TAHUN TUGAS AKHIR

PRA RANCANGAN PABRIK

PEMBUATAN ETILEN GLIKOL DARI ETILEN OKSIDA DENGAN PROSES KARBONASI DENGAN KAPASITAS 80.000 TON/TAHUN

TUGAS AKHIR

OLEH : WULAN PRATIWI NIM. 050405045

DEPARTEMEN TEKNIK KIMIA FAKULTAS TEKNIK UNIVERSITAS SUMATERA UTARA MEDAN 2009

Wulan Pratiwi : Pembuatan Etilen Glikol Dari Etilen Oksida Dengan Proses Karbonasi Dengan Kapasitas 80.000 Ton/Tahun, 2010.


INTI SARI Etilen glikol adalah salah satu bahan kimia yang jumlahnya belum mencukupi kebutuhan industri di Indonesia. Etilen glikol sebagian besar digunakan sebagai bahan baku industri poliester yang merupakan bahan baku industri tekstil dan plastik. Selain itu kegunaan etilen glikol lainnya adalah sebagai bahan baku tambahan pada pembuatan cat, cairan rem, solven, alkyl resin, tinta cetak, tinta ballpoint, foam stabilizer, kosmetik, dan bahan anti beku. Produksi etilen glikol biasanya dilakukan dengan hidrolisis langsung etilen oksida, tetapi banyak kekurangan dalam proses ini salah satunya konversi etilen glikol rendah. Oleh karena itu, untuk menghasilkan etilen glikol maksimal dilakukan produksi etilen glikol dari etilen oksida dengan proses Karbonasi. Proses produksi ini terdiri dari beberapa tahap yaitu tahap awal, tahap Karbonasi, tahap Hidrolisis. Pra rancangan pabrik

Etilen Glikol ini direncanakan akan berproduksi

dengan kapasitas 80.000 ton/tahun dan beroperasi selama 330 hari dalam setahun. Lokasi pabrik yang direncanakan adalah di daerah daerah hilir Sungai Rokan, Kabupaten Rokan Hilir, Riau dengan luas tanah yang dibutuhkan sebesar 20.000 m2. Tenaga kerja yang dibutuhkan untuk mengoperasikan pabrik sebanyak 166 orang. Bentuk badan usaha yang direncanakan adalah Perseroan Terbatas (PT) dan bentuk organisasinya adalah organisasi sistem garis dan staff. Hasil analisa terhadap aspek ekonomi pabrik Etilen Glikol adalah : Modal Investasi

: Rp. 646.101.102.857,-

Biaya Produksi per tahun

: Rp 1.085.926.256.857,-

Hasil Jual Produk per tahun

: Rp 1.437.714.356.325,-

Laba Bersih per tahun

: Rp 245.037.911.279,-

Profit Margin

: 24,35%

Break Event Point

: 51,02 %

Return of Investment

: 24,58%

Pay Out Time

: 4,07 tahun

Return on Network

: 40,97%

Internal Rate of Return

: 39,86%

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


KATA PENGANTAR

Syukur Alhamdulillah penulis ucapkan kehadirat Allah SWT atas rahmat, karunia dan anugerah-Nya, serta kepada Junjungan kita Nabi besar Muhammad SAW yang telah membawa kita ke alam yang penuh ilmu pengetahuan seperti sekarang ini, sehingga penulis dapat menyelesaikan Tugas Akhir yang berjudul PraRancangan Pabrik Pembuatan Etilen Glikol dari Etilen Oksida dengan Proses Karbonasi dengan Kapasitas 80.000 Ton/Tahun. Tugas Akhir ini dikerjakan sebagai syarat untuk kelulusan dalam sidang sarjana. Selama mengerjakan Tugas akhir ini penulis begitu banyak mendapatkan bantuan dari berbagai pihak. Oleh karena itu, dalam kesempatan ini perkenankanlah penulis mengucapkan terima kasih kepada: 1. Ibu Dr.Ir. Rosdanelli Hasibuan,MT selaku Dosen Pembimbing I yang telah membimbing dan memberikan masukan selama menyelesaikan tugas akhir ini. 2. Ibu Farida Hanum ST,MT sebagai Dosen Pembimbing II yang telah memberikan arahan selama menyelesaikan tugas akhir ini. 3. Ibu Renita Manurung, ST. MT selaku Ketua Departemen Teknik Kimia FT USU dan Bapak M Hendra S Ginting ST, MT selaku sekretaris Departemen Teknik Kimia 4. Bapak Dr. Eng. Ir. Irvan, Msi sebagai Koordinator Tugas Akhir Departemen Teknik Kimia FT USU. 5. Dan yang paling istimewa Orang tua penulis yaitu Ibunda Nila Puspa Dewi,SE dan Ayahanda Edi Aslan,SE yang tidak pernah lupa memberikan motivasi dan semangat kepada penulis. 6. Adik-adik tercinta yang selalu mendoakan dan memberikan semangat. 7. M. Rudy Hermansyah, untuk semangat, motivasi dan mengantar-jemput penulis. Terimakasih sudah ada disaat-saat paling sulit.


