel E.3 Harga Peralatan Utilitas No. Alat 1 Bak Sedimentasi a 2 Bak Penggumpal a 3 Clarifier b 4 Sand Filter b 5 Tangki Alum c 6 Tangki Kaporit c 7 Tangki NaOH c 8 Tangki Air Filter c 9 Tangki Air Dosmetik c 10 Tangki Air hidran c 11 Tangki Inhibitor c 12 Tangki Dispersant c 13 Tangki Kondensat c 14 Tangki Air Boiler c 15 Tangki Asam Sulfat c 16 Tangki Hidrazin c 17 Tangki Air Demin c 18 Tangki Air Proses c 19 Tangki Solar c 20 Cooling Tower b 21 Cation Exchanger b 22 Anion Exchanger b 23 Mixed Bed Ion Exchangerb 24 Daerator c 25 Cold Basin a 26 Hot Basin a 27 Pompa Utilitas (PU-01) b 28 Pompa Utilitas (PU-02) b 29 Pompa Utilitas (PU-03) b 30 Pompa Utilitas (PU-04) b 31 Pompa Utilitas (PU-05) b 32 Pompa Utilitas (PU-06) b 33 Pompa Utilitas (PU-07) b 34 Pompa Utilitas (PU-08) b
Jumlah (n) 1 1 1 2 1 1 1 1 1 1 1 1 1 1 1 1 1 1 1 1 2 2 2 1 1 1 2 2 2 2 2 2 2 2
Harga Total, $ 1.215,364 911,946 129.425,467 42.233,573 46.939,565 54.435,618 21.417,292 56.398,869 20.703,382 5.354,323 58.005,166 27.842,480 83.884,394 83.884,394 12.671,898 54.792,573 67.107,516 69.427,722 25.343,796 34.059,333 8.174,240 8.174,240 8.174,240 21.238,815 1.512,975 1.512,975 22.706,222 5.449,493 5.449,493 6.357,742 4.541,244 9.082,489 5.449,493 9.990,738
35 36 37 38 39 40 41 42 43 44 45
Pompa Utilitas (PU-09) b Pompa Utilitas (PU-10) b Pompa Utilitas (PU-11) b Pompa Utilitas (PU-12) b Pompa Utilitas (PU-13) b Pompa Utilitas (PU-14) b Pompa Utilitas (PU-15) b Pompa Utilitas (PU-16) b Boiler 1 b Generator b Kompresor c
2 2 2 2 2 2 2 2 1 1 2 Total Biaya
9.082,489 9.082,489 5.449,493 5.449,493 5.449,493 5.449,493 4.541,244 4.541,244 158,943,556 170.296,667 4.283,458 $ 1.438.738,558 Rp. 16.447.659.198,803
Sumber: a = Hitung b = Ulrich 1982 c = www.matche.com d = www.proconwater.web.id
Total harga peralatan proses dan utilitas (EC): EC = Rp 17.049.398.559,223 + Rp 16.447.659.198,803 = Rp 33.497.057.758,026 B. Total Cavital Investment 1. Fixed Capital Investment (FCI) Fixed Capital Investment adalah biaya yang diperlukan untuk mendirikan fasilitas-fasilitas pabrik secara fisik (belum beroperasi). Fixed Capital Investment terdiri biaya langsung (direct cost) dan biaya tidak langsung (indirect cost). a. Direct Cost (DC) Direct cost atau biaya langsung adalah biaya yang diperlukan untuk pembangunan pabrik. Biaya ini meliputi : Biaya pengadaan peralatan (Purchased Equipment Cost) Adalah biaya pembelian peralatan pabrik dari tempat pembelian sampai ke lokasi pabrik. Biaya ini terdiri dari: Biaya transportasi sampai di pelabuhan:
Transportasi ke pelabuhan = 10 % EC = 10 % x Rp 33.497.057.758,026 = Rp 3.349.705.775,802 Asuransi pengangkutan
= 0,5 % x EC = 0,5 % x Rp 33.497.057.758,026 = Rp 1674.852.887,901
Transportasi ke lokasi = 5 % x EC = 5 % x Rp 33.497.057.758,026 = Rp 1.674.852.887,901
Total Pembelian alat (PEC) = Rp 38.689.101.710,519 Biaya Pemasangan Alat (Equipment Installation Cost) Pemasangan peralatan meliputi biaya pekerja, pondasi, penyangga, podium, biaya kontruksi dan faktor lain yan berhubungan langsung dengan pemasangan peralatan. Meliputi pemasangan, pengecatan, dan isolasi peralatan. Besarnya biaya pemasangan sekitar 25-55 % dari biaya peralatan, diambil sebesar 40 %. (Peters & Timmerhaus, 1991). Pemasangan
= 40 % x PEC = 40 % x Rp 38.689.101.710,519 = Rp 15.475.640.684,207
Biaya Instrumentasi dan Kontrol
Biaya total instrumentasi tergantung pada jumlah kontrol yang diperlukan dan sekitar 6 – 30 % dari harga total peralatan, diambil sebesar 10 %.(Peters & Timmerhaus, 1991). Instrumentasi = 10 % x PEC = 10 % x Rp 38.689.101.710,519 = Rp 3.868.910.171,052 Biaya Perpipaan (Piping Cost) Meliputi biaya pekerja pembungkus
pipa, valve, fitting, pipa,
penyangga, dan lainnya yang termasuk dalam pemancangan lengkap semua pipa yang digunakan secara langsung dalam proses. Besarnya biaya perpipaan sekitar 10-80 % dari biaya peralatan, diambil sebesar 40 %, (Peters & Timmerhaus, 1991). Perpipaan
= 40 % x PEC = 40 % x Rp 38.689.101.710,519 = Rp 15.475.640.684,207
Biaya instalasi listrik (electrical installation) Biaya untuk intalasi listrik meliputi pekerja instalasi utama dan material untuk daya dan lampu, dengan penerangan gedung termasuk biaya servis. Besarnya sekitar 10-40 % dari total biaya peralatan, diambil sebesar 40 %, (Peters & Timmerhaus, 1991). Listrik
= 40 % x PEC = 40 % x Rp 38.689.101.710,519 = Rp 15.475.640.684,207
Biaya Bangunan (Building Including Services)
Biaya untuk bangunan termasuk servis terdiri biaya pekerja, material, dan persediaan yang terlibat dalam pemancangan semua gedung yang berhubungan dengan pabrik. Besarnya sekitar 10-70 % dari biaya total alat, diambil sebesar 50 %. Bangunan
= 50 % x PEC = 50 % x Rp 38.689.101.710,519 = Rp 19.344.550.855,259
Pengembangan Lahan (Yard Improvment) Biaya ini meliputi biaya untuk pagar, sekolah dasar, fasilitas olahraga jalan raya, jalan alternatif, pertamanan, dan lainnya. Dalam industri kimia nilainya sekitar 10-20 % dari total biaya peralatan diambil sebesar 10 %, (Peters & Timmerhaus, 1991). Yard improvement
= 10 % x PEC = 10 % x Rp 38.689.101.710,519 = Rp 3.868.910.171,052
Tanah (land) Biaya untuk tanah dan survey tergantung pada lokasi properti dan dapat bervariasi oleh faktor biaya per hektar. Untuk industri jumlahnya sekitar 4-8 % dari total biaya alat, diambil sebesar 8 %, (Peters & Timmerhaus, 1991). Tanah
= 8 % x PEC = 8 % x Rp 38.689.101.710,519 = Rp 3.095.128.136,841
Service Facilities
Biaya ini meliputi perawatan fasilitas-fasilitas yang ada di dalam pabrik. Dalam industri kimia nilainya sekitar 30 – 80 % dari total pembelian alat diambil sebesar 30 %, (Peters & Timmerhaus, 1991). Service facilities
= 30 % x PEC = 30 % x 38.689.101.710,519 = Rp 11.606.730.513,156
Total Direct Cost (DC) DC = Rp 126.900.253.610,505
b. Indirect Cost (IC) Indirect cost atau biaya tidak langsung meliputi: Biaya teknik dan supervisi (engineering and supervision cost) Biaya untuk desain kontruksi dan teknik, gambar, akuntansi, kontruksi dan biaya teknik, travel, reproduksi, komunikasi, dan biaya kantor pusat. Besarnya sekitar 5-30 % dari biaya langsung, diambil sebesar 8 % (Peters & Timmerhaus, 1991). Teknik dan supervisi = 8 % x DC = 8 % x Rp 126.900.253.610,505 = Rp 10.152.020.288,840 Biaya Konstruksi (Contruction cost) Biaya ini bervariasi pada situasi yang berbeda-beda, namun dapat diperkirakan sekitar 6-30 % dari biaya langsung, diambil sebesar 8 % (Peters & Timmerhaus, 1991). Konstruksi
= 15 % x DC
= 15 % x Rp 126.900.253.610,505 = Rp 19.035.038.041,575 Biaya Jasa Kontraktor (Contractor’s Fee) Biaya ini bervariasi pada situasi yang berbeda-beda, namum dapat diperkirakan sekitar 2-8 % dari total Direct cost, diambil sebesar 4 % (Peters & Timmerhaus, 1991). Biaya jasa kontraktor = 4 % x DC = 4 % x 126.900.253.610,505 = Rp 5.076.010.144,420 Biaya Tak Terduga (Contingencies) Faktor biaya tak terduga biasanya dilibatkan dalam estimasi investasi modal untuk menjamin kejadian yang tak terduga, seperti badai, banjir, perubahan harga, perubahan desain yang kecil, kesalahan dalam estimasi, dan biaya tak terduga lainnya. Biaya ini berkisar 5-15 % dari total FCI, diambil sebesar 6 % (Peters & Timmerhaus, 1991). Biaya tak terduga
= 6 % x FCI
Plant start up Sebelum pabrik beroperasi, kemungkinan akan ada perubahanperubahan yang bertujuan untuk mengoptimumkan kondisi desain. Perubahan itu meliputi material, peralatan dan kerugian bila pabrik hanya beroperasi dengan kapasitas menurun. Biaya ini berkisar 0– 12 % dari modal tetap, diambil sebesar 3 % (Peters & Timmerhaus, 1991).
Biaya start up
= 3 % x FCI
Total Indirect Cost = Rp 34.263.068.474,836 + 9 % FCI Fixed Capital Investment (FCI) FCI
= Direct Cost + Indirect Cost
FCI
= Rp 126.900.253.610,505 + 34.263.068.474,836 + 0,09 FCI
FCI
= Rp 177.102.551.742,13
Sehingga dapat dihitung: Biaya tak terduga
= 6 % x FCI = Rp 10.626.153.104,52
Biaya Start up
= 3 % x FCI = Rp 5.313.076.552,264
2. Working Capital Investment (WCI) Working capital untuk industri pabrik terdiri dari jumlah total uang yang diinvestasikan untuk (1) stok bahan baku dan persediaan, (2) stok produk akhir dalam proses yang sedang dibuat, (3) uang diterima (account receivable), (4) uang terbayar (account payable), dan (5) pajak terbayar (taxes payable). Perbandingan working capital terhadap total capital investment bervariasi untuk perusahaan yang berbeda, namum sebagian besar pabrik kimia menggunakan working capital awal sebesar 10 – 20 % dari total capital investment (Peters & Timmerhaus, 1991). WCI
= 15% Total Capital Invesment
Total Capital Investment (TCI) TCI
= FCI + WCI
= FCI + 0,15 TCI = Rp 177.102.551.742,13 + 0,15 TCI TCI
= Rp 208.355.943.226,04
Sehingga, WCI = 15 % x TCI = Rp 31.253.391483,91 Perincian TCI dapat dilihat pada Tabel E.4 berikut : Tabel E.4 Perincian TCI Pabrik Urea Formaldehid Jenis Pengeluaran Biaya 1. Direct Cost - Purchased equipment-delivered Rp 38.689.101.710,52 - Purchased equpment installation Rp 15.475.640.684,21 - Instrumentation dan controls Rp 3.868.910.171,05 - Piping (Biaya perpipaan) Rp 15.475.640.684,21 - Electrical (installed) Rp 15.475.640.684,21 - Buildings Rp 19.344.550.855,26 - Yard improvement Rp 3.868.910.171,05 - Service facilities Rp 11.606.730.513,16 - Land Rp 3.095.128.136,84 Total Direct Cost Rp 126.900.253.610,51 2. Indirect Cost - Engineering and supervision Rp 10.152.020.288,84 - Construction expenses Rp 19.035.038.041,58 - Contractor Fee Rp 5.076.010.144,42 - Biaya tak terduga Rp 10.626.153.104,53 - Plant start up Rp 5.313.076.552,26 Total Indirect Cost Rp 50.202.298.131,63 Fixed Capital Investment (FCI) Rp 177.102.551.742,13 Working Capital Investment (WCI) Rp 31.253.391.483,91 Total Cost Invesment (TCI) Rp 208.355.943.226,04
C. Total Production Cost 1. Manufacturing Cost (MC)
Merupakan biaya yang dikeluarkan untuk proses pembuatan produk. Manufacturing cost terdiri direct manufacturing cost, fixed charges dan plant overhead. a. Direct Manufacturing Cost Merupakan biaya yang berhubungan langsung dengan operasi manufaktur atau pembuatan suatu produk, yang terdiri:
Bahan Baku (Raw Material) Dalam industri kimia, salah satu biaya utama dalam operasi produksi adalah untuk bahan baku yang terlibat dalam proses. Jumlah bahan baku yang harus disuplai persatuan waktu atau per satuan produk dapat ditentukan dari proses neraca massa. Tabel E.5 Kebutuhan bahan baku proses dan harga Massa Harga 2013 Harga 2017 Biaya Komponen (kg/jam) (Rp/kg) (Rp/kg) (Rp/tahun) Metanol 1382,75 5.716,000 6.599 72.265.693.100 Urea 1722,94 1.371,840 1.584 21.610.820.049 Total 93.876.513.150
Utilitas (Utilities) Biaya untuk utilitas terdiri dari: biaya pengolahan air, biaya pembangkit steam, biaya pembangkit listrik dan bahan bakar. Tabel E.6. Kebutuhan dan harga bahan pembantu untuk utilitas Massa Harga Biaya Komponen (kg/jam) (Rp/kg) (Rp/tahun) Alum 63,90 300,00 103.850.525,49 Soda Kaustik 53,25 5.500,00 1.586.605.250,55 Solar (liter/jam) 325,69 11.979,00 30.849.979.652,00 Kaporit 1.278,01 7.500,00 51.925.419.642,00 Asam Sulfat 3,00 900,00 120.401.498,46 Hidrazin (liter/jam) 46,07 1.200,00 126.320.673,72 Inhibitor (Nat.Pospat) 60,04 650,00 1.739.132.755,60 Dispersant 15,01 300,00 200.669.164,11 Total 83.085.746.151,19
Pekerja Operasi (operating labor) Dalam industri kimia, salah satu biaya utama dalam operasi produksi adalah biaya pekerja operasi yang nilainya sebesar 10- 20 %, diambil 10 % (Peters & Timmerhaus, 1991). Pekerja Operasi (OL) = 10 % x TPC Direct Supervisory Sejumlah supervisor langsung dan pekerja pencatat selalu diperlukan untuk operasi manufaktur, Jumlah kebutuhan pegawai ini berhubungan erat dengan jumlah pekerja operasi, kompleksitas operasi, dan standar kualitas produk. Besarnya biaya direct supervisory 10-25 % sebesar 15 %, (Peters & Timmerhaus, 1991). Direct supervisory
= 15 % x OL = 1,5 % x TPC
Perawatan dan Perbaikan (Maintenence and Repair) Biaya perawatan dan perbaikan meliputi biaya untuk pekerja, material, dan supervisor. Biaya tahunan perawatan dan perbaikan untuk industri kimia berkisar 2-10% dari fixed capital investment, diambil sebesar 5 % (Peters & Timmerhaus, 1991) Perawatan
= 5 % x FCI = 5 % x Rp 177.102.551.742,13 = Rp 8.855.127.587,11
Operating Supplies
Dalam beberapa operasi manufaktur, persediaan macam-macam dibutuhkan untuk menjaga fungsi proses secara efisien. Misalnya grafik, pelumas tes bahan kimia, penjagaan persediaan dan lainnya. Biaya tahunan untuk tipe tersebut sekitar 10-20 % dari perawatan dan perbaikan, diambil sebesar 10 % (Peters & Timmerhaus, 1991). Operating supplies
= 10 % MR = 10 % x Rp 8.855.127.587,11 = Rp 885.512.758,71
Laboratory Charges Biaya tes laboratorium untuk kontrol operasi dan untuk kontrol kualitas produk dimasukkan dalam biaya ini. Biaya ini umumnya dihitung dengan memperkirakan jam pekerja yang terlibat dan mengalikannya dengan tingkat yang sesuai. Nilainya berkisar 1020 % dari operating labor atau 15 % dari TPC (Peters & Timmerhaus, 1991) Laboratory Charges = 15 % x OL = 1,5 % x TPC
Royalti dan paten Biaya yang dipersiapkan untuk pembayaran paten dan royalti, karena pabrik beroperasi berdasarkan proses yang telah dipatenkan. Dan telah terdapat pabrik dengan proses yang serupa di Cina. Besarnya biaya untuk pembayaran paten dan royalti sekitar 0 – 6 % dari total ongkos produksi (Total Production Cost/TPC). (Peters & Timmerhaus, 1991)
Paten dan royalti = 2 % x TPC
Direct Manufacturing Cost DMC = Rp 186.702.899.646,61 + 15 % TPC b. Fixed Charges/Fixed Manufacturing Cost (FMC) Merupakan biaya pengeluaran yang berkaitan dengan initial fixed capital investment dan harganya tetap dari tahun ke tahun serta tidak tergantung pada jumlah produksi. Terdiri dari :
Depresiasi (Depreciation) Merupakan penurunan nilai atau harga dari peralatan atau bangunan seiring berjalannya waktu pemakaian atau penggunaan. Depresiasi ini terdiri dari: depresiasi mesin dan peralatan dan depresiasi bangunan. Depresiasi mesin dan peralatan = 10 % x FCI = 10 % x Rp 177.102.551.742,13 = Rp 17.710.255.174,21 Depresiasi bangunan
= 3 % x BV = 3 % x Rp 19.344.550.855,259 = Rp 580.336.525,66
Total depresiasi = Rp 18.290.591.699,87
Pajak lokal (Local Taxes) Nilai pajak lokal properti tergantung pada lokasi utama pabrik dan peraturan atau hukum daerah tersebut. Nilai local taxes sebesar 1-4 % dari fixed capital investment, diambil 4 % (Peters and Timmerhaus, 1991).