8. Teman-temanku terutama Rudiansyah, M. Izni Harahap, Indra Azmi Marpaung, Dahyat, thanks buat kebersamaan dan semangatnya. Cepat menyusul ya kawan-kawan. Teman-teman stambuk ’05, semangat ya. 9. Teman seperjuangan Lady Marissa Febrianan sebagai partner penulis dalam penyelesaian Tugas Akhir ini. 10. Serta pihak-pihak yang telah ikut membantu penulis namun tidak tercantum namanya. Penulis menyadari bahwa Tugas Akhir ini masih terdapat banyak kekurangan dan ketidaksempurnaan. Oleh karena itu penulis sangat mengharapkan saran dan kritik yang sifatnya membangun demi kesempurnaan pada penulisan berikutnya. Semoga laporan ini dapat bermanfaat bagi kita semua.

Medan, September 2009 Penulis

WULAN PRATIWI 050405045


DAFTAR ISI Kata Pengantar .................................................................................................... i Intisari ................................................................................................................ iii Daftar Isi............................................................................................................. iv Daftar Tabel........................................................................................................ vii Daftar Gambar .................................................................................................... xi BAB I PENDAHULUAN .................................................................................. I-1 1.1 Latar Belakang .................................................................................. I-1 1.2 Perumusan Masalah ........................................................................... I-2 1.3 Tujuan .............................................................................................. I-3 1.4 Manfaat ............................................................................................. I-3 BAB II TINJAUAN PUSTAKA ....................................................................... II-1 2.1 Etilen Oksida .................................................................................. II-1 2.2 Karbon Dioksida ............................................................................. II-3 2.3 Etilen Karbonat............................................................................... II-4 2.4 Air .................................................................................................. II-4 2.5 Etilen Glikol ................................................................................... II-5 2.5.1 Proses Du-Pont Formaldehid .................................................. II-7 2.5.2 Proses hidrolisis etilen oksida................................................. II-7 2.5.3 Proses Karbonasi.................................................................... II-8 2.6 Perbandingan dan pemilihan proses ................................................ II-10 2.7 Deskripsi proses ............................................................................. II-11 7.1 Pencampuran bahan baku .......................................................... II-11 7.2 Proses Karbonasi ...................................................................... II-11 7.3 Proses Hidrolisis ....................................................................... II-12 7.4 Pemurnian produk ..................................................................... II-13 BAB III NERACA MASSA............................................................................... III-1 BAB IV NERACA ENERGI.............................................................................. IV-1 BAB V SPESIFIKASI PERALATAN .............................................................. V-1 BAB VI INSTRUMENTASI DAN KESELAMATAN KERJA ......................... VI-1 6.1 Instrumentasi .................................................................................. VI-1


6.2 Keselamatan kerja .......................................................................... VI-8 6.3 Keselamatan kerja pada pabrik pembuatan Etilen Glikol ................VI-10 BAB VII UTILITAS ...................................................................................... VII-1 7.1 Kebutuhan Uap (Steam) .............................................................. VII-1 7.2 Kebutuhan Air ............................................................................ VII-2 7.3 Kebutuhan Bahan kimia .............................................................. VII-12 7.4 Kebutuhan Listrik ....................................................................... VII-13 7.5 Kebutuhan Bahan bakar .............................................................. VII-13 7.6 Unit pengolahan limbah .............................................................. VII-15 7.7 Spesifikasi peralatan utilitas ........................................................ VII-34 7.8 Spesifikasi peralatan pengolahan limbah ..................................... VII-45 BAB VIII LOKASI DAN TATA LETAK PABRIK ...................................... VIII-1 8.1 Lokasi pabrik .............................................................................. VIII-4 8.2 Tata letak pabrik ......................................................................... VIII-7 8.3 Perincian luas tanah .................................................................... VIII-9 BAB IX ORGANISASI DAN MANAJEMEN PERUSAHAAN .................... IX-1 9.1 Organisasi Perusahaan ............................................................... IX-1 9.2 Manajemen Perusahaan .............................................................. IX-3 9.3 Bentuk hukum badan usaha ........................................................ IX-5 9.4 Uraian tugas, wewenang, dan tanggung jawab ............................ IX-6 9.5 Sistem kerja ................................................................................ IX-8 9.6 Jumlah karyawan dan tingkat pendidikan .................................... IX-10 9.7 Sistem penggajian ....................................................................... IX-12 9.8 Fasilitas tenaga kerja................................................................... IX-15 BAB X ANALISA EKONOMI ....................................................................... X-1 10.1 Modal investasi......................................................................... X-1 10.2 Biaya Produksi total (BPT)/ Total Cost (TC) ............................ X-4 10.3 Total penjualan (Total sales) ..................................................... X-5 10.4 Bonus perusahaan ..................................................................... X-5 10.5 Perkiraan rugi/laba usaha .......................................................... X-5 10.6 Analisa aspek ekonomi ............................................................. X-5 BAB XI KESIMPULAN ................................................................................ XI-1