Local taxes
= 4 % x FCI = 4 % x Rp 177.102.551.742,13 = Rp 7.084.102.069,69
Asuransi (Insurance) Tingkat asuransi tergantung pada tipe proses yang terjadi atai berlangsung pada operasi manufaktur dan tingkat ketersediaan fasilitas keamanan atau perlindungan. Nilainya sekitar 0,4-1 % dari fixed capital investment, diambil 1 % (Peters and Timmerhaus, 1991). Asuransi
= 1 % x FCI = 1 % x Rp 177.102.551.742,13 = Rp 1.771.025.517,42
Total Fixed Charges FC = Rp 27.145.719.286,98
c. Plant overhead Cost (POC) Merupakan biaya untuk keperluan seperti rumah sakit dan pelayanan kesehatan, perawatan umum pabrik, pelayanan keselamatan, fasilitas rekreasi, pensiun, kontrol laboratorium, pengepakan, perlindungan pabrik, fasilitas pengiriman dan penerimaan barang dan
dan
sebagainya. plant overhead sekitar 5 – 15 % total production cost, diambil 5 % (Peters & Timmerhaus, 1991). Plant overhead
= 5 % x TPC
Manufacturing cost Manufacturing cost = direct manufacturing cost + fixed charges + Plant
overhead = Rp 213.848.618.933,58 + 20 % TPC 2. General Expenses Merupakan biaya umum yang termasuk dalam operasi perusahaan. Terdiri dari biaya administrasi, biaya distribusi dan pemasaran, biaya riset dan pengembangan, serta biaya bunga. Terdiri dari :
Biaya Administrasi (Administrative Cost) Biaya administratif adalah gaji karyawan keseluruhan termasuk diantaranya Direktur Utama, Direktur, Staf Ahli, Kepala Bagian, Kepala Seksi, Sekretaris, Karyawan Shift dan Karyawan non Shift. Total gaji karyawan dapat dilihat pada tabel E.7. dibawah ini.
Tabel E.7 Daftar gaji karyawan Jabatan Direktur Utama Direktur (produksi + keuangan) Staf Ahli Kepala bagian Kepala seksi Sekretaris Direktur Karyawan shift, terdiri dari : Kepala regu Proses Laboratorium Utilitas Listrik/Instrumen Peralatan dan Bengkel Satpam Karyawan non-shift, terdiri dari : Karyawan Litbang Karyawan Personalia Humas K3 Pemasaran
Gaji/ bulan Gaji Total/tahun Jumlah (Rp) (Rp) 35.000.000,00 1,00 460.000.000,00 30.000.000,00 2,00 720.000.000,00 25.000.000,00 2,00 600.000.000,00 15.000.000,00 5,00 900.000.000,00 8.000.000,00 12,00 1.152.000.000,00 5.000.000,00 3,00 180.000.000,00 5.000.000,00 4.000.000,00 3.000.000,00 3.000.000,00 2.500.000,00 2.500.000,00 1.500.000,00
12,00 16,00 4,00 24,00 4,00 4,00 16,00
720.000.000,00 768.000.000,00 144.000.000,00 864.000.000,00 120.000.000,00 120.000.000,00 288.000.000,00
2.500.000,00 2.500.000,00 2.500.000,00 2.500.000,00 2.500.000,00
4,00 4,00 2,00 3,00 3,00
120.000.000,00 120.000.000,00 60.000.000,00 90.000.000,00 90.000.000,00
Administrasi Kas Sopir Pesuruh Cleaning service Dokter Paramedis Peralatan kantor Legal,fee & auditing Komunikasi Total Administrative cost
2.500.000,00 3.500.000,00 1.500.000,00 900.000,00 1.000.000,00 6.000.000,00 2.000.000,00
3,00 3,00 3,00 6,00 6,00 2,00 3,00
134
90.000.000,00 126.000.000,00 54.000.000,00 64.800.000,00 72.000.000,00 144.000.000,00 72.000.000,00 25.000.000,00 40.000.000,00 75.000.000,00 8.513.800.000
Sumber: kellyservice.co.id. Tanggal 16 Januari 2013, Pukul 22.00 WIB.
Biaya Pemasaran dan Distribusi (Distribution and Marketing Cost) Biaya pemasaran dan distribusi tergantung pada barang utama yang dihasilkan, produk lain yang dijual perusahaan, lokasi pabrik, dan kebijakan perusahaan. Dalam industri kimia besarnya biaya ini sekitar 2 - 20 % dari biaya total produksi (total production cost), diambil 10 % (Peters and Timmerhaus, 1999). Pemasaran dan distribusi = 10 % TPC
Biaya Riset dan Pengembangan (Research and Development Cost) Biaya ini termasuk kaji dan upah semua pekerja yang berhubungan langsung dengan tipe pekerjan tersebut, biaya tetap dan operasi semua mesin dan peralatan yang terlibat, biaya untuk barang dan persediaan, dan biaya lain-lain. Dalam industri kimia, biaya ini sekitar 2 - 5 % dari biaya total produksi, diambil 2 % (Peters and Timmerhaus, 1999). Biaya R and D = 2 % TPC
Finance (Interest)
Bunga dipertimbangkan sebagai kompensasi yang dibayarkan untuk penggunaan modal yang dipinjam. Tingkat bunga tahunan sebesar 0-10 % dari modal investasi total (total capital investment) diambil 5 % (Peter and Timmerhaus, 1999).
Finance
= 5 % x TCI = 5 % x Rp 208.355.943.226,04 = Rp 10.417.797.161,30
General Expenses : General Expenses = Rp 18.931.597.161,30 + 12 % TPC
Total Production Cost (TPC) : TPC
= Manufacturing Cost + General Expenses = Rp 232.780.216.094,89 + 32 % TPC
TPC
= Rp 342.323.847.198,36
sehingga dapat dihitung: Operationg Labor
= 10 % x TPC = Rp 34.232.384.719,84
Direct Supervisory
= 1,5 % x TPC= Rp
5.134.857.707,98
Laboratory Charges
= 1,5 % x TPC= Rp
5.134.857.707,98
Patent and Royalty
= 2 % x TPC = Rp
6.846.476.943,97
Plant Over Head
= 5 % x TPC = Rp 17.116.192.359,92
Distribution and Marketing Cost = 10 % x TPC = Rp 34.232.384.719,84 Riset dan Pengembangan = 2 % x TPC = Rp Perincian TPC dapat dilihat pada tabel berikut :
6.846.476.943,97
Tabel E.8 Perincian TPC Urea Formaldehid MANUFACTURING COST 1. Direct manufacturing cost - Raw Material - Utilitas - Maintenance and repair cost - Operating labor - Direct Supervisory - Operating supplies - Laboratory charges - Patents and Royalties Total Direct Manufacturing Cost 2. Fixed Charges - Depresiasi - Pajak lokal - Asuransi Total Fixed Charges 3. Plant Overhead Cost (POC) Total Manufacturing cost GENERAL EXPENSES 1. Administrative cost 2. Distribution and Selling Cost 3. Research and Development Cost 4. Finance Total General Expenses Total Product Cost (TPC) = Manufacturing Cost + General expenses
Rp Rp Rp Rp Rp Rp Rp Rp Rp
93.876.513.149,60 83.085.746.151,19 8.855.127.587,11 34.232.384.719,84 5.134.857.707,98 885.512.758,71 5.134.857.707,98 6.846.476.943,97 238.051.476.726,36
Rp Rp Rp Rp Rp Rp
18.290.591.699,87 7.084.102.069,69 1.771.025.517,42 27.145.719.286,98 17.116.192.359,92 282.313.388.373,26
Rp Rp Rp Rp Rp
8.513.800.000,00 34.232.384.719,84 6.846.476.943,97 10.417.797.161,30 60.010.458.825,11
Rp
342.323.847.198,36
D. Analisis Kelayakan (Profitability Analisis) Analisis kelayakan diperuntukan untuk mengetahui apakah suatu pabrik layak untuk didirikan dilihat dari segi ekonominya. Untuk itu perlu diketahui harga penjualan dari produk yang dihasilkan. Analisis kelayakan ekonomi dapat diketahui dengan dua metode, yaitu: metode analisis kelayakan linier dan metode analisis kelayakan discounted cash flow. Berikut ini adalah tabel harga penjualan produk dari Pabrik Urea Formaldehid.
Tabel E.9 Hasil Penjualan Produk Urea Formaldehid Produk Produksi Harga
Pendapatan/tahun
(kg/jam) 2.828,28
Urea Formaldehid Total Penjualan
(Rp/kg) (Rp/tahun) 18.476,58 413.874.910.121,62 Rp. 413.874.910.121,62
Profit: Sales Total cost =
= Rp 413.874.910.121,62 TPC
= Rp 342.323.847.198,36
Profit before tax (Pb) = Rp 71.551.062.923,25 Taxes
= 20 % x Pb = 20 % Rp 71.551.062.923,25 = Rp 14.310.212.584,65
Profit after tax (Pa)
= Rp 71.551.062.923,25 - Rp 14.310.212.584,65 = Rp 57.240.850.338,60
1.
Analisis Ekonomi Metode Linier a.
Percent Return on Investment (ROI) ROI before taxes : ROIb
=
Pb x 100 % TCI
=
Rp 71.551.062.923,25 x 100 % Rp 208.355.943.226,04
= 34,34 % ROI after taxes : ROIa
=
Pa x 100 % TCI
=
Rp 57.240.850.338,60 x 100 % Rp 208.355.943.226,04
= 27,47 %
Tabel 9.5 Minimum acceptable persent return on investment Persen Return on Investment Sebelum Pajak Sesudah Pajak Industri Low Avr High Low Avr High Chemical proses 15 30 45 7 15 21 Drugs 25 43 56 13 23 30 Petroleum 18 29 40 12 20 28 Metal 10 17 25 5 9 13
b.
Pay Out Time (POT) POT before taxes : POTb
=
FCI Pb 0,1 FCI
=
Rp.177.102.551.742,13 Rp 71.551.062.923,25 0,1 Rp 177.102.551.742,13
= 1,98 tahun
POT after taxes : POTa
=
FCI Pa 0,1 FCI
=
Rp.177.102.551.742,13 Rp 57.240.850.338,60 0,1 Rp 177.102.551.742,13
= 2,36 tahun
Tabel 9.6 Acceptable pay out time untuk tingkat resiko pabrik Pay Out Time
Industri Chemical proses Drugs Petroleum Metal
c.
Sebelum Pajak Low Avr High 6,7 3,3 2,2 4,0 2,3 1,8 5,6 3,4 2,5 10,0 5,9 4,0
Sesudah Pajak Low Avr High 14,3 6,7 4,8 7,7 4,3 3,3 8,3 5,0 3,6 20,0 11,1 7,7
Break Even Point (BEP)
BEP
=
Fa 0,3R a x 100 % Sa Va 0,7R a
Keterangan: Fa = biaya tetap per tahun (annual fixed expenses) Ra = biaya regulasi per tahun (annual regulated expenses) Va = biaya variabel per tahun (annual variable expenses) Sa = penjualan per tahun (annual sales expenses)
Tabel E.10 Jumlah biaya yang dibutuhkan untuk perhitungan BEP Jenis Biaya Annual fixed expenses (Fa) Annual regulated expenses (Ra) Labour Plant overhead Direct Supervisory Laboratorium General Expense Maintenance Plant Supllies Total Annual sales expenses (Sa) Annual variable expenses (Va) Bahan Baku Utilitas Total
Rp 27.145.719.286,98 34.232.384.719,84 17.116.192.359,92 5.134.857.707,98 5.134.857.707,98 60.010.458.825,11 8.855.127.587,11 885.512.758,71 131.369.391.666,63 413.874.910.121,62 93.876.513.149,60 83.085.746.151,19 176.962.259.300,79
BEP
d.
= 45,92 %
Shut Down Point (SDP) SDP
=
0,3R a 100 % Sa Va 0,7R a
= 27,19 %
Grafik BEP dan SDP pabrik Dicalcium Phosphate Dihydrate ditunjukkan oleh Gambar E.2 berikut.
BEP 8.E+11 RP
6.E+11 4.E+11 2.E+11 0.E+00 0
10
20
30
40
50
60
70
80
90
100
Kapasitas Produksi (%) Sale
Total Cost
Fixed Cost
Gambar E.2 Grafik Analisis Ekonomi
2.
Discounted Cash Flow Rate of Return (DCFRR) a. Usia ekonomi pabrik dihitung dengan persamaan: n
=
FCI Salvage value depresiasi
= 9,68 tahun = 10 tahun b. Nilai bunga (interest, i) dihitung dengan persamaan :
Variabel Cost
(FCI + WCI) (1 + i)n = {(1 + i)n-1 + (1+ i)n-2 +…+1)}.(CF).(WCI + SV)
Keterangan: FCI = Rp 177.102.551.742,13 WCI = Rp 31.253.391.483,91 CF = keuntungan setelah pajak + depresiasi = Rp 75.531.442.038,47 SC = Salvage value (Rp 0,00) Berdasarkan trial and error diperoleh nilai interest, i
3.
= 31,42 %
Analisis Ekonomi Discounted Cash Flow (DCF) Diketahui data : - TCI
= Rp 208.355.943.226,04
- Modal sendiri
= 55 % x TCI (asumsi) = 55 % x Rp 208.355.943.226,04 = Rp 114.595.768.774,32
- Modal pinjaman
= TCI – Modal sendiri = Rp 93.760.174.451,72
- TPC
= Rp 342.323.847.198,36
- Depresiasi
= Rp 18.290.591.699,87
- Harga produk
= Rp 413.874.910.121,62
- Bunga Bank
= 15 % (rata-rata dan dianggap tetap)
- Pajak
= 20 %
- Usia pabrik
= 10 tahun
- Kapasitas produksi = - Tahun pertama sebesar 70% - Tahun kedua sebesar 90% - Tahun ketiga dan seterusnya sebesar 100% - Masa konstruksi
= 2 tahun
a. Pada tahun -1 (konstruksi tahun pertama) Dikeluarkan biaya sebesar 55 % TCI sebesar Rp 114.595.768.774,32 Pengeluaran pada tahun -1 seluruhnya digunakan modal sendiri. Modal sendiri
= Rp 114.595.768.774,32
b. Pada tahun 0 (akhir masa konstruksi) Dikeluarkan biaya sebesar 45 % TCI sebesar 93.760.174.451,72 Semua adalah pinjaman dari bank, jadi total hutang pada awal tahun 0 adalah : Hutang tahun 0
= Rp 93.760.174.451,72
Bunga Bank
= 15 % x Rp 93.760.174.451,72 = Rp 14.791.233.110,84
Bunga bank ini akan dikenakan mulai pada tahun berikutnya.
Perhitungan DCF (Discounted Cash Flow) selanjutnya ditunjukan pada Tabel E.12. Tahun
: Tahun konstruksi dan tahun produksi
Kapasitas
: Persentase kapasitas produksi dari total produksi
Hasil penjualan
: Kapasitas produksi x total penjualan
Biaya produksi
: Kapasitas produksi x total production cost (TPC)
Laba kotor
: Hasil penjualan – biaya produksi
Pajak
: 20 %
Laba bersih
: Laba kotor – pajak
Depresiasi
: Dari perhitungan investasi
Net cash flow
: Depresiasi + laba bersih
Discounted net
: Net cash flow / discount factor
Discounted factor
: 1/(1+i)n
Investasi
: Total pengeluaran tahun -1, dan 0.
Modal sendiri
: 55 % x TCI
Cumulatif Cashflow : (cash flow)n + (cumulative cash flow)n-1
Tahun ke-
Tabel E.12 Discounted Cash Flow Pabrik Urea Formaldehid Kapasitas 28.000 ton/tahun Laba Kapasitas Hasil Biaya Produksi Produksi Penjualan Laba Kotor Pajak
Laba bersih
Depresiasi
Net Cash Flow
-1 0 1 2 3 4 5 6 7 8 9 10
70%
289.712.437.085
239.626.693.039
50.085.744.046
10.017.148.809
40.068.595.237
18.290.591.700
58.359.186.937
90%
372.487.419.109
308.091.462.479
64.395.956.631
12.879.191.326
51.516.765.305
18.290.591.700
69.807.357.005
100%
413.874.910.122
342.323.847.198
71.551.062.923
14.310.212.585
57.240.850.339
18.290.591.700
75.531.442.038
100%
413.874.910.122
342.323.847.198
71.551.062.923
14.310.212.585
57.240.850.339
18.290.591.700
75.531.442.038
100%
413.874.910.122
342.323.847.198
71.551.062.923
14.310.212.585
57.240.850.339
18.290.591.700
75.531.442.038
100%
413.874.910.122
342.323.847.198
71.551.062.923
14.310.212.585
57.240.850.339
18.290.591.700
75.531.442.038
100%
413.874.910.122
342.323.847.198
71.551.062.923
14.310.212.585
57.240.850.339
18.290.591.700
75.531.442.038
100%
413.874.910.122
342.323.847.198
71.551.062.923
14.310.212.585
57.240.850.339
18.290.591.700
75.531.442.038
100%
413.874.910.122
342.323.847.198
71.551.062.923
14.310.212.585
57.240.850.339
18.290.591.700
75.531.442.038
100%
413.874.910.122
342.323.847.198
71.551.062.923
14.310.212.585
57.240.850.339
18.290.591.700
75.531.442.038
E .32
Tabel E.12 Lanjutan Trial for i =10 % Cumulative Cash Discount Flow Present Value Factor
Trial for i = 31,42 % Discount Factor
(114.595.768.774)
(114.595.768.774)
(208.355.943.226)
(208.355.943.226)
31,4223%
Present Value
Net Present
Total Investasi
Value 208.355.943.226 208.355.943.226
(149.996.756.289)
0,9091
(149.996.756.289)
0,7609
44.405.841.974 44.405.841.974
(80.189.399.285)
0,8264
57.692.030.582
0,5790
40.416.895.200 84.822.737.174
(4.657.957.246)
0,7513
56.747.890.337
0,4405
33.275.179.398 118.097.916.572
70.873.484.792
0,6830
51.588.991.215
0,3352
25.319.275.945 143.417.192.517
146.404.926.831
0,6209
46.899.082.923
0,2551
19.265.583.116 162.682.775.633
221.936.368.869
0,5645
42.635.529.930
0,1941
14.659.293.323 177.342.068.956
297.467.810.908
0,5132
38.759.572.664
0,1477
11.154.340.849 188.496.409.805
372.999.252.946
0,4665
35.235.975.149
0,1124
8.487.402.293 196.983.812.098
448.530.694.985
0,4241
32.032.704.681
0,0855
6.458.113.363 203.441.925.461
524.062.137.023
0,3855
29.120.640.619 (82.236.050.189)
0,0651
4.914.015.710 208.355.941.171 208.355.941.171
E .33
Tabel E.12 Lanjutan Modal Sendiri Pinjaman 114.595.768.774
Bunga Pinjaman -
Total Pinjaman
-
Pengembalian Hutang
-
-
93.760.174.452
14.064.026.168
107.824.200.619
107.824.200.619
16.173.630.093
123.997.830.712
40.068.595.237
83.929.235.475 -
12.589.385.321 -
96.518.620.797
96.518.620.797 -
LAMPIRAN F PERANCANGAN LONG TUBE VERTICAL VAPORIZER (VP – 201) (TUGAS KHUSUS)
Fungsi
: Untuk menguapkan metanol liquid menjadi metanol dalam fasa uap.
Kondisi operasi
:
TF
= 30oC = 303 K
Toperasi
= 240oC = 319 K
Ppermukaan uap
= 1 atm (Geankoplis,1983 A.2-9)
Tipe
: Long Tube Vertical Vaporizer dengan head berbentuk Flanged and standard dished head.
Alasan Pemilihan
:
Jenis ini selain untuk tujuan konsentrasi larutan juga cocok untuk tujuan membangkitkan uap (vapor generation) (Hewitt,2000).
Long tube vaporizer harganya murah serta pengoperasian dan pembersihannya lebih mudah (Perry’s, 1989:11-109).
Flanged and standard dished head cocok digunakan pada tekanan permukaan 1 atm (Brownell & Young,1959).
Luas perpindahan panasnya besar sehingga dapat menguapkan sejumlah besar fluida.
Long Tube Vertical Vaporizer memiliki small floor space dan low holdup (Perry’s, 1989).
Long Tube Vertical Vaporizer
membutuhkan waktu yang lebih lama
untuk proses pembentukan kerak dibandingkan dengan Short Tube Vertical Vaporizer (Banchero, 1955).
Ukuran tube pada Long tube vertical vaporizer pada umumnya 1,25 - 2 in OD dan panjang 12 - 24 in (Kern,1988 Hal.404). Waktu tinggal Long tube vertical vaporizer 5 - 10 menit (Ulrich,1984).
Article XXXIII. Perhitungan Neraca Massa Gambar
:
V, Tv 2
S, T
S1
F, L, TF 1
T
S2
Gambar F-1 Aliran pada Vaporizer (VP-201) Data operasi: F
= 1384,13 kg/jam
TF
= 30oC
TS1 = 300oC Keterangan : - Aliran 1 : Aliran metanol liquid dari TP-102 menuju VP-201 - Aliran 2 : Aliran uap metanol menuju RE-301 3. Komposisi Input VP – 201
CH3OH
= 1382,7 kg/jam
H2O
= 1,38 kg/jam
Total
= 1384,13 kg/jam
Pada komposisi input, umpan berada dalam fase cair. 4. Komposisi output VP – 201 CH3OH
= 1382,7 kg/jam
H2O
= 1,38 kg/jam
Total
= 1384,13 kg/jam
Pada komposisi output berada dalam fase uap.
Tabel F.1. Neraca Massa di Vaporizer (VP – 201) Input (Kg/jam) Output (Kg/jam) KOMPONEN Aliran 1 Aliran 2 CH3OH 1382,75 1382,75 H2O 1,38 1,38 Total 1384,13 1384,13
Article XXXIV. Dari perhitungan neraca panas Panas Aliran Umpan Masuk (aliran 1) 363,15
Qumpan
Cp dT
=m
298,15
Tref
= 298,15 K
T
= 303,15 K
Tabel F.2 Panas aliran masuk Vaporizer (VP-201) Komponen
kg/jam
ſCP dT (kJ/kmol)
∆H1 (kJ/jam)
CH3OH
1382,75
400.7148235
17293.63975
H2O
1,38 1384,13
377.4863816
28.92455339
Total
17322.5643
Panas Aliran Keluar
Panas aliran liquid keluar (aliran 5) 513,15
Qproduk
Cp dT
=m
298,15
Tref
= 298,15 K
T
= 513,15 K
Tabel F.3 Panas aliran keluar Vaporizer (VP-201) Komponen
kg/jam
CH3OH H2O Total
1382,75 1,38 1384,13
ſCP dT (kJ/kmol) 11220.25118 7394.93588
∆H 2 (kJ/jam) 484232.1031 566.6302895 484798.7334
Kebutuhan steam ∆Hsteam = ∆H2 - ∆H1 = 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 λs = 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
Tabel F.4 Neraca Energi Vaporizer Aliran Input (kJ/jam) ∆H1 ∆Hsteam in
Komponen
CH3O H H2O
17293.6397 5 28.9245533 9
Steam Sub Total
0,000 17322.5643
Total
0,000
914656.219 8 914656.219 8
931978.7841
Aliran Output (kJ/jam) ∆H2 ∆Hsteam out
484232.103 1 566.630289 5 0,000 484798.7334
0,000
447180.050 7 447180.050 7
931978.7841
Article XXXV. Pemilihan tube Dari tabel 4-7 Ulrich,1984 range UD untuk Long Tube Vertical Vaporizer sebesar 200 – 700 Btu/jam.ft2.oF . Diambil UD = 200 Btu/jam.ft2.oF
Fluida panas (shell) Tin
= 300 oC
Tout
= 300 oC
W
= 332,72 kg/jam = 733,52 lb/jam
Fluida dingin (tube) tin
= 30 oC
tout
= 240 oC
W
= 1384,13 kg/jam = 3051,5 lb/jam
Menghitung ∆TLMTD ∆TLMTD
=
(T1 t 2 ) (T2 t1 ) (T t ) Ln 1 2 (T2 t1 )
= 251,3158 oF
Pemanasan dari suhu umpan ke titik didihnya 67,4 °C jumlah panas yang harus di-supply atau yang dibutuhkan oleh fluida dingin adalah 467476,1691 kJ/jam = 443080,1747 btu/jam
Luas perpindahan panas : A
=
Q U D .T
= 88,154 ft2 Menentukan dimensi tube : Vertical tube vaporizer : OD
= 0,75 in
L
= 10 ft (4-10 ft)
(Minton, 1986, Hal 78)
Dipilih tube : Table 10. Kern 1965 OD
= 0,75 in (0,0625 ft)
BWG
= 16
ID
= 0,62 in (0,0517 ft)
Surface per lin ft a"
= 0,1963 ft
Flow area per tube (at’)
= 0,3020 in2
Menghitung jumlah tube (Nt) Nt
=
A L.a"
=
88,154 10.0,1963
= 44,907 tube = 44 tube Koreksi UD A
= Nt.L.a” = 44 x 10 x 0,1963 = 86,372 ft2
UD
=
Q A.T
=
443080,1747 86,372 251,3158
= 204,12 Btu/hr.ft2.oF Pemilihan pitch (Pt) Dari Fig. 8-69 Ludwig Vol.II : OD/Pt
= 0,2-0,5
Dipilih: OD/Pt Sehingga:
= 0,25
Pt
= 0,75/0,25 = 3 in
Cross sectional area tube bundle A’ Tiap Tube memerlukan 2 x luas PQR R Pt t P
Luas PQR
Q
= ½ alas. tinggi = ½ Pt.t
t
= Pt sin(60)
Luas PQR
= ½ Pt 2 . Sin (60) = ½ (3)2.sin (60) = 3,8971 in2 = 0,0271 ft2
A’
= Nt . 2 luas PQR = 44 x 2 x 0,0271 = 2,38 ft2
Diameter bundle : Dbl
=
4. A'
= 1,74 ft
Diameter down take : Dari Mc.Cabe and Smith Ddt
= 0,2-0,4 Dbl
Dipilih : Ddt
= 0,4 Dbl
= 0,6964 ft
Volume tube total : Vt
= ¼ . π (ODt)2. L. Nt = ¼ . 3,14 .(0,0625)2. 10. 44 = 1,35 ft3
Article XXXVI. Perhitungan diameter vaporizer Jumlah umpan = 1384,13 kg/jam = 3051,5 lb/jam ρav
= 121,91 lb/ft3
Vcairan
= 3051,5 / 121,91 = 25,03 ft3
Cairan akan menempati tube dan tutup bawah
Volume vaporizer bawah : Vbawah
= Vcairan + Vt = 25,03 + 1,35 = 26,38 ft3
Dipilih vaporizer long tube dengan D : H = 1 :1 Vbawah
= ¼ π D2 + π/24 D3
26,38
= ¼ π D3 + π/24 D3
D
= 4,5718 ft = 48 in = 1.2192 m < 4 m, memenuhi
(Tabel 4-7 Ulrich, 1984)
H
= 4,5718 ft = 1.2192 m
Jadi tinggi cairan dalam vaporizer yaitu 4,5718 ft dan diameter vaporizer yaitu 4,5718 ft
Article XXXVII. Ruang uap Cairan teruapkan
= 1384,13 kg/jam = 3051,5 lb/jam
Volume spesifik
= 42,62 ft3/lb
Volumetrik uap
= 3051,5 x 42,62 = 130.054,93 ft3/jam = 36,126 ft3/s
Waktu tinggal diambil = 10 menit (Geankoplis, 1995)
Volume uap
= 36,126 x 10 = 361,26 ft3
Uap akan menempati shell dan tutup bagian atas
Volume uap
= ¼ π D2 H + π/24 D3
361,26
= ¼ π (4,5718)2.Hv + π/24 (4,5718)3
Hv
= 21,2562 ft = 6,4 m
Article XXXVIII. HVP
Tinggi vaporizer = HL + Hv = 4,5718 + 21,2562
= 25,828 ft = 7,62 m < 12 m
(Tabel 4-7 Ulrich, 1984)
Article XXXIX. Cek geometri Nilai (Hl + Hv) / D antara 3 – 6.