DAFTAR PUSTAKA ..................................................................................... xii LAMPIRAN A PERHITUNGAN NERACA MASSA ................................... LA-1 LAMPIRAN B PERHITUNGAN NERACA ENERGI................................... LB-1 LAMPIRAN C PERHITUNGAN SPESIFIKASI PERALATAN ................... LC-1 LAMPIRAN D PERHITUNGAN SPESIFIKASI PERALATAN UTILITAS . LD-1 LAMPIRAN E PERHITUNGAN ASPEK EKONOMI .................................. LE-1


DAFTAR TABEL Tabel 1.1 Impor etilen glikol Indonesia .............................................................. I-2 Tabel 2.1 Beberapa kegunaan etilen glikol ......................................................... II-6 Tabel 3.1 Neraca Massa Reaktor I (Reaktor Karbonasi) ...................................... III-1 Tabel 3.2 Neraca Massa Separator I. ................................................................... III-1 Tabel 3.3 Neraca Massa Reaktor II (Reaktor Hidrolisis). ..................................... III-2 Tabel 3.4 Neraca Massa Heater. ......................................................................... III-2 Tabel 3.5 Neraca Massa Separator II. .................................................................. III-3 Tabel 3.6 Evaporator.. ......................................................................................... III-3 Tabel 3.7 Neraca Massa Kolom Distilasi.. ........................................................... III-3 Tabel 3.8 Neraca Massa Kondensor.. .................................................................. III-4 Tabel 3.9 Neraca Massa Reboiler.. ...................................................................... III-4 Tabel 3.10 Neraca Massa Flash Drum................................................................. III-4 Tabel 4.1 Neraca Panas Heater 1 (E-101).......................................................... IV-1 Tabel 4.2 Neraca Panas Heater 2 (E-102).......................................................... IV-1 Tabel 4.3 Neraca Panas Heater 3 (E-103).......................................................... IV-1 Tabel 4.4 Neraca Panas Reaktor I (R-101) ........................................................ IV-2 Tabel 4.5 Neraca Panas Heater 5 (E-104).......................................................... IV-2 Tabel 4.6 Neraca Panas Reaktor II (R-102) ........................................................ IV-2 Tabel 4.7 Neraca Panas Cooler 1 (E-105)........................................................... IV-3 Tabel 4.8 Neraca Panas Evaporator (FG-101) ................................................... IV-3 Tabel 4.9 Neraca Panas Heater 5 (E-106)........................................................... IV-3 Tabel 4.10 Neraca Panas Kondensor (E-107) ..................................................... IV-3 Tabel 4.11 Neraca Panas Cooler 2 (E-108)......................................................... IV-4 Tabel 4.12 Neraca Panas Reboiler (E-109) ......................................................... IV-4 Tabel 4.13 Neraca Panas Kondensor Subcooler (E-110) ..................................... IV-4 Tabel 4.14 Neraca Panas Cooler 3 (E-111)......................................................... IV-4 Tabel 4.15 Neraca Panas Cooler 4 (E-112)......................................................... IV-5 Tabel 6.1 Daftar penggunaan instrumentasi pada Pra-rancangan Pabrik Pembuatan Etilen Glikol dari Etilen Oksida dengan Proses Karbonasi ................. VI-5 Tabel 7.1 Kebutuhan Uap Sebagai Media Pemanas ......................................... VII-1


Tabel 7.2 Kebutuhan Air Pendingin Pada Alat ................................................ VII-2 Tabel 7.3 Kebutuhan Air Proses Pabrik ........................................................... VII-3 Tabel 7.4 Pemakaian Air Untuk Berbagai Kebutuhan...................................... VII-4 Tabel 7.5 Kualitas Air Sungai Rokan, Riau ..................................................... VII-5 Tabel 8.1 Pembagian Penggunaan areal tanah ................................................. VIII-9 Tabel 9.1 Jadwal Kerja Karyawan Shift ........................................................... IX-9 Tabel 9.2 Jumlah Karyawan dan Kualifikasinya .............................................. IX -10 Tabel 9.3 Perincian Gaji Karyawan ................................................................. IX -12 Tabel 9.4 Perincian Uang Lembur Karyawan ................................................ VII-13 Tabel LA.1 Neraca massa destilasi .................................................................. LA-5 Tabel LA.2 Konstanta persamaan tekanan uap antoine .................................... LA-5 Tabel LA.3 Titik didih umpan masuk destilasi ............................................... LA-6 Tabel LA.4 Dew point destilat. ....................................................................... LA-6 Tabel LA.5 Boiling point produk bawah ......................................................... LA-6 Tabel LA.6 Omega point destilasi ................................................................... LA-7 Tabel LA.7 Neraca massa kondensor .............................................................. LA-8 Tabel LA.8 Neraca massa reboiler .................................................................. LA-10 Tabel LA.9 Konstanta persamaan tekanan uap antoine .................................... LA-11 Tabel LA.10 Tekanan uap jenuh komponen pada T = 250oC = 525,15 K......... LA-11 Tabel LA.11 Data Trial Temperatur dan Komposisi Flash Drum II ................. LA-12 Tabel LA.12 Nilai V flash drum ...................................................................... LA-13 Tabel LA.13 Neraca massa Flash Drum ........................................................ LA-14 Tabel LA.14 Neraca massa Evaporator ........................................................... LA-16 Tabel LA.15 Konstanta persamaan tekanan uap antoine .................................. LA-17 Tabel LA.16 Tekanan uap jenuh komponen pada T = 100oC =373,15 K ......... LA-18 Tabel LA.17 Nilai V separator I ...................................................................... LA-19 Tabel LA.18 Neraca massa separator II ........................................................... LA-21 Tabel LA.19 Neraca Massa Heater .................................................................. LA-22 Tabel LA.20 Neraca Massa Ekspander ............................................................ LA-23 Tabel LA.21 Neraca Massa Reaktor Hidrolisis ................................................ LA-26 Tabel LA.22 Konstanta persamaan tekanan uap antoine ln P = A – (B/(T+C)) LA-27 Tabel LA.23 Tekanan uap jenuh komponen pada T = 100oC = 373,15 K......... LA-27


Tabel LA.24 Nilai V separator I ...................................................................... LA-28 Tabel LA.25 Neraca massa separator 1 ........................................................... LA-30 Tabel LA.27 Neraca Massa Reaktor Karbonasi ............................................... LA-32 Tabel LB.1 Kapasitas Panas Gas ..................................................................... LB-1 Tabel LB.2 Kapasitas Panas Liquid ................................................................. LB-1 Tabel LB.3 Panas Laten [J/mol] ...................................................................... LB-1 Tabel LB.4 Panas Reaksi Pembentukan [kkal/mol] ......................................... LB-2 Tabel LB.5 Data Tekanan Uap Antoine ........................................................... LB-2 Tabel LB.6 Data Air Pemanas dan Air Pendingin yang Digunakan ................. LB-2 Tabel LB.7 Panas Masuk Heater 1 (E-101) ..................................................... LB-3 Tabel LB.8 Panas Keluar Heater 1 (E-101) ..................................................... LB-3 Tabel LB.9 Panas Masuk Heater 2 (E-102) ..................................................... LB-4 Tabel LB.10 Panas Keluar Heater 2 (E-102) ................................................... LB-4 Tabel LB.11 Panas Masuk Heater 3 (E-103) ................................................... LB-5 Tabel LB.12 Panas Keluar Heater 3 (E-103) ................................................... LB-5 Tabel LB.13 Panas Keluar Reaktor 1 (R-101) ................................................. LB-7 Tabel LB.14 Panas Masuk Heater 4 (E-104) ................................................... LB-8 Tabel LB.15 Panas Keluar Heater 4 (E-104) ................................................... LB-8 Tabel LB.16 Panas Keluar Reaktor 2 (R-102) ................................................. LB-10 Tabel LB.17 Panas Masuk Cooler 1 (E-105) ................................................... LB-11 Tabel LB.18 Panas Keluar Cooler 1 (E-105) ................................................... LB-11 Tabel LB.19 Panas Masuk evaporator ............................................................. LB-12 Tabel LB.20 Panas Keluar evaporator gas ....................................................... LB-13 Tabel LB.21 Panas Keluar evaporator liquid ................................................... LB-13 Tabel LB.22 Panas Masuk Heater 5 (E-106) ................................................... LB-14 Tabel LB.23 Panas Keluar Heater 5 (E-106) ................................................... LB-14 Tabel LB.24 Titik Didih Umpan Pada Bagian Atas Kolom Distilasi ................ LB-15 Tabel LB.25 Dew Point Kondensor ................................................................. LB-16 Tabel LB.26 Panas Masuk Kondensor............................................................. LB-16 Tabel LB.27 Panas Keluar Kondensor............................................................. LB-16 Tabel LB.28 Panas Masuk Cooler 2 ................................................................ LB-17 Tabel LB.29 Panas Keluar Cooler 2 ................................................................ LB-18


Tabel LB.30 Bubble Point Reboiler (E-302).................................................... LB-19 Tabel LB.31 Panas Masuk Reboiler (E-109) ................................................... LB-19 Tabel LB.32 Panas Keluar Vb (alur 30) Reboiler ............................................ LB-19 Tabel LB.33 Panas Keluar B (alur 31) Reboiler .............................................. LB-20 Tabel LB.34 Panas Masuk Kondensor Subcooler ......................................... LB-21 Tabel LB.35 Panas Keluar Kondensor Subcooler ......................................... LB-21 Tabel LB.36 Panas Masuk Cooler 3 .............................................................. LB-22 Tabel LB.37 Panas Keluar Cooler 3 .............................................................. LB-22 Tabel LB.38 Panas Masuk Cooler 4 ................................................................ LB-23 Tabel LB.39 Panas Keluar Cooler 4 .............................................................. LB-23 Tabel LB.40 Panas Masuk Gas Buang Sementara (TT-103) ............................ LB-24 Tabel LB.41 Panas Keluar Gas Buang Sementara (TT-103) ............................ LB-24