H L H v
(Evans, 1974, hal 155)
= 32,179 /3,389
D
= 5,649 (memenuhi)
Article XL.
Menghitung tekanan desain
Poperasi = 20,574 psi Pdesain = 1,5.Poerasi
(Megyesy, hal 16)
= 30,86 psi
Article XLI.
Menghitung tebal shell
Untuk menentukan tebal shell, persamaan yang digunakan adalah : Ketebalan shell minimum: ts
=
p d .d i C 2 ( f .E 0,6. p d )
keterangan : ts
= ketebalan minimum dinding shell, in
pd
= tekanan desain, psi
di
= diameter shell bagian dalam , in
f
= nilai tegangan material, psi digunakan material stainless steel SA 167 Grade 11 type 316 (18,750 psi). (App.D.Item 4. Brownell and Young, 1959, Hal 342)
E
= efisiensi sambungan (single-welded butt joint with backing strip, no radiographed ) = 0,85 (Tabel 13.2 Brownell and Young,1959,Hal 254).
C
= korosi yang diizinkan (corrosion allowance) = 0,25 in/20 tahun
ts
=
30,86 psi x 70,7687 in 0,25 in 2. (18.750 psi x 0,85 0,6 x 30,86 psi)
= 0,31 in (digunakan plat standar 0,3125 in)
h. Desain head dan bottom deflector
Bentuk-bentuk Head:
Flange and standard Dished Head Digunakan untuk vessel proses vertikal bertekanan rendah, terutama digunakan untuk tangki penyimpanan vertical, serta untuk menyimpan fluida yang volatil.
Torispherical Flanged and Dished Head Digunakan untuk tangki dengan tekanan dalam rentang 15 psig (1,020689 atm) – 200 psig (13,60919 atm).
Elliptical Flanged and Dished Head Digunakan untuk tangki dengan tekanan tinggi dalam rentang 100 psig dan tekanan diatas 200 psig.
(Brownel and Young, 1959)
Dalam perancangan ini digunakan jenis Torispherical Flanged and Dished Head.
icr
h
A
B sf
r ID
a
C
Gambar F.2 Torispherical Flanged and Dished Head
Keterangan : th = Tebal head, in Icr = Inside corner radius, in r
= Radius of dish, in
sf = Straight flange,in OD = Diameter luar, in ID = Diameter dalam, in b
= Depth of dish, in
OA = Tinggi head, in
Tebal head (th) th
P.rc .w C 2 fE 0,2 P
Dimana :
(Brownell and Young,1959,hal. 258)
rc 1 w . 3 4 icr
(Brownell and Young,1959.hal.258)
Keterangan : th = Tebal head (in) P = Tekanan desain (psi) rc = Radius knuckle, in icr = Inside corner radius ( in) w = stress-intensitication factor E
= Effisiensi pengelasan
C = Faktor korosi (in)
Menentukan Inside corner radius dan corner radius : OD = ID + 2 t = 88 in + (2 x 3/16) in = 88,375 in pada t = 3/16 in maka icr = 5 ½ in
(Tabel 5.7,Brownell and Young,1989)
rc = 90 in Maka : 1 90 = 1,7613 w . 3 4 5 ½
th
(16,72 psi).(90 in ).(1,7613) 2 x (18700 psia).(0,85) 0,2 x (16,72 psi)
0,125 in
= 0,208 in (dipakai plat standar ¼ in) Untuk th = ¼ in, dari Tabel 5.8 Brownell and Young hal. 93, maka sf = 1 ¼ – 2 ¼ in, dan direkomendasikan sf = 2,5 in.
Depth of dish (b)
b rc
rc icr 2 ID 2 icr
b 90 in
2
(Brownell and Young,1959.hal.87
90 5 ½ 2 88 2 5 ½
2
= 14,78 in
Tinggi Head (OA)
OA = th + b + sf
(Brownell and Young,1959.hal.87)
= ( ¼ + 14,78 + 2,5) in = 17,53 in = 1,46 ft i. Perancangan Bottom tangki Bentuk : Kerucut terpancung
h d ID
Gambar F.3 Head bawah Kerucut Terpancung
ID
= diameter Deflector = 88 in
d
= diameter ujung kerucut = 17 ¼ in
h
= tinggi kerucut, in
Menentukan dimensi konis
Perhitungan dimensi tutup bawah telah dihitung pada perhitungan di atas : Ds = diameter dalam shell, IDs d
= 7,29 ft = 88 in
= diameter kerucut terpancung = diameter Shell pada heater
Sudut kerucut, = 60o h
= {(ID - d)/2}tan
h
= {(ID - d)/2}tan 60
h
= 0,866 (ID - d)
h
= 0,866 x (88 – 15 ¼) = 63 in = 5,25 ft
Tinggi total deflector = Tinggi shell + Tinggi head atas + Tinggi head bawah = (4,6+ 23) ft + 1,46ft + 5,25 ft = 34,31 ft
j. Menghitung volume deflector Tutup atas tangki
= torispherical
Tutup bawah tangki
= kerucut terpancung
Vtangki
= Vshell + Vtorispherical + Vkerucut
Vtorispherical a. Volume tanpa bagian sf: V
= 0,0000439 × ID3 = 0,0000439 × 7,3333 = 1,73 × 10-2 ft3
b. Volume pada sf: = 0,25 × π × r2 × sf
Vsf
= 0,25 × 3,14 × 7,3332 × 2,5 Vtorispherical
12
= 8,794 ft3
= (1,73 × 10-2 + 8,794) ft3 = 8,8113 ft3 = [1/12 π.h(ID2 + ID.d +d2)]
Vkerucut
= [1/12 x 3,14 x 5,25 x (7,3332 + 7,333 x 1,27 x + 1,272)] ft3 = 88,88 ft3 Volume total deflector: Vshell
= (0,25 × π × ID2 × Hs) + 8,8113 ft3 + 88,88 ft3 = (0,25 × 3,14 × 7,3332 × 25,096) ft3 + 97,6913 ft3 = 1.448,28 ft3 + 96,9957 ft3 = 1.545,9753 ft3
k. Menentukan tebal konis
tc
P.D C 2. cos ( f .E 0,6.P)
(Brownell and young, 1959:118)
P = 16,72 Psi f
= 18700 Psi
E = 0,85 (jenis sambungan las : double-butt weld) D = diameter dalam kerucut = 88 in Maka tc = 0,21 in
Standardisasi tc = ¼ in
l. Perancangan Shell and Tube
Fluida Panas (Shell ) Tin = 572 oF Tout = 572 oF W = 332,72 kg/jam = 733,52 lb/jam Fluida Dingin (Tube) tin = 86 oF tout = 464 oF W = 1384,13 kg/jam = 3051,5 lb/jam Tabel F.5 Menghitung ∆TLMTD Hot Fluid Difference Cold Fluid 572
108
464
572 0
486 -378
86 378
(∆TLMTD)Pre =
(572 464) (572 86 ) 251,3158 oF 572 464 Ln 572 86
Temperatur Kalorik Tc
= Tavg = (T1 + T2)/2 = 572 oF
tc
= tavg = (t1 + t2)/2 = 275 oF
R
=
(T1 T2 ) =0 (t 2 t1 )
Karena R = 0, maka Ft= 1, Δt = LMTD x Ft = 251,3158 oF
1. Menentukan luas bidang transfer panas (A) Dari tabel 4-7 Ulrich,1984 range UD untuk Long Tube Vertical Vaporizer sebesar 200 – 700 Btu/jam.ft2.oF . Diambil UD = 200 Btu/jam.ft2.oF Pemanasan dari suhu umpan ke titik didihnya 67,4 °C jumlah panas yang harus di-supply atau yang dibutuhkan oleh fluida dingin adalah 467476,1691 kJ/jam = 443080,1747 btu/jam
Luas perpindahan panas dapat dihitung sebagai berikut :
A
A1
=
Q U D x t
Q1 443080,7471 88,1542ft 2 U1 .T1 200.251,3158
2. Menentukan dimensi tube Dari Kern,1988 hal 404, untuk Long - Tube Vertical Vaporizer, umumnya OD tube = 0,5 - 2 in umumnya panjang tube 12-24 ft. Diambil: Panjang tube = 10 ft OD tube
= 0,75 in
BWG
= 16
Pitch
= 1 9/16 in. triangular
Passes
=1
Dari tabel 10, Kern 1965, hal 843, diperoleh: ID
= 0,62 in
Wall Thickness
= 0,134 in
Flow area per tube (at’)
= 0,3020 in2
Surface per lin ft
(a”)
= 0,1963 ft2
3. Menghitung jumlah tube (Nt) Nt
A L t a"
Nt
88,154 = 44,09 tubes 10 0,1963
(Kern, 1965, hal 153)
Diambil harga Nt dari tabel 9, Kern, 1965, hal 841 yang mendekati perhitungan = 44 tubes.
4. Koreksi harga UD A
= Nt.L.a” = 44 x 10 x 0,1963 = 86,372 ft2
UD
=
Q A.T
=
443080,1747 86,372 251,3158
= 204,12 Btu/hr.ft2.oF
5. Menghitung flow area tube (at) at
N a = t t 144n
'
= 0,441 ft2
6. Menghitung mass velocity tube (Gt) Gt
=
w at
= 12.668,34 lb/hr ft2
7. Menghitung bilangan reynold di tube Ret
=
D Gt
Pada tc = 275 oF, = 5,65 cP = 13,6824 lb/ft.hr
0,982 Ret =
12.668,34 10 13,6824
= 5.555,31
Dari gambar 24 Kern, 1965, hal 834 diperoleh jH = 25 1
hi
k c 3 = jH t D k
0,388 0,42 13,6824 25 t 0,0818 0,388 hi
= 291,24 Btu/hr ft2 oF
1
3
hio
t hio
t
hi
t
ID OD
291,24
0,62 = 228,78 Btu/hr ft2 oF 0,75
8. Menentukan dimensi shell ID shell
= 17 ¼ in
Passes
=1
Baffle space
= 4,3125 in
c’
= (Pt – tube OD) = (1 9/16 – 1 ¼ ) = 0,3125
9. Menghitung flow area shell (as)
as
ID c ' B 144 Pt
= 0,1033 ft2
10. Menghitung mass velocity shell (Gs) Gs
=
W as
= 2.088,96 lb/hr ft2
11. Menghitung bilangan reynold di shell Res
=
D Gs
Pada Tav = 572 oF = 0,015 cp = 0,0363 lb/ft.jam Dari gambar 28 Kern, 1965, hal 838. De = 0,91 in = 0,0758 ft
Res
=
0,0758 2.088,96 = 4.362,07 0,0363
m. Menghitung kondensasi fluida di shell Condensation of steam, ho = 1500 Btu/hr ft2 oF
n. Menghitung temperatur dinding tube = tc
Tw
ho ho hio
= 275 +
(Tc tc )
t
1500 572 100,5 1500 228,78
= 244,1oF
Pada Tw = 244,1oF, μw = 0,27 cp × 2,42 = 0,6534 lb/ft hr
t
=
w
0 ,14
13,6824 0,6534
Corrected coefficient, hio
0,14
= 1,53
=
hio
s
s
= 228,78 Btu/hr ft2 oF
12. Menghitung clean overall coefficients (Uc)
Uc
=
hio ho hio ho
=
228,78 1500 = 198,5 Btu/hr ft2 oF 228,78 1500
13. Menghitung Dirt factor (RD)
RD
U C U D U CU D = 0,00953
Rd yang diperlukan = 0,001 14. Menghitung pressure drop (ΔP) 1). Pressure drop tube (ΔPt) f Gt L n 1 Pt 2 5,22 1010 D s t 2
(Kern, 1965)
Diketahui: Specific gravity = 0,154 untuk Ret = 5.555,31maka f = 0,00028
(fig.26 Kern, 1965 hal 836)
0,00028 12.668,34 2 15 1 1 Pt 2 5,22 1010 0,92 0,154 1,53 15 = 0,08935 psi Untuk Gt = 12.668,34 lb/hr ft2 dari gambar 27, Kern, 1965 Diperoleh V2/2g = 0,0032
Pr
4n v 2 s 2g
=
4 1 0,0032 = 0,08311 0,154
Sehingga: ΔPT
= ΔPt + ΔPr = 0,08935 + 0,08311 = 1,72 psi
ΔPT memenuhi ∆P max yang diijinkan yaitu 10 psi (Kern,1988)
2). Pressure drop shell (ΔPs) ΔPs
=
fGs 2 Ds ( N 1 ) 5,22 x 1010 x De ss
Diketahui : Pada tc = 100,5 oF, specific gravity steam = 0,00214 untuk Res = 17.251,3906 diperoleh f = 0,00025
no. of crosses, N + 1
(fig. 29 Kern 1965, hal 839)
= 12 L/B = 30
IDs = 17 ¼ /12 = 1,4375 ft ΔPs
=
0,002 5 10.283,8 2 1,4375 30 5,22 1010 0,0758 0,00214 1
= 0,149 psi ΔPT memenuhi ∆P max untuk steam yaitu 1 psi (Kern,1988 hal 165)
m. Mekanikal Desain shell and tube
1.Tube Material
: SA-53 A ( Carbon steel )
Susunan
: Triangular Pitch
Faktor design
: 20%
Dimensi Kern ODt
:0,75 in
IDt
: 0,62 in
Surface per line, a”
: 0,1963 ft2/ft
Flow area per tube,at’ : 0,3020 in2 Long tube
: 10 ft
Jumlah tube
: 3 tube
3
tube disusun triangular pitch
C P T’ 60o
60o A
60o C’
B
Gambar F.4 Susuan Tube
Panjang pitch, Pt’ Pt’
: 1 9/16 in
Clearance, C' C'
: Pt - ODt : 1 9/16 in – 3/4 in = 0,3125 in Luas ABC
Pt sin 60O x Pt 2
: 1,057159 in2 : 0,073149 ft2 : 1 / 4 IDt L 2
Volume 1 tube
1 4 3,14 0,92 2 10 12in
= 119,6 in3 : 0,00001638 x 119,6 in3 x 3 tube
Volume total tube
= 0,164 m3
n. Perencanaan Shell
Material and Spesification Number : SA-129 C Alasan Pemilihan
: Material SA-129 (stainless steels ) memiliki nilai
safety yang lebih baik untuk temperatur antara -20 – 659 oF
Spec. Minimal Tensile : 42.000 Psia Max. Allowable Stress Value at 278oF : 10.500,00 psia Poperasi pada shell
= 44,09 psia
Pdesign
= 17 psi
E, Welded Joint efficiency
= 0,8 (Tabel 13.2 Brownell & young)
ri, inside radius shell, inch
= 17 ¼ in
f, stress maksimum
= 10.500,00 psia (Tabel 13.1 Brownell &
young) c, faktor korosi
= 0,125
Menghitung Tekanan desain pada shell Pabs
= Poperasi + Phidrostatis
= 67 psi +
g g L
c
144
12 ft 0,00324 lb/ft 3 9,81 9,81 = 67 psi + 144
= 67,002 psi
Tekanan desain 5 -10 % di atas tekanan kerja normal/absolut (Coulson, 1988 hal. 637). Tekanan desain yang dipilih 10% diatasnya. :Pdesain
= 1,1 × Pabs = 1,1 × 67,002 psi = 73,7 psi
Maka tebal shell :
t
P ri c f .E 0,6 P
t
73,7 psia 17,25in 0,125 10500,00 psia 0,8 0,6 73,7 psia
= 0,277 in = 5/16 in tebal standart
Diameter Luar Shell, ODs
ODs
= IDs + 2 ( tshell ) = 17 ¼ in + 2 ( 5/16 ) in = 17,875 in = 1,46958 ft
Panjang shell ( Ls ) Diambil
: flanged shell ( FL )
= 2 x 2in = 4 in = 1/3 ft
Panjang shell : Panjang tube + fL : 12 ft + 1/3 ft : 12 1/3 = 3,759 m
Volume total shell
= ¼ x π x IDs2 x L = ¼ x 3,14 x ( 17 ¼ /39,3701 )2 x 3,759 = 0,568 m3
Volume shell tanpa tube
= Volume total shell – Volume total tube = 0,568 m3 – 0,2446 m3 = 0,324 m3
Tipe shell : Tipe E ( Standart TEMA ) Alasan Pemilihan : shell tipe E merupakan salah satu jenis shell yang paling ekonomis, efisiensi thermalnya baik, dan terdiri dari 1 pass sesuai dengan karakteristik HE yang dipakai. Dan juga memiliki LMTD tinggi.