DAFTAR GAMBAR

Gambar 2.1 Struktur Molekul Etilen Glikol..................................................... II-6 Gambar 2.2 Proses Sederhana Pembuatan Etilen Glikol .................................. II-8 Gambar 2.3 Flowdiagram Pembuatan Etilen Glikol Dengan Proses Karbonasi II-9 Gambar 6.1 Alat-alat Pengendali Pada Pabrik Etilen Glikol ............................ VI-8 Gambar 7.1 Skema Sistem Pengolahan Limbah .............................................. VII-16 Gambar 8.1 Tata Letak Pabrik Etilen Glikol.................................................. VIII-10 Gambar 9.1 Bagan Struktur Organisasi Pada Pabrik Etilen Glikol ................... IX-16


BAB I PENDAHULUAN

1.1 Pendahuluan Perkembangan industri di Indonesia khususnya industri kimia terus mengalami peningkatan. Meskipun sempat dilanda krisis ekonomi sampai saat ini, namun dengan usaha-usaha tertentu yang dilakukan pemerintah, sektor ini mulai bangkit lagi. Dengan bangkitnya sektor ini, maka peningkatan unsur-unsur penunjang industri juga makin meningkat, termasuk bahan-bahan pembantu dan penunjang. Kebutuhan berbagai bahan baku dan bahan penunjang di Indonesia masih banyak didatangkan dari luar negeri. Jika bahan baku dan bahan penunjang ini bisa dihasilkan di dalam negeri, hal ini tentunya akan menghemat pengeluaran devisa, meningkatkan ekspor dan mengembangkan penguasaan teknologi. Etilen glikol adalah salah satu bahan kimia yang jumlahnya belum mencukupi kebutuhan industri di Indonesia. Etilen glikol itu sendiri sebagian besar digunakan sebagai bahan baku industri poliester. Poliester yang merupakan senyawa polimer jenis thermoplastik ini digunakan sebagai bahan baku industri tekstil dan plastik. Disamping dapat dibuat serat yang kemudian dipintal menjadi benang, juga bisa dibuat langsung menjadi benang filament untuk produk tekstil. Selain itu, poliester ini dapat juga dibentuk (dicetak) sebagai bahan molding seperti pada pembuatan botol plastik. Kegunaan lain dari etilen glikol ini adalah sebagai bahan baku tambahan pada pembuatan cat, cairan rem, solven, alkyl resin, tinta cetak, tinta ballpoint, foam stabilizer, kosmetik, dan bahan anti beku ( Anonim, 2008 ). Etilen glikol digunakan hampir diseluruh bagian dunia, termasuk Indonesia. Namun kebutuhan Indonesia akan etilen glikol hanya terpenuhi sekitar 50% oleh PT. Gajah Tunggal Petrochem Tbk yang memproduksi 216.000 ton etilen glikol per tahunnya( www.petrochem.com, 2008) . Permintaan pasar Indonesia terhadap etilen glikol adalah sebesar 500.000 ton per tahun, artinya Indonesia masih kekurangan pasokan etilen glikol sebesar 284.000 ton per tahunnya. Kekurangan ini ditanggulangi dengan mengimpor etilen glikol untuk industri Indonesia. Berdasarkan data Badan Pusat Statistik, pada tahun 2007, Indonesia mengimpor etilen glikol dari


18 negara. Kuwait mengekspor etilen glikol terbesar bagi Indonesia yaitu sebanyak 9.458.963 kg seharga USD 13.500.045. Sedangkan Saudi Arabia mengekspor 9.327.046 kg kepada Indonesia ( Badan Pusat Statistik, 2007).

Tabel 1.1 Impor Etilen Glikol Indonesia Tahun Import

Jumlah ( ton )

Nominal ( US$ 000 )

1999

378.794

165.743

2000

416.718

244.977

2001

430.721

216.294

2002

384.283

173.107

2003

283.920

178.407

2004

257.337

240.284

2005

261.496

255.740

2006

286.468

257.094

2007

247.639

255.551

( Badan Pusat Statistik, 2007)

Proses yang biasa digunakan untuk memproduksi etilen glikol adalah proses hidrolisis etilen oksida dan reaksi formaldehid. Namun, kedua proses tersebut sangat tidak effisien karena membutuhkan steam yang besar, air yang banyak, menggunakan bahan baku lain dan biaya peralatan yang cukup mahal. Oleh karena itu dikembangkan pembuatan etilen glikol dengan mereaksikan etilen oksida dengan karbondioksida

menghasilkan

etilen

karbonat

yang

kemudian

dihidrolisis

menghasilkan etilen karbonat. Proses ini disebut proses karbonasi. Keuntungan dari proses ini yaitu, prosesnya lebih sederhana, low energy, menghemat biaya produksi dan konversi etilen oksida menjadi etilen glikol yang hampir sempurna yaitu 99%( Kawabe, 1998 ).

1.2 Perumusan Masalah Kebutuhan etilen glikol di Indonesia belum dapat terpenuhi, sehingga untuk menanggulangi kebutuhan etilen glikol di dalam negeri serta untuk meningkatkan nilai ekonomis dari etilen glikol dengan biaya yang cukup rendah, dibandingkan


dengan proses lain maka dirasa perlu untuk mendirikan suatu pabrik pembuatan etilen glikol dari etilen oksida yang direaksikan dengan karbondioksida menghasilkan etilen karbonat yang kemudian dihidrolisis menghasilkan etilen glikol.

1.3 Tujuan Tujuan dari pra rancangan pabrik pembuatan etile glikol dari etilen oksida dengan proses karbonasi adalah untuk mengaplikasikan ilmu Teknik Kimia, khususnya di bidang perancangan, analisis proses, dan operasi teknik kimia, sehingga akan memberikan gambaran kelayakan prarancangan pabrik pembuatan etilen glikol.

1.4 Manfaat Manfaat yang dapat diperoleh dari pra rancangan ini adalah tersedianya informasi mengenai pabrik etilen glikol dari etilen dengan etilen oksida sebagai intermediet sehingga dapat menjadi referensi untuk pendirian suatu pabrik etilen glikol.


BAB II TINJAUAN PUSTAKA

2.1 Etilen Oksida Pada tahun 1859, seorang ilmuwan Perancis, Charles-Adolphe Wurtz, menemukan etilen oksida dengan mereaksikan 2-kloroetanol dengan senyawa basa. Penemuan tersebut merupakan keberhasilan penting pada masa Perang Dunia I karena penemuan tersebut menjadi pelopor dari senyawa kimia etilen glikol dan senjata kimia gas beracun (mustard gas). Pada tahun 1931, seorang ilmuwan Perancis lainnya menemukan cara menghasilkan etilen oksida secara langsung dengan mereaksikan etilen dan oksigen menggunakan katalis perak. Metoda ini kemudian digunakan untuk memproduksi etilen oksida dalam skala industri (Emulsifiers, 2007). Etilen oksida merupakan zat kimia komoditas utama yang diproduksi di seluruh dunia. Etilen oksida diproduksi dengan proses oksidasi katalitik etilen dengan katalis perak. Banyak metoda lain yang telah diajukan untuk memproduksi etilen oksida namun tidak ada metoda lain yang diterapkan dalam skala industri selain metoda ini (Emulsifiers, 2007). Reaksi samping mengoksidasi etilen dan etilen oksida menjadi karbon dioksida dan uap air. Reaksi yang berlangsung yaitu: C2H4 etilen C2H4 etilen

+ ½ O2 oksigen

→ C2H4O etilen oksida

+ 3 O2 → 2 CO2 oksigen

(1)

+

2 H2 O

(2)

karbon dioksida uap air

Etilen oksida menimbulkan efek beracun bila dihirup. Gejala-gejala yang timbul akibat menghirup terlalu banyak gas etilen oksida antara lain pusing, kejangkejang (mendadak), dan koma. Gas ini juga mengiritasi kulit dan menghirup uap etilen oksida dapat menyebabkan paru-paru terisi dengan cairan selama beberapa jam.


A. Kegunaan Etilen Oksida Etilen oksida digunakan dalam produksi (Anonim, 2006): 1. Etilen glikol (sebagai zat anti beku, serat poliester, botol dan kontainer polietilen tereftalat (PET), dehidrasi gas, fluida penukar panas, pelarut, dan poliester) 2. Polietilen glikol (digunakan dalam industri kosmetik, pembuatan obat – obatan, pelumas, pelarut cat, dan plasticizer) 3. Etilen oksida glikol eter (digunakan sebagai fluida rem, deterjen, pelarut cat dan pernis) 4. Etanolamin (digunakan dalam industri sabun, deterjen, pemurnian gas alam, dan finishing tekstil) 5. Produk etoksilat dari fatty alkohol (digunakan dalam pembuatan deterjen, surfaktan, emulsifier, dan dispersant)

B. Sifat Fisik Etilen Oksida Sifat-sifat etilen oksida (EPA, 1986) antara lain : 1. Berat molekul

: 44,053 gr/mol

2. Bentuk fisik

: gas pada temperatur ruangan

3. Titik didih

: 10,5oC

4. Titik leleh

: -112,44oC

5. Densitas

: 0,8711 gr/cm3

6. Tekanan uap

: 1305 torr (25oC)

7. Viskositas

: 0,31 cp (4oC)

8. Kalor jenis

: 0,44 kal/g oC (20oC)

9. Kalor uap

: 136,1 kal/g (1 atm)

10. Flash point

: < -18oC (tag open cup)

11. Suhu nyala

: 429oC (udara, 1 atm)

12. Panas pembakaran

: 1306,4 kJ/mol (25oC)