o. Penyangga Tube (Baffle)
Tube pada VP-201 disangga dengan menggunakan baffle tipe segmen tunggal, sebab tipe segmen ini adalah tipe baffle yang paling sering
digunakan, dipasang tegak lurus terhadap tube. Disamping membelokkan arah aliran, sekat ini juga berfungsi untuk menyangga tube. Baffle cut
= 25 % x IDs
sebab pada kondisi ini akan terjadi perpindahan panas yang baik serta penurunan tekanan yang tidak terlalu besar (Tunggul,1992) IDs
= diameter dalam shell = 17 ¼ in = 1,4375 ft
Maka baffle cut = 0,25 x 1,4375 ft = 0,35937 ft Baffle space
= 1/4 IDs = 1/4 x 17 ¼ in = 4,3125 in = 0,359375 ft
Berat Penyangga
= V x densitas stainless steel = 34 x 3,14 x (IDs – baffle cut) x ρ steel = 34 x 3,14 x (1,4375 ft - 0,35975 ft) x 490 lb/ft3 = 5.637,9681 lb = 2.557,326 kg
3/16 in
17,625
Gambar F-5. penampang baffle dengan 25 % baffle cut
p. Head Stationer
Head stationer merupakan salah satu bagian ujung dari penukar kalor. Pada bagian ini terdapat saluran masuk fluida yang akan mengalir ke dalam tube.
Tipe Stationary Head : Tipe B, Bonnet ( Standart TEMA ) Alasan Pemilihan
: Tipe ini sangat sesuai digunakan pada Heat
Exchanger pada kondisi temperatur sedang sampai tinggi karena mudah diisolasi secara efektif. Pembersihan tube hanya dapat dilakukan dengan membuka head.
Gambar. F-6, Head Stationer Type B, bonnet (standart TEMA)
q. Tube Sheet
Tubesheet berupa pelat berbentuk lingkaran dan berfungsi sebagai pemegang ujung-ujung tube dan pembatas aliran fluida disisi shell dan tube. Pemasangan tube pada Vaporizer (VP-201), menggunakan teknik pengelasan ( welded )
Gambar. F-7. Tube sheet dengan teknik pengelasan
Material tube sheet
Maximum allowable stress, f : 10.500,00 psia
Spec. Min Tensile
: SA-129 C
: 42.000 psia
Perhitungan Tebal Tube Sheet
FG P T 2 S
1
2
Dimana, T
= Tebal pelat dari tube sheet yang efektif, inch
S
= tegangan tarik yang diijinkan pada suhu perencanaan dari bahan Tube sheet, psia
F
= 2, berdasarkan nilai ts/IDs pada grafik 5.3 APK
G
= Diameter sebelah dalam shell, inch
P
= Tekanan Pada shell, psia
Maka,
2 17,25in T 2 = 0,1875 inch
1
16,72 psi 2 = 0,00004 in 10500,00 psi = 3/16 inch tebal standart
r. Menghitung isolasi Deflector Bahan isolator yang digunakan adalah Magnesia 85%, memiliki konduktivitas termal yang kecil sehingga efektif sebagai isolator. Sifatsifat fisis: Konduktivitas termal (k) = 0,035 Btu/hr.ft2 oF Emisivitas (ε)
= 0,6
Densitas (ρ)
= 271 kg/m3
(Geankoplis,Tabel.A.3-15,1979)
Perpindahan panas yang terjadi adalah perpindahan panas dari dinding tangki ke dinding isolasi secara konduksi, kemudian dari dinding isolasi ke udara secara konveksi dan radiasi. Perpindahan panas konduksi dalam silinder berlapis yang disusun seri seperti gambar berikut ini:
rr11 r2 r3
T1
r1 r2 r3
T2 T3
Tu
Gambar F.8 Profil isolasi Perpindahan panas melalui tiap lapis tahanan dihitung dengan hukum Fourier dan A = 2πrL, diperoleh:
Q
2L (T1 Tu ) r ln r2 ln 3 r 1 r2 k1 k2
Jika perpindahan panas disertai dengan konveksi dan radiasi, maka persamaan dituliskan:
Q
2L (T1 Tu ) r ln r2 ln 3 r 1 1 r2 hc hr r3 k1 k2
Jika diaplikasikan dalam perhitungan perancangan vessel maka diperoleh:
Q
2L (T1 Tu ) r xis r ln 2 ln 2 r2 r 1 1 hc hr (r2 xis ) kp k is
Keterangan : xis
= tebal isolasi, ft
r1
= jari – jari dalam tangki, ft
r2
= jari – jari luar tangki = r1 + tebal tangki,ft
r3
= jari – jari luar isolasi = r2 + tebal isolasi, ft
T1
= temperatur permukaan plat tangki bagian dalam , oF
T2
= temperatur permukaan plat tangki bagian luar, oF
Ti
= temperatur luar isolasi , oF
Tu
= temperatur udara, oF
k1
= kp = konduktivitas termal plat, Btu/ jam.ft2 oF
k2
= kis = konduktivitas termal isolasi , Btu/ jam.ft2 oF
hc
= koefisien konveksi, Btu/ jam.ft2 oF
hr
= koefisien radiasi, Btu/ jam.ft2 oF
a. Menghitung temperatur permukaan isolasi luar Temperatur permukaan dinding luar dihitung dengan persamaan berikut:
q 4 4 sun low temp. T Tsurr A sun
(J P Holman, 9th ed. 2002).
Keterangan: q A sun
= fluk radiasi matahari
=500
W/m²
αsun = absorptivitas material untuk radiasi matahari = 0,18 αlow. temp = absorptivitas untuk radiasi matahari pd 25oC = 0,8 = 5,7 ×10-08 W/m2K4
σ = konstanta Boltzman Tsurr = temperatur lingkungan,
=
298
K
T = Temperatur permukaan plat luar (lapis cat putih) Temperatur permukaan plat luar (T3) = 315,2 K = 42,2oC = 107,96oF
b. Perpindahan panas dari dinding isolasi ke udara Koefisien radiasi dihitung dengan persamaan berikut:
(Ti / 100) 4 (Tu / 100) 4 hr (5,676) Ti Tu
(Geankoplis, 1993, hal 279)
Keterangan: Tu = temperatur udara
= 298 K = 77 °F
ε = emisivitas bahan isolator = 0,6 Ti = temperatur isolator
= 315,2 K = 108 F
hr = koef. panas radiasi
hr (0,6)(5,676)
(315,2 / 100) 4 (298 / 100) 4 315,2 298
hr = 3,9293 W/m².K
(Tabel 4.1, Kern)
= 0,692 Btu/hr ft2 °F Koefisien konveksi dihitung dengan persamaan berikut: Temperatur dinding tangki lebih panas dari temperatur udara luar sehingga panas mengalir dari dinding tangki ke lingkungan. Perpindahan panas dari dinding ke udara secara konveksi bebas dihitung dengan persamaan : Qc
= hc. A. ∆t
Dari tabel 4.7-2 Geankoplis, 1993, hal 256, untuk konveksi bebas dari udara (1 atm) ke permukaan silinder:
L
NGrNPr = 103 – 109 ,
hc = 1,37 T
NGrNPr = > 109 ,
hc = 1,24 T
1
1
4
3
Dimana: hc
= Koefisien konveksi, W/m².K
ΔT
= Perbedaan Tisolator dan Tudara, K
L
= tinggi shell, m = 31,646 ft = 9,6458 m
Udara : Tf = ½ (Ti + Tu) = 306,6 K Sifat Udara pada : 306,6 K = 92,48 oF (Geankoplis, 1993, App. A.3-3) νf
= 0,861 m³/kg
ρf
= 1/ νf
= 1,1614 kg/m³ Cpf = 1,0048 kJ/kgK
= 0,0725 lb/ft3 = 0,2399 Btu/lb oF
µf
= 1,881 × 10-5 Pa.s
kf
= 0,0263 W/mK
β
= 1/Tf = 0,0108/ oF = 3,2616 × 10-3 /K
= 0,0152 Btu/jam lb oF
Bilangan Grashoff:
Gr
L3 . f2 . .g.t
f 2
(SI)
(Geankoplis, 1993, hal 254)
(SI)
(Geankoplis, 1993, hal 254)
Gr = 1,8822 ×1012
Bilangan Prandl: Cp. Pr k Pr = 7,1864 × 10-4
NGrNPr
= (1,8822 ×1012) × (7,1864 × 10-4)
Sehingga: hc = 1,24 T
1
hc = 1,24 17,2
3
1
3
hc = 2,5252466 W/m².K hc + hr
= (3,9293 + 2,5252466) W/m².K = 6,4545 W/m².K
Panas hilang dari dinding isolasi ke udara: Q1
= (hc + hf) 2 π r3 L (Ti – Tu)
= 1,3526 × 109
= 6,4545 × 2 × 3,14 × r3 × 9,6458 × (315,2 – 298) = 6.724,97665 r3 (J/s)
Panas yang keluar lewat dinding:
Q2
2L (T1 Tu ) r ln r2 ln 3 r 1 1 r2 hc hr r3 k1 k2
Data perhitungan: r1
= 43 in = 1,092202 m
r2
= 43,1875 in = 1,09696 m
T1
= 100oC = 373 K
Tu
= 25oC = 298 K
k1
= kp = 21 Btu/ jam.ft oF
= 36,345 W/m K
k2
= 0,035 Btu/hr.ft oF
= 0,0606 W/m K
Panas yang keluar lewat dinding harus sama dengan panas yang hilang dari dinding isolasi ke udara (Q1 = Q2 ), sehingga:
6.724,97665 r3 =
2 3,14 9,6458 373 298 ln r3 ln 1,09696 1,09696 1,092202 1 6,4545 r3 36,345 0,0606
Dari iterasi diperoleh r3 = 1,12807 m
Tebal isolasi (xis)
= r3 – r2
= (1,12807 – 1,1254122) m = 0,031106 m = 0,10251 ft Ketebalan isolator harus di cek terhadap ketebalan kritik isolator. Nilainya lebih kecil atau lebih besar. Hal ini disebabkan pada sistem silinder, luas area perpindahan panas semakin meningkat seiring dengan meningkatnya ketebalan isolator atau jari-jari isolator. Berikut ini adalah langkah-langkah perhitungan ketebalan kritik. Diketahui : Konduktivitas panas isolator
(k2)
Koefisien perpindahan panas konveksi ke udara (hc)
rc
k2 0,0606W / m K 0,0239976m hc 2,5252 W / m2 K
= 0,0606 W/m K = 3,2008 W/m².K
(Kern, 1950, hal.20)
Diketahui nilai r1 sebesar 1,092202 m. Nilai r1 lebih besar daripada ketebalan kritik. Oleh karena itu, panggunaan isolator tidak menyebabkan panas yang keluar bertambah besar.
Panas hilang dari permukaan isolasi ke udara: Qloss
= Q1
= 6.724,97665 r3 = 6.724,97665 × 1,12807 = 7586,24186 J/s = 27.310.48627 kJ/hr
s. Menghitung isolasi Sheel n Tube
Bahan isolator yang digunakan adalah Magnesia 85%, memiliki Perpindahan panas konduksi dalam silinder berlapis yang disusun seri seperti gambar berikut ini:
rr11 r2 r3
T1
r1 r2 r3
T2 T3
Tu
Gambar F.8.2 Profil isolasi Perpindahan panas melalui tiap lapis tahanan dihitung dengan hukum Fourier dan A = 2πrL, diperoleh:
Q
2L (T1 Tu ) r ln r2 ln 3 r 1 r2 k1 k2
Jika perpindahan panas disertai dengan konveksi dan radiasi, maka persamaan dituliskan:
Q
2L (T1 Tu ) r ln r2 ln 3 r 1 1 r2 hc hr r3 k1 k2
Jika diaplikasikan dalam perhitungan perancangan vessel maka diperoleh:
Q
2L (T1 Tu ) r xis r ln 2 ln 2 r2 r 1 1 hc hr (r2 xis ) kp k is
Keterangan : xis
= tebal isolasi, ft
r1
= jari – jari dalam tangki, ft
r2
= jari – jari luar tangki = r1 + tebal tangki,ft
r3
= jari – jari luar isolasi = r2 + tebal isolasi, ft
T1
= temperatur permukaan plat tangki bagian dalam , oF
T2
= temperatur permukaan plat tangki bagian luar, oF
Ti
= temperatur luar isolasi , oF
Tu
= temperatur udara, oF
k1
= kp = konduktivitas termal plat, Btu/ jam.ft2 oF
k2
= kis = konduktivitas termal isolasi , Btu/ jam.ft2 oF
hc
= koefisien konveksi, Btu/ jam.ft2 oF
hr
= koefisien radiasi, Btu/ jam.ft2 oF
b. Menghitung temperatur permukaan isolasi luar Temperatur permukaan dinding luar dihitung dengan persamaan berikut:
q 4 4 sun low temp. T Tsurr A sun
(J P Holman, 9th ed. 2002).