13. Tekanan kritik

: 7,19 MPa

14. Suhu kritik

: 195,8oC

15. Kalor fusi

: 5,17 kJ/mol

16. Panas larutan

: 6,3 kJ/mol (dalam air murni 25 oC)

17. Kelarutan

: larut dalam air, aseton, CCl4, eter, metanol


18. Kereaktifan

: mudah meledak jika dipanaskan, meledak dengan logam alkali dalam basa

2.2 Karbondioksida Karbondioksida merupakan salah satu gas pertama yang dnyatakan terdapat dalam udara. Pada abad ke17, Jan Baptist Van Helmont mengetahuinya ketika ia membakar batu bara dalam sebuah tabung tertutup, massa abu yang dihasilkan lebih sedikit daripada batu bara yang digunakan. Interpretasinya bahwa batu bara itu sudah berubah menjadi suatu bahan yang tidak terlihat yang ia defenisikan sebagai gas atau roh ( Anonim, 2007) Karbondioksida adalah salah satu gas diatmosfir, terdistribusi seragam pada permukaan bumi dengan konsentrasi sekitar 0.033 % atau 330 ppm. Secara komersil, CO2 digunakan sebagai refrigeran, minuman bersoda, dan alat pemadam api. Karena konsentrasinya yang rendah diudara, secara praktek sulit untuk mengekstrak gas ini dari udara. Kebanyakan karbondioksida diperoleh dari hasil samping dari proses lain,seperti produksi etanol dengan fermentasi dan pembuatan ammoniak ( Shakhashiri, 2008 ).

A. Sifat-sifat Karbondioksida (Anonim, 2007) : 1. Rumus molekul

: CO2

2. Berat molekul

: 44,0095 gr/mol

3. Sifat fisik

: gas tak berwarna (pada temperatur ruangan)

4. Massa jenis

: 1600 kg/m3

5. Titik lebur

: -57°C

6. Titik didih

: -78°C

7. Kelarutan dalam air

: 1,45 kg/m³

8. Kalor laten sublimasi

: 25,13 kJ/mol

9. Viskositas

: 0,07 cP pada −78°C

10. Tekanan kritis

: 7821 kPa

11. Suhu kritis

: 31,1°C


2.3 Etilen karbonat Etilen karbonat adalah salah satu ester dari etilen glikol dan asam carbonik. Pada temperatur ruang ( 250 C ) etilen karbonat berbentuk kristal transparan seperti padatan. Pada suhu 34-370 C berbentuk cairan yang tidak berwarna dan tak berbau. A. Sifat-sifat etilen karbonat ( Anonimb,2009 ) : 1. Berat molekul

: 88,06 gr/mol

2. Bentuk fisik

: padatan berwarna kekuningan (pada suhu 25oC) dan cairan tak berwarna (pada 34-37o C)

3. Titik leleh

: 34-37o C

4. Titik didih

: 260,7 o C

5. Titik beku

: 360 C

6. Densitas

: 1.3210 g/cm3

7. Flash point

: 150 o C

8. Viskositas ( 400 C )

: 1,5 cp

9. Spesifik gravity

: 1,3

2.4 Air Air mempunyai rumus kimia H2O, yang berarti satu molekul air terdiri dari dua atom hydrogen dan satu atom oksigen. Sering digunakan sebagai pelarut. Air merupakan senyawa kimia yang paling aman dan paling dibutuhkan seluruh makhluk hidup karena tanpa air, makhluk hidup tidak akan dapat bertahan hidup. Ilmu yang mempelajari tentang kandungan, sifat-sifat, proses penyebaran, dan kebiasaan alami air dikenal dengan hidrologi. Hidrologi merupakan induk ilmu untuk percabangan teknik sipil, dan hidrologi mempelajari masalah persediaan air dan penyaluran kotoran, sistem pengaliran air dan irigasi, peraturan navigasi dan sungai, dan pengendalian banjir dan tenaga air ( Anonima, 2007 ).

A. Sifat-sifat Air (Perry,1997) : 1. Berat molekul

: 18,016 gr/gmol

2. Titik lebur

: 0 C (1 atm)

3. Titik didih

: 100 C (1 atm)


4. Densitas

: 1 gr/ml (4 C)

5. Spesifik graviti

: 1,00 (4 C)

6. Indeks bias

: 1,333 (20 C)