Keterangan: q A sun
= fluk radiasi matahari
=500
W/m²
αsun = absorptivitas material untuk radiasi matahari = 0,18 αlow. temp = absorptivitas untuk radiasi matahari pd 25oC = 0,8 = 5,7 ×10-08 W/m2K4
σ = konstanta Boltzman Tsurr = temperatur lingkungan,
=
298
K
T = Temperatur permukaan plat luar (lapis cat putih) Temperatur permukaan plat luar (T3) = 315,2 K = 42,2oC = 107,96oF
c. Perpindahan panas dari dinding isolasi ke udara Koefisien radiasi dihitung dengan persamaan berikut:
(Ti / 100) 4 (Tu / 100) 4 hr (5,676) Ti Tu
(Geankoplis, 1993, hal 279)
Keterangan: Tu = temperatur udara
= 298 K = 77 °F
ε = emisivitas bahan isolator = 0,6 Ti = temperatur isolator
= 315,2 K = 108 F
hr = koef. panas radiasi
hr (0,6)(5,676)
(315,2 / 100) 4 (298 / 100) 4 315,2 298
hr = 3,9293 W/m².K = 0,692 Btu/hr ft2 °F
(Tabel 4.1, Kern)
Koefisien konveksi dihitung dengan persamaan berikut: Temperatur dinding tangki lebih panas dari temperatur udara luar sehingga panas mengalir dari dinding tangki ke lingkungan. Perpindahan panas dari dinding ke udara secara konveksi bebas dihitung dengan persamaan : Qc
= hc. A. ∆t
Dari tabel 4.7-2 Geankoplis, 1993, hal 256, untuk konveksi bebas dari udara (1 atm) ke permukaan silinder:
L
NGrNPr = 103 – 109 ,
hc = 1,37 T
NGrNPr = > 109 ,
hc = 1,24 T
1
1
4
3
Dimana: hc
= Koefisien konveksi, W/m².K
ΔT
= Perbedaan Tisolator dan Tudara, K
L
= tinggi shell, m = 12 ft = 3,657 m
Udara : Tf = ½ (Ti + Tu) = 306,6 K Sifat Udara pada : 306,6 K = 92,48 oF (Geankoplis, 1993, App. A.3-3) νf
= 0,861 m³/kg
ρf
= 1/ νf = 1,1614 kg/m³
= 0,0725 lb/ft3
Cpf = 1,0048 kJ/kgK
= 0,2399 Btu/lb oF
µf
= 1,881 × 10-5 Pa.s
kf
= 0,0263 W/mK
β
= 1/Tf = 0,0108/ oF = 3,2616 × 10-3 /K
= 0,0152 Btu/jam lb oF
Bilangan Grashoff:
Gr
L3 . f2 . .g.t
f 2
(SI)
(Geankoplis, 1993, hal 254)
(SI)
(Geankoplis, 1993, hal 254)
Gr = 1,8822 ×1012
Bilangan Prandl: Cp. Pr k Pr = 7,1864 × 10-4
= (1,0257 ×1012) × (7,1371 × 10-4)
NGrNPr
= 7,37 × 107
Sehingga:
hc = 1,37 T
L
1
4
hc = 1,499 W/m².K hc + hr
= (3,9293 + 1,499) W/m².K = 5,428 W/m².K
Panas hilang dari dinding isolasi ke udara: Q1
= (hc + hf) 2 π r3 L (Ti – Tu)
= 5,428 × 2 × 3,14 × r3 × 3,657 × (315,2 – 298)
= 2.144,2524 r3 (J/s)
Panas yang keluar lewat dinding:
Q2
2L (T1 Tu ) r ln r2 ln 3 1 r1 r2 hc hr r3 k1 k2
Data perhitungan: r1
= 17,2 in = 0,438 m
r2
= 17,875 in = 4/9 m
T1
= 150oC = 423 K
Tu
= 25oC = 298 K
k1
= kp = 21 Btu/ jam.ft oF
= 36,345 W/m K
k2
= 0,035 Btu/hr.ft oF
= 0,0606 W/m K
Panas yang keluar lewat dinding harus sama dengan panas yang hilang dari dinding isolasi ke udara (Q1 = Q2 ), sehingga:
6.724,97665 r3 =
2 3,14 3,657 423 298 ln r3 ln 1,0969646 1,0969646 1,092202 1 2.144,2524 r3 36,345 0,0606
Dari iterasi diperoleh r3 = 0,55 m
Tebal isolasi (xis)
= r3 – r2 = (0,514 – 0,4550) m = 0,06 m = 0,199 ft
Ketebalan isolator harus di cek terhadap ketebalan kritik isolator. Nilainya lebih kecil atau lebih besar. Hal ini disebabkan pada sistem silinder, luas area perpindahan panas semakin meningkat seiring dengan meningkatnya ketebalan isolator atau jari-jari isolator. Berikut ini adalah langkah-langkah perhitungan ketebalan kritik. Diketahui : Konduktivitas panas isolator
(k2)
= 0,0606 W/m K
Koefisien perpindahan panas konveksi ke udara (hc)
rc
k2 0,0606W / m K 0,0404m hc 1,499W / m2 K
= 3,2008 W/m².K
(Kern, 1950, hal.20)
Diketahui nilai r1 sebesar 0,4381 m. Nilai r1 lebih besar daripada ketebalan kritik. Oleh karena itu, panggunaan isolator tidak menyebabkan panas yang keluar bertambah besar.
Panas hilang dari permukaan isolasi ke udara: Qloss
= Q1
= 2.144,2524 r3 r3 = 6.724,97665 × 0,514 = 3.974,48 J/s = 27.246,13476 kJ/hr
Article XLII.
Perhitungan Flange
Flange Head dan Deflector a. Sambungan Head dengan Shell Deflector Sambungan antara tutup bagian atas bejana dengan bagian shell bejana menggunakan sistem flange dan baut, sedangkan tutup bagian bawah adalah dengan pengelasan. Bahan konstruksi yang dipilih berdasarkan pada kondisi operasi. Data perancangan: Tekanan desain
= 16,72 psi
Temperatur desain
= 100 oC
Material flange
= SA-285, grade C
Bolting steel
= SA-193, grade B7 (B & Y, 1959, Tabel 13.1)
Material gasket
= Solid flat metal: Stainless steels
Diameter luar shell
= 2,19 m = 88 in
Ketebalan shell
= 3/16 in
Diameter dalam shell
= 2,1844 m = 86 in
(B & Y, 1959, Tabel 13.1)
Tegangan dari material flange
= 13750 psi
Tegangan dari bolting material
= 20000 psi
Tipe flange
= optional loose type (Fig.12.24,8.a, Brownell and Young, 1959)
t
h
Gasket
W hG R
hT
hD
C
go
HG HT
g1
G g1/2
Gambar F.9 Tipe flange dan dimensinya.
b. Perhitungan Lebar Gasket Untuk menghitung lebar gasket persamaan yang digunakan:
do di
y pm y p(m 1)
(Brownell and Young, 1959, pers. 12.2, hal.226)
Keterangan: p = tekanan desain (psi) do = diameter luar gasket (in) di = diameter dalam gasket (in) y = yield stress, lb/in2 (Fig. 12.11) m = faktor gasket (fig. 12.11)
Dari fig 12.11 Brownell and Young, diperoleh : y = 26000
m = 6,50 Sehingga
26000 (16,72 )(6,50) = 1,000323 26000 16,72 6,50 1
do di
Asumsi bahwa diameter dalam gasket (di) sama dengan diameter luar shell, yaitu 86,375 in, sehingga: do = 1,000323× 86,375 in = 86,4029 in
Lebar gasket minimum (N)
d di N = o 2 86,4029 86,375 = 2
= 0,013951489 in Digunakan gasket dengan tebal 3/16 in.
Diameter gasket rata-rata (G) : G
= di + lebar gasket = 86,375 + 3/16 = 86,5625 in
c. Perhitungan Beban Dari Fig 12.12, Brownell and Young, kolom 1, tipe 1.a, didapat :
bo =
N = 2
3 16 = 0,09375 in 2
bo ≤ 3/16 in, sehingga b = bo = 0,09375 in
Beban terhadap seal gasket Wm2
= Hy = × b × G × y
Wm2
= 3,14 × 0,09375 x 86,5625 × 26000 = 662.527,7 lb
Keterangan :
Hy
= Berat beban bolt maksimum (lb)
b
= Effective gasket (in)
G
= Diameter gasket rata-rata (in)
Beban untuk menjaga joint tight saat operasi (B & Y,1959, pers. 12.90) : Hp
=2bπGmp = 2 × 0,09375 × 3,14 × 86,5625 × 6,50 × 16,72 = 5.538,731 lb
Keterangan :
Hp
= Beban join tight (lb)
m
= Faktor gasket (fig.12.11)
b
= Effective gasket (in)
G
= Diameter gasket rata-rata (in)
p
= Tekanan operasi (psi)
Beban dari tekanan internal (B & Y, 1959, pers. 12.89) :
H
=
π G2 p 4
=
3,14 86,5625 2 16,72 4
= 98.948 lb
Beban operasi total (B & Y, 1959, pers. 12.91) : Wm1
= H + Hp = 98.948 lb + 5.538,731 lb = 103.886,7 lb
d. Baut Berdasarkan perhitungan diatas, diperoleh Wm2 lebih besar daripada Wm1, sehingga, beban pengontrol berada pada Wm2 = 662,527,7 lb. Luas minimum baut dapat dihitung dengan persamaan: Am2 =
=
Wm2 fa 662,527,7 20000
= 33,126 in2 Penentuan ukuran baut diambil dari Brownell and young, 1956, hal.186, Tabel 10-4. Dengan ukuran baut = 1 in diperoleh data sebagai berikut :
Root area
= 0,551 in2
Bolt spacing standard (BS)
= 3 in
Minimal radian distance (R)
= 1,375 in
Edge distance (E)
= 1,0625 in
Jumlah baut minimum:
=
Am 2 root area
33,126 in 2 = 0,551in 2 = 60 buah Digunakan jumlah baut sebanyak 60 buah. Dimensi baut digambarkan pada Gambar F.10 berikut.
E d R
r
Gambar F.10 Detail ukuran baut e. Diameter Flange
Bolt circle diameter (BC) = ID + 2 (1,145 go+ R) = 86,375 in + 2 [(1,145 ×3 in) + 1,375 in] = 96,745 in
Perhitungan diameter flange luar : Flange OD (A) = bolt cirlce diameter + 2 E = 96,745 in + 2 (1,0625 ) in = 96,745 in
f. Koreksi lebar gasket 1
Ab actual = jumlah baut × root area = 60 × 0,551 in2 = 33,06 in2
Lebar gasket minimun :
Nmin
=
=
A b actual f allaw 2yπG
33,06 in 2 20000 psi 2 26000 3,14 86,5625 in
= 0,0467 in
g. Perhitungan Moment 1). Untuk kondisi tanpa tekanan dalam
Beban desain diberikan dengan pers. 12.94, B & Y,1959 : W
= ½ (Ab + Am1) fa = ½ 33,06 in2 + 33,126 in2) (20000 psi) = 661.863,8672 lb
Keterangan : W = Berat beban (lb) Am2= Luas baut minimum (in2) Ab = Luas aktual baut (in2) fa = Allowable stress (psi)
Hubungan lever arm diberikan dengan pers. (12.101), B & Y, 1959:
hG = ½ (BC – G)
= ½ (94,62 in – 86,5625 in) = 4,02875 in Keterangan :
hG
= Tahanan radial circle bolt (in)
BC
= Bolt circle diameter (in)
G
= Diameter gasket rata-rata (in)
Flange moment dihitung sebagai berikut (B & Y, 1959, Tabel 12.4) :
Ma = W × hG = 661.863,8672 lb × 4,02875 in = 2.666.484,055 lb-in
2). Untuk kondisi beroperasi, W = Wm1 (B & Y, 1959, pers. 12.95)
W
= 103.886,7271 lb
HD
= 0,785 B2 p
(B & Y, 1959, pers. 12.96)
= 0,785 (86,375 in)2 (16,72 psi) = 97.922,40033 lb Keterangan :
HD
= Hydrostatic and force pada area dalam flange (lb)
B
= Diameter dalam flange / OD shell (in)
p
= Tekanan operasi (psi)
The lever arm dihitung dengan pers. 12.100 (B & Y, 1959) :
hD
= ½ (BC – B) = ½ (94,62 in – 86,375 in) = 4,1225 in
The moment, MD (dari pers. 12.96); MD = HD × hD = 5.538,731859 lb × 4,02875 in = 403.685,0954 lb-in
HG dari pers. 12.98 (B & Y, 1959) : HG
= Wm1 – H = 103.886,7 lb – 98.348 lb = 5.538,731 lb
Moment, pers. 12.98 (B & Y, 1959) : MG
= HG × hG = 5.538,731 lb × 4,02875 in = 22.314,16598 lb-in
HT dihitung dengan pers. 12.97 (B & Y, 1959) : HT
= H – HD = 98.348 lb – 97.922,40033 lb = 425,59486 lb
Hubungan lever arm pers. 12.102 is:
hT
= ½ (hD + hG ) = ½ (4,1225 in + 4,02875 in) = 4,075625 in
Flange moments diberikan oleh pers. 12.97 (B & Y, 1959) : MT
= H T × hT = 425,59486 lb × 4,075625 in = 1.734,565068 lb-in
Jumlah moment untuk kondisi beropersi, Mo dihitung berdasarkan pers.
12.99 (B & Y, 1959): Mo
= MD + M G + M T = 403.685,0954 lb-in + 22.314,16598 lb-in + 1.734,565068 lb-in = 427.733,8264 lb-in
Karena Ma > Mo, sehingga moment kondisi tanpa tekanan dalam (Ma) yang berfungsi sebagai pengontrol sebesar 2.666.484,84 lb-in
h. Perhitungan tebal flange (B & Y, 1959, pers. 12.85) Untuk menghitung tebal flange dapat digunakan persamaan sebagai berikut:
t =
K=
Y M max fa B
A B
Dimana:
A = flange OD B = shell OD
K =
96,745 in = 1,120058 84,375 in
Untuk K = 1,120058 maka diperoleh Y = 11 (Brownell and Young,1959, fig. 12.22, hal. 238), sehingga : t =
11 190.797 lb in = 4 in 20000 psia 84,375 in
Ketebalan flange yang digunakan 4 in.
Bolt
t = tebal flange
Gasket
d = diameter baut
Gambar F.11 Detail untuk flange dan bolt pada head evaporator Flange Head Stationer dan Shell i. Sambungan Head dengan Shell Deflector
Sambungan antara bagian shell penukar panas menggunakan sistem flange dan baut, sedangkan. Bahan konstruksi yang dipilih berdasarkan pada kondisi operasi. Data perancangan: Tekanan desain
= 16,72 psi
Temperatur desain
= 100 oC
Material flange
= SA-285, grade C
Bolting steel
= SA-193, grade B7 (B & Y, 1959, Tabel 13.1)
Material gasket
= Solid flat metal: Stainless steels
Diameter luar shell
= 0,438 m = 17 ¼ in
Ketebalan shell
= 3/16 in
Diameter dalam shell
= 0,447 m = 17 5/8 in
(B & Y, 1959, Tabel 13.1)
Tegangan dari material flange
= 13750 psi
Tegangan dari bolting material
= 20000 psi
Tipe flange
= optional loose type (Fig.12.24,8.a, Brownell and Young, 1959)
j. Perhitungan Lebar Gasket Untuk menghitung lebar gasket persamaan yang digunakan:
do di
y pm y p(m 1)
(Brownell and Young, 1959, pers. 12.2, hal.226)
Keterangan: p = tekanan desain (psi)
do = diameter luar gasket (in) di = diameter dalam gasket (in) y = yield stress, lb/in2 (Fig. 12.11) m = faktor gasket (fig. 12.11)
Dari fig 12.11 Brownell and Young, diperoleh : y = 26000 m = 6,50
Sehingga
do di
26000 (16,72 )(6,50) = 1,000 26000 16,72 6,50 1
Asumsi bahwa diameter dalam gasket (di) sama dengan diameter luar shell, yaitu 17,25 in, sehingga: do = 1,000 × 17,25 in = 17,25 in
Lebar gasket minimum (N)
d di N = o 2 17,2555 17,25 = 2
= 0,000000378 in Digunakan gasket dengan tebal 3/16 in.
Diameter gasket rata-rata (G) :
G
= di + lebar gasket = 17,25 + 3/16 = 17 4/9 in
k. Perhitungan Beban Dari Fig 12.12, Brownell and Young, kolom 1, tipe 1.a, didapat :
N bo = = 2
3 16 = 0,09375 in 2
bo ≤ 3/16 in, sehingga b = bo = 0,09375 in
Beban terhadap seal gasket
Wm2
= Hy = × b × G × y
Wm2
= 3,14 × 0,09375 × 17 4/9 × 26000 = 133.462,25 lb
Keterangan :
Hy
= Berat beban bolt maksimum (lb)
b
= Effective gasket (in)
G
= Diameter gasket rata-rata (in)
Beban untuk menjaga joint tight saat operasi (B & Y,1959, pers. 12.90) :
Hp = 2 b π G m p = 2 × 0,09375 × 3,14 × 17 4/9 × 6,50 × 16,72 = 1.115,75 lb Keterangan : Hp
= Beban join tight (lb)
m
= Faktor gasket (fig.12.11)
b
= Effective gasket (in)
G
= Diameter gasket rata-rata (in)
p
= Tekanan operasi (psi)
Beban dari tekanan internal (B & Y, 1959, pers. 12.89) :
H =
=
π G2 p 4
3,14 17 4/9 2 16,72 4
= 3.990,932 lb
Beban operasi total (B & Y, 1959, pers. 12.91) :
Wm1
= H + Hp = 3.990,932 lb + 1.115,75 lb = 5.106,677 lb
l. Baut Berdasarkan perhitungan diatas, diperoleh Wm2 lebih besar daripada Wm1, sehingga, beban pengontrol berada pada Wm2 = 133.462,25 lb. Luas minimum baut dapat dihitung dengan persamaan: Am2 =
=
Wm2 fa 133.462,25 20000
= 6,67311 in2
Penentuan ukuran baut diambil dari Brownell and young, 1956, hal.186, Tabel 10-4. Dengan ukuran baut = 1 in diperoleh data sebagai berikut :
Root area
= 0,551 in2
Bolt spacing standard (BS)
= 3 in
Minimal radian distance (R)
= 1,375 in
Edge distance (E)
= 1,0625 in
Jumlah baut minimum:
=
Am 2 root area
=
6,67311 in 2 0,551in 2
= 12 buah Digunakan jumlah baut sebanyak 12 buah.
m. Diameter Flange
Bolt circle diameter (BC) = ID + 2 (1,145 go+ R) = 17,25 in + 2 [(1,145 ×3 in) + 1,375 in] = 25,495 in
Perhitungan diameter flange luar : Flange OD (A) = bolt cirlce diameter + 2 E
= 25,495 in + 2 (1,0625 ) in = 27,62 in n. Koreksi lebar gasket 1
Ab actual = jumlah baut × root area = 12 × 0,551 in2 = 6,612 in2
Lebar gasket minimun :
Nmin
=
=
A b actual f allaw 2yπG
6,612 in 2 20000 psi 2 26000 3,14 17 4/9 in
= 0,0464 in o. Perhitungan Moment 1). Untuk kondisi tanpa tekanan dalam
Beban desain diberikan dengan pers. 12.94, B & Y,1959 : W
= ½ (Ab + Am1) fa = ½ (6,612in2 + 6,67311 in2) (20000 psi) = 132.815,1328 lb
Keterangan : W = Berat beban (lb) Am2= Luas baut minimum (in2) Ab = Luas aktual baut (in2)
fa = Allowable stress (psi)
Hubungan lever arm diberikan dengan pers. (12.101), B & Y, 1959:
hG = ½ (BC – G) = ½ (25,495 in – 17 4/ in) = 4 in Keterangan :
hG
= Tahanan radial circle bolt (in)
BC
= Bolt circle diameter (in)
G
= Diameter gasket rata-rata (in)
Flange moment dihitung sebagai berikut (B & Y, 1959, Tabel 12.4) :
Ma = W × hG = 132.815,1328 lb × 4 in = 535.224,0013 lb-in
2). Untuk kondisi beroperasi, W = Wm1 (B & Y, 1959, pers. 12.95)
W
HD
= 5.106,6769 lb
= 0,785 B2 p
(B & Y, 1959, pers. 12.96)
= 0,785 (17,25 in)2 (16,72 psi) = 3.905,567325 lb Keterangan : HD
= Hydrostatic and force pada area dalam flange (lb)
B
= Diameter dalam flange / OD shell (in)
p
= Tekanan operasi (psi)
The lever arm dihitung dengan pers. 12.100 (B & Y, 1959) : hD
= ½ (BC – B) = ½ (25,495 in – 17,25 in) = 4 1/8 in
The moment, MD (dari pers. 12.96); MD
= HD × hD = 3.905,567325 lb × 4 1/8 in = 16.100,7013 lb-in
HG dari pers. 12.98 (B & Y, 1959) : HG
= Wm1 – H = 5.106,677 lb – 3.990,932 lb = 1.115,744541 lb
Moment, pers. 12.98 (B & Y, 1959) : MG
= HG × hG = 1.115,744541 lb × 4 in = 4.495 lb-in
HT dihitung dengan pers. 12.97 (B & Y, 1959) :
HT
= H – HD = 3.990,932 lb – 3.905,567325 = 85,365 lb
Hubungan lever arm pers. 12.102 is: hT
= ½ (hD + hG ) = ½ (4 1/8 in + 4 in) = 4,075625 in
Flange moments diberikan oleh pers. 12.97 (B & Y, 1959) : MT
= H T × hT = 85,365 lb × 4,075625 in = 347,916 lb-in
Jumlah moment untuk kondisi beropersi, Mo dihitung berdasarkan pers. 12.99 (B & Y, 1959): Mo
= MD + M G + M T
= 16.100,7013 lb-in + 4.495 lb-in + 347,916 lb-in = 20.943,67313 lb-in Karena Ma > Mo, sehingga moment kondisi tanpa tekanan dalam (Ma) yang berfungsi sebagai pengontrol sebesar 535.224 lb-in
p. Perhitungan tebal flange (B & Y, 1959, pers. 12.85) Untuk menghitung tebal flange dapat digunakan persamaan sebagai berikut:
Y M max fa B
t =
K=
A B
Dimana: A = flange OD B = shell OD
K =
27,62 in = 1,6011 17,25 in
Untuk K = 1,6011 maka diperoleh Y = 4,5 (Brownell and Young,1959, fig. 12.22, hal. 238), sehingga : t =
4,5 535.224 lb in = 2,64 in 20000 psia 17,25 in
Ketebalan flange yang digunakan 3 in.
E. Desain Perpipaan dan Nozzle 1. Umpan Data dari neraca massa : Jumlah umpan = 1384,13 kg/jam = 3051,5 lb/jam ρav
= 121,91 lb/ft3
Bahan pipa yang digunakan Diameter otimum ( Di ,optimum ) :
= Stainless steel
Di ,optimum = 226 G0.5ρ-0.35
(Coulson Vol. 6, 1983,pers. 5.15 hal.161)
= 226 0,702 kg / s
0, 5
2070,0891kg / m
3 0, 35
= 13,0822 mm = 0,514 in
Digunakan pipa standart Kern, Tabel 11, 1965 NPS
= 6 in
Schedule Number
= 40
OD
= 6,625 in
ID
= 6,065 in
Flow area
= 28,9 in2
Berat
= 19 lb/ft
Spesifikasi nozzle standar dari Brownell and Young, 1959, App. F item 1: Size
= 6 in
OD of pipe
= 6 ¾ in
Nozzle wall thickness (n)
= 0,432
Diameter hole on in reinforcing plate (DR)
= 6 ¾ in
Distance shell to flange face, outside(J)
=8
Distance shell to flange face, inside
(K)
=6
Distance from Bottom of tank to center of nozzle : - Regular, Type H
= 11 in
- Low, Type G
= 8/18 in
2. Steam Masuk shell
Laju alir massa , G = 332,72 kg/jam Densitas, ρ
= 0,525 kg/m3
Bahan pipa yang digunakan = Stainless steel Diameter otimum ( Di ,optimum ) : Di ,optimum = 226 G0.5ρ-0.35
(Coulson Vol. 6, 1983,pers. 5.15 hal.161)
= 226 1,994kg / s
0, 5
0,525 kg / m
3 0, 35
= 399,87 mm = 13,36 in
Digunakan pipa standart Kern, Tabel 11, 1965 NPS
= 6 in
Schedule Number = 40 OD
= 6,625 in
ID
= 6,065 in
Flow area
= 28,9 in2
Berat
= 19 lb/ft
Spesifikasi nozzle standar dari Brownell and Young, 1959, App. F item 1: Size
= 6 in
OD of pipe
= 6 ¾ in
Nozzle wall thickness (n)
= 0,432
Diameter hole on in reinforcing plate (DR)
= 6 ¾ in
Distance shell to flange face, outside(J)
=8
Distance shell to flange face, inside
(K)
=6
Distance from Bottom of tank to center of nozzle : - Regular, Type H
= 11 in
- Low, Type G
= 8/18 in
3. Produk metanol uap Laju alir massa
= 1384,13 kg/jam = 3051,5 lb/jam = 1763 kg/m3
Densitas
Bahan pipa yang digunakan = Stainless steel Diameter otimum ( Di ,optimum ) : Dopt
= 226 × (0,695 kg/s)0,5 × (1763 kg/m3)-0,35 = 13,789 mm = 0,5411 in
Digunakan pipa standart Kern, Tabel 11, 1965 NPS
= 2 in
Schedule Number
= 40
OD
= 2,38 in
ID
= 2,067 in
Flow area
= 3,35 in2
Berat
= 3,36 lb/ft
Spesifikasi nozzle standar dari Brownell and Young, 1959, App. F item 1: Size
= 10 in
OD of pipe
= 10,75 in
Nozzle wall thickness (n)
= 0,5 in
Diameter hole on in reinforcing plate (DR)
= 10 7/8 in
Distance shell to flange face, outside(J)
= 10 in
Distance shell to flange face, inside
(K)
= 8 in
Length of side of reinforcing plate, L
= 24 ½
Width of reinforcing plate, W
= 30 1/8 in
Distance from Bottom of tank to center of nozzle : - Regular, Type H
= 15 in
- Low, Type G
= 12 ¼ in
DR Dp
A R
J
Q OD n
t
Gambar F.12 Dimensi nozzle
F. Desain Manhole Manhole adalah lubang pemeriksaan yang diperlukan pada saat pembersihan atau pemeriksaan pada bagian dalam vaporizer. Direncanakan manhole di
pasang pada bagian atas vaporizer dengan ukuran standar 20 in, berdasarkan rekomendasi API Standard 12 C (Brownell and Young, App. F), dengan spesifikasi : Tebal shell
= 3/8 in
Tebal flange
= 3/8 in
Jumlah
= satu
Ukuran potongan : - Weld A
= 3/16 in
- Weld B
= 3/16 in
Panjang sisi
= 45 ½ in
Lebar reinforcement (W)
= 54 in
Diameter manhole, ID
= 20 in
Maksimum diameter lubang, Dp = 24 ½ in Diameter plat penutup (cover plate) Diameter bolt circle, DB
= 28 ¾ in
= 26 ¼ in
Sketsa detail desain manhole ditunjukkan pada Gambar F.7 di bawah ini :
Gambar F.13 Detail desain manhole G. Menghitung berat total vaporizer Bahan yang digunakan stainless steel (austenitic) AISI 316.
steel
= 490 lb/ft3
(Brownell and Young,1959.hal 156)
1. Berat Shell (deflector) Data perhitungan : Diameter dalam shell (ID)= 2,18449 m = 7,16659 ft Ketebalan shell (ts)
= 3/16 in
Diameter luar shell (OD) = 2,1939 in
= 7,1979 ft
Tinggi shell (Z)
= 25,1 ft
Volume shell
= ¼ π × Hs × (OD2 – ID2) =
3,14 4
× 25,1 ft × 0,4497 ft2
= 886,536 ft3 Berat shell
= Volume shell × steel = 886,536 ft3 × 490 lb/ft3 = 434.402,9925 lb = 197.455,9 kg
2. Berat Dish Head Data perhitungan : Diameter luar head, (ID) = 86 in Ketebalan head (th)
= ¼ in
Panjang straight flange
= 2,5 in
Inside corner radius
= 5,5 in
Untuk th< 1 in (td = ¼ in) perkiraan blank diameter (bd) adalah : bd = OD +
OD + 2 . Sf + 2/3 . icr (Brownell and Young. Eq.5- 12,p.88) 42
= 96,97 in = 8,0808 ft Volume dish head = ¼ ð (bd)2 × th = ¼ ð (8,0808)2 (0,25) = 1,0679 ft3 = Volume head × steel
Berat head
= 1,0679 ft3 × 490 lb/ft3 = 523,2857776 lb = 237,8571 kg Berat head
= 475,71 kg
3. Berat isolator W =Vxñ Ro =
Do, shell 2
t isolasi
= 3,59895 + 0,0933 = 3,6922889 ft Ri =
W=
D o ,shell 2
= 7,1979/2 = 3,59895 ft
2 R 3o R 3i . 3
ñis = 271 lb/ft3
W = 2/3 x 3,14 x (3,69228893 – 3,598953) x 271 = 131,7948 lb = 59,9067 kg
4. Berat opening 1). Berat manhole Manhole 20 in
= 428 lbm
(Megyesy, pp. 389)
Berat tutup
= 29,22 lbm
(Megyesy, pp. 384)
Berat manhole
= 457,22
2). Berat nozzles Tabel F.6 Perhitungan Berat Nozel Keterangan Ukuran Nozel, in Berat Nozel, lb Pipa umpan liquid 6 9,5 Pipa steam masuk 6 9,5 Pipa produk CH3OH uap 2 0,61 Total 16 20,22 Berat total Opening
= 20,22 lb = 9,18 kg
5. Berat bahan dalam Deflector & “Shell and Tube”
Berat tube
W
4
ID 2 x l x
Diameter tube = 0,07667 ft Panjang tube = 12 ft ρ tube
= 490 lb/ft3
π 0,07667 2 12 69 4 1.872,01462lb
W
= 850,915 kg
Berat penyangga tube (baffle) Jumlah buffle
= 33 buah
Baffle cut
= 0,3175 ft
ρ steel
= 490 lb/ft3
IDs
= diameter dalam shell = 17 ¼ in = 1,4375 ft
Maka baffle cut = 0,25 x 1,4375 ft = 0,35937 ft Baffle space
= 1/4 IDs = 1/4 x 17 ¼ in = 4,3125 in = 0,359375 ft
Berat Penyangga
= V x densitas stainless steel = 34 x 3,14 x (IDs – baffle cut) x ρ steel = 34 x 3,14 x (1,4375 ft - 0,35975 ft) x 490 lb/ft3 = 5.637,9681 lb = 2.557,326 kg
Berat Tube Sheet Diameter tube sheet = 17,25 in = 1,4375 ft Tebal tube sheet
= 0,1875 in = 0,016 ft
W 1 D 2 ts 4 = ¼ x 3,14 x (1,4375 ft )2 x 0,016 ft x 490,5731 lb/ft3
= 12,73 lb Wts = 2 buah tube sheet x 12,73 lb = 25,46 lb = 11,55 kg
Berat liquid pada Deflector Waktu tinggal Long tube vertical vaporizer 5-10 menit (Ulrich,1984) diambil 5 menit = 0,0833333 jam Pada Deflector Diketahui volume liquid = 25,29kg/jam W
= 25,29 kg/jam x 0,0833 jam = 2,1067 kg
Berat umpan masuk = 2.529,13 kg/jam Pada Deflector Diketahui volume liquid = 2.529,13 kg/jam W
= 2.529,13 kg/jam x 0,0833 jam = 210,67 kg
Berat steam (pemanas) Kebutuhan steam = 7179,01 kg/jam Sehingga berat steam : W
= 7179,01 kg/jam × 0,0833 jam = 598,01 kg
Berat CH3OH uap Berat CH3OH uap = 2.503,84kg/jam Sehingga CH3OH uap: W
= 2.503,84 kg/jam × 0,0833 jam = 208,57 kg
Total berat vaporizer
= 1019,357 kg
H. Desain Sistem Penyangga Berat untuk perancangan = 1,2 × berat mati reaktor = 1,2 × 1019,357 kg = 1223,23 kg = 48,073 lbm Reaktor disangga dengan 4 kaki. Kaki penyangga dilas ditengah – tengah ketingggian (50 % tinggi Deflector). 1. Leg Planning Digunakan kaki (leg) tipe I-beam dengan pondasi dari cor atau beton.
2
1
1
2
Gambar F.14 Kaki penyangga tipe I beam Karena kaki dilas pada pertengahan ketinggian vaporizer, maka ketinggian kaki: (Hleg) = ½ Hr + L Dimana : Hr : tinggi total Deflector, ft L : jarak antara bottom Deflector ke pondasi (digunakan 5 ft) Hr = 34,31 ft
Sehingga: (Hleg)
= (½ ×34,31) ft + 5 ft
= 22,155 ft = 248,856 in
Digunakan I-beam 8 in
(Brownell and Young, App. G, item 2)
Dimensi I-beam : Kedalaman beam
= 8 in
Lebar flange
= 4,171 in
Web thickness
= 0,441 in
Ketebalan rata-rata flange = 0,425 in Area of section (A) Berat/ft
= 6,71 in2 = 23 lbm
Peletakan dengan beban eksentrik (axis 1-1) : I = 64,2 in4 S = 16 in3 r = 3,09 in Peletakan tanpa beban eksentrik (axis 2-2) : I = 4,4 in4 S = 2,1 in3 r = 0,81 in Cek terhadap peletakan sumbu axis 1-1 maupun axis 2-2 .
a) Axis 1-1
l/r = 248,856 in / 3,09 in = 80,5359 (l/r < 120, memenuhi)
(Brownell and Young, 1959, p.201)
Stress kompresif yang diizinkan (fc): (fc) =
=
18000 1 (l /18000 . r 2 ) 2
(Pers. 4.21, brownell and Young, 1959)
18000 1 (248,8562 /18000 3,09 2)
= 531,751 lbm/in2 (<15.000 psi , sehingga memenuhi) (Brownell and Young, p.201)
Jarak antara center line kolom penyangga dengan center line shell (a) dari (gambar F.6) : a
= (½ × lebar flange) + 1,5 = (½ × 4,171) + 1,5 = 3,5855 in
y
= ½ × lebar flange = ½ × 4,171 = 2,0855 in
Z = I/y = 64,2/2,0855 = 30,784 in3
Beban kompresi total maksimum tiap leg (P) :
P Gambar F.15 Sketsa beban tiap lug
P
4 Pw (H L) Σ W n D bc n
(Pers. 10.76, Brownell and Young, 1959)
Dimana: Pw = beban angin total pada permukaan yang terbuka, lbm H = tinggi vaporizer di atas pondasi, ft L = jarak dari fondasi ke bagian bawah Vaporizer, ft Dbc = diameter anchor-bolt circle, ft n = jumlah penyangga, n ÓW = berat vaporizer kosong + berat liquid dan beban mati lainnya, lbm = 557.836,5824 lbm Umumnya vessel dengan penyangga lug atau lug supported memiliki ketinggian yang lebih rendah dibandingkan skirt supported vessel, sehingga wind load sangat minor pengaruhnya. Wind load cenderung mempengaruhi vessel jika vessel dalam keadaan kosong. Berat vessel dalam keadaan terisi oleh cairan cenderung stabil (Hal.197, Brownell & Young, 1959). Jadi, nilai Pw = 0, kemudian persamaan di atas menjadi : P
Σ W 557.836,5824 lb m = = 139.459,1456 lbm n 4
Menghitung beban eksentrik :
(fec) =
=
P. a Z
(Pers. 10.98, Brownell and Young, 1959)
139.459,1456 3,5855 = 16.243,203 lbm/in2 30,784
Luas penampang lintang: f
=
fc – fec
= 531.751– 16.243,203 = 515.508,23 A=
=
P f
(Pers. 10.98, Brownell and Young, 1959)
139.459,1456 515.508,23
= 0,27 in2 < A pada tabel (6,71 in2), maka memenuhi
b) Axis 2-2 l/r = 54,25 in/ 0.63 in = 86,90 (l/r < 120, memenuhi) (Brownell and Young, 1959, p.201) 2. Lug Planning P = 139.459,1456 lbm Masing-masing penyangga memiliki 4 baut (bolt) Pbolt =
Beban maksimum tiap baut:
P nb
= 34.864,78 lbm
Luas lubang baut:
Abolt =
Pbolt f bolt
Dengan : baut = 12000 psi
(Pers.10.35, Brownell and Young, 1959) fbolt
= stress maksimum yang dapat ditahan oleh setiap
Abolt =
34.864,78 lb m = 2,905 in2 2 12.000 lb m /in
Digunakan baut thread standar dengan diameter = 3 in (Brownell and Young,Tabel. 10.4, hal.188).
a) Ketebalan plat horizontal thp=
My=
6 My f allow
(Pers.10.41, Brownell and Young, 1959)
2l P 1 1 (Pers.10.40, Brownell and Young, 1959) 1 ln 4 e
Dimana: thp = tebal horizontal plat, in My = bending momen maksimum sepanjang sumbu radial, in-lbm P = beban baut maksimum, lbm = 139.459,1456 lbm A = panjang kompresi plate digunakan, = ukuran baut + 9 in = 3 in + 9 in = 11 in h
= tinggi gusset = 12 in (Brownell and Young, 1959, p.192)
b
= lebar gusset, in = ukuran baut + 8 in = 3 in + 8 in = 11 in
l
= jarak radial dari luar horizontal plate luar ke shell, in = 6 in
ì
= poisson’ratio (untuk steel, ì = 0,3) (Brownell and Young, 1959)
fallow= stress yang diizinkan untuk baut = 12,000 psi γ1 = konstanta dari tabel 10.6 Brownell and Young, 1959 e
= jarak konsentrasi beban = setengah dari dimensi nut, in = ½ × 3in = 1 ½ in
Ketebalan plat kompresi: b = 11 in/6 in = 1,8333 l
Dari Tabel 10.6, Brownell and Young, 1959, diperoleh γ1 = 0,075 My
=
139.459,1456 2 (6) 1 0 , 3 ln 1 0,075 4. 1½
= 23.770,06 in-lb thp
=
6 23.770,06 17500
= 2,8 in. Digunakan plat standar dengan ketebalan 3 in b) Ketebalan gusset (tg) = 3/8 × thp
(Pers.10.47, Brownell and Young, 1959)
= 3/8 × 3 in = 1,125 in, dipilih 1 ½ in
3. Base Plate Planning Digunakan I- beam dengan ukuran 8 in dan 23 lbm/ft Panjang kaki (Hleg) = 16,6841 ft = 200,2092 in
Sehingga berat satu leg = 28,85 ft × 23 lbm/ft = 663,55 lbm Beban base plate (Pb) = berat 1 leg + P = 663,55 lbm + 142.264,9147 lbm = 142.928,4647 lbm Base plate area (Abp) = Pb/f Dimana: Pb
= base plate loading
f
= kapasitas bearing (untuk cor, f = 545 psi)
Abp
=
142.928,4647 lb m = 262,254 in2 (= Abp min) 545 psi
Untuk posisi leg 1-1 Abp
= lebar (le) × panjang (pa) = (0,8 fw + 2n)(0,95 hb + 2m)
Dimana: fw
= lebar flange
= 4,171 in
hb
= kedalaman beam
= 8 in
m
= n (diasumsikan awal)
0,95 h b
m
le
n
pa
0,8 fw
Gambar. F.16. Sketsa area base plate
Abp
= (0,8 × 4,171 + 2n)(0,95 × 8 + 2n) = 151,15
(3,3368 + 2n) (7,6 + 2n)
= 151,15
4n2 + 21,8736 n -125,7903
=0
Dapat diselesaikan sehingga diperoleh: n1
= -8,9731
, n2 = 3,5047
Maka, le = (0,8 × 4,171) + (2 × 3,5047) pa = (0,95 × 8) + (2 × 3,5047)
= 10,3462 in = 14,6094 in
Umumnya dibuat pa = le, maka dibuat pa = le = 15 in
Abp,baru = 225 in2 nbaru
= [15 –(0,8 × 4,171)]/2
= 5,8316 in
mbaru
= [15 –(0,95 × 8)]/2
= 3,7 in
Tebal base plate: tbp
= (0,00015 × Pa × n2)1/2
Dimana: Pa Pa =
tbp
= tekanan aktual
P A bp,baru
=
81993 = 364,4133 psi 225
= (0,00015 × 364,4133 × 5,83162)1/2 = 1,3634 in. Digunakan plat standar 1 7/16 in
4. Vibration Perioda dari vibrasi pada vessel
harus dibatasi, karena vibrasi yang
berlangsung dalam perioda yang cukup lama akan menimbulkan suatu kerusakan pada vessel.
Perioda vibrasi, (T) 1
H w D T 2.65 10 5 (Brownell and Young, 1959, pers. 9.68) D t 2
Keterangan : D
= Outside diameter = 17,625ft
H
= Tinggi Vaporizer temasuk penyangga
w
= Berat Vaporizer, lb/ft tinggi = 17.722,6 lb/ft tinggi
t
= Ketebalan shell, in = 3/16 in = 0,1875 in
= 31,476 ft
Sehingga: 2
T
31,476 17.722,6 17,625 2,65.10 0,1875 17,625
T
= 1,0908 detik
0,5
5
Dari Tabel 9.3 hal 167 Brownell & Young, 1959, diperoleh koefisien seismic ( C ) = 0,04. Periode maksimum vibrasi dirumuskan dengan (Megysey, 1983) : Ta 0,80
WH Vg
V = CW Keterangan : V
= Total shear, lb = 708,904 lb
g
= 32,2 ft/s2, percepatan gravitasi
Ta 0,80
17.722,6 31,476 = 3,95 detik (708,904) 32,2
T < Ta = periode vibrasi diijinkan
5. Desain Anchor Bolt Vessel harus merekat erat pada concrete fondation, beam dengan anchor bolt. Jumlah anchor bolt harus 4 atau kelipatannya untuk setiap vertikal shell, pada shell yang tinggi sebaiknya menggunakan 8 buah anchor bolt atau tergantung pada besarnya diameter shell. Agar merekat kuat pada concrete fondation, anchor bolt sebaiknya tidak dipasang terlampau dekat, yakni tidak kurang dari 18 in (Megyesy, 1983). Diameter tempat bolt-bolt dipasang diasumsikan sebesar 30 in.
As
= Area di dalam lingkaran bolt = 3,14×(30/2)2 = 706,8583 in2
CB
= Circumference pada lingkaran bolt = 2 × 3,14 × (30/2) = 94,2478 in
Menentukan area bolt T .CB B4 SB .N
Karena tidak ada pengaruh angin, maka T diabaikan. Keterangan : SB = Maximum allowable stress value dari material bolt Menggunakan bahan carbon steel, SA 325 Allowable pressure = 15000 psi CB = Circumference pada lingkaran bolt = 94,2478 in N = jumlah dari anchor bolts = 4 buah
(Tabel B, Megyesy hal 69)
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 =
4 C w X 2 3H X H2
(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 =
4 x0,02 x557.836,5824 x31,476 2 3x31,476 31,476 31,476 2
= 6.357.762,13 in-lb
Stress karena gempa, fsx
fsx =
M sx r t s c) 2
6.357.762,13 7,8125 2 0,1875 0,125
(Brownell and Young, 1959, pers. 9.72)
= 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 (τ) = P/F < 10 ton keterangan : P = beban yang diterima tanah (lb) F = luas alas (ft2)
Jadi tegangan karena beban (τ) : τ = 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 (τ) kurang dari safe bearing maksimal pada tanah clay.
A
B
C
E
D
F G
H I J
K
Gambar F.17 Vaporizer (VP-201)
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
E. Saluran Steam Masuk
K. Saluran Produk Masuk
Head Stationer
F. Tube
th = ¼ in 14,276
OA = 17,026 in
icr =
in
5,5 , in
Sf = 2,5 in
ID =
86
in
OD = 86,375 in
Gambar F.18 Standard Dished Head of Vaporizer (VP-201)
Triangular pitch
B
A 60°
60°
PT = 1 9/16 in 60°
C
Odt = 1 ¼ in
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
C’