7. Viskositas

: 0,8949 cP

8. Kapasitas panas

: 1 kal/gr

9. Panas pembentukan

: 80 kal/gr

10. Panas penguapan

: 540 kal/gr

11. Temperatur kritis

: 374 C

12. Tekanan kritis

: 217 atm

2.5 Ethylene Glycol Etilen glikol pertama kali ditemukan oleh Charles Adolphe Wurtz pada tahun 1859 dengan hidrolisis etilen glikol diasetat via saponifikasi dengan KOH dan pada tahun 1860 melalui hidrolisis etilen oksida. Senyawa ini belum di komersialkan hingga perang dunia pertama, dimana etilen glikol disintesis dari etilen diklorida dan digunakan sebagai substituent gliserol pada industri peledakan di jerman. Di Amerika, produksi semi komersial etilen glikol via etilen klorohidrin dimulai pada tahun 1917. Pabrik etilen glikol pertama berdiri pada 1925 di West Virginia ( Anonimc, 2009). Monoetilen glikol yang sering disebut etilen glikol adalah cairan jenuh, tidak berwarna, tidak berbau, berasa manis dan larut sempurna dalam air. Grup hidroksil pada glikol memberikan kemungkinan turunan senyawa yang lebih luas. Gugus hidroksil ini bisa diubah menjadi aldehid, alkil halide, amina, azida, asam karboksil, eter, merkaptan, ester nitrat, nitril, ester nitrit, ester organic, ester posphat, dan ester sulfat. Senyawa-senyawa ini membuat etilen glikol bisa menjadi senyawa intermediet dalam banyak reaksi. Terutama dal;am formasi resin, termasuk kondensasi dengan dimetil terephtalat atau asam terephtalat yang menghasilkan resin polyester ( MEG Global Group, 2008 ). Rumus molekul etilen glikol adalah HOCH2CH2OH dan struktur molekulnya seperti yang ditampilkan pada gambar 2.1


Gambar 2.1 Struktur Molekul Etilen Glikol ( Anonimc, 2009 )

Tabel 2.1 Beberapa kegunaan etilen glikol ( MEG Global Group, 2008 ) : Sifat/ Karakteristik

Aplikasi / Kegunaan

Senyawa intermediet dari resin

- Resin polyester ( Fibers, Containers dan films ) - Resin ester sebagai plasticizers ( adhesive, pernis, dan pelapis ) - Alkyd-type resins ( karet sintetis, adhesive, pelapis permukaan )

Solven coupler ( pasangan pelarut )

- Sebagai penstabil pada formasi gel

Penurunan titik pembekuan

- Fluida penghilang es ( deicing fluids )

( Freezing Point Depression )

pada

pesawat

terbang,

dan

landasannya. - Sebagai fluida penghantar panas ( heat transfer fluids ) pada kompresor gas, pemanas, pendingin udara, proses pendingin - Antibeku

pada

kendaraan

dan

pendingin. - Formulasi

berdasarkan air

seperti

adesif, cat latex dan emulsi aspal )

Pelarut

- Garam

konduktif

medium

pada

kapasitor elektrolitik Humectant

- Serat tekstil, kertas, kulit, adhesive dan lem


Secara komersial, etilen glikol di Indonesia digunakan sebagai bahan baku industri polyester ( tekstil ) sebesar 97,34%. Sedangkan sisanya sebesar 2,66% digunakan sebagai bahan baku tambahan pada pembuatan cat, cairan rem, solven, alkil resin, tinta cetak, tinta ballpoint, foam stabilizer, kosmetik, dan bahan anti beku. Ada

beberapa

proses

pembuatan

etilen

glikol,

yaitu

(Mc

Ketta

dan

Cunningham,1984) : 2.5.1. Proses Du Pont Fomaldehid Dalam proses ini formaldehid direaksikan dengan karbon monoksida dan air untuk

membentuk

asam

glikolat

untuk

selanjutnya

diesterifikasi

dengan

menggunakan metanol, etanol atau propanol dan produk alkil glikolat dihidrogenasi dalam fase uap menggunakan katalis kromat menghasilkan monoetilen glikol dan alkohol (Mc Ketta dan Cunningham,1984). H*

CO + CH2O + H2O HOOCCH2OH + CH3OH CH3OOCCH2OH +

H2

HOOCCH2OH CH3OOCCH2OH + H2O

Cr2O3

HOCH2CH2OH + CH3OH

2.5.2. Proses Hidrolisis Etilen Oksida 1. Proses Katalitik Merupakan proses pembuatan monoetilen glikol dengan mereaksikan air dan etilen oksida dalam reaktor adiabatik katalitik. Etilen oksida murni atau campuran air dengan etilen oksida (keduanya dalam fasa cair), digabungkan dengan air recycle dengan perbandingan mol air dengan etilen oksida 5 : 1, dikondisikan hingga mencapai kondisi yang disyaratkan dalam reaktor katalitik. Pada proses katalitik ini digunakan katalis untuk memperbesar selektivitas terhadap monoetilen glikol sekaligus mengurangi jumlah ekses air yang ditambahkan sehingga akan mengurangi kebutuhan energi dalam proses pemisahan antara monoetilen glikol dengan air yang tidak bereaksi (Mc Ketta dan Cunningham,1984). 2. Proses non Katalitik Merupakan proses hidrolisis etilen oksida dengan air yang akan membentuk monoetilen glikol dengan hasil samping berupa dietilen glikol dan trietilen glikol. Mula-mula etilen oksida murni atau campuran air dengan etilen oksida digabungkan


dengan air recycle dengan perbandingan mol air dengan etilen oksida = 20 : 1 ( air dalam jumlah yang sangat berlebih digunakan untuk mencapai selektivitas monoetilen glikol yang tinggi ), dipanaskan sampai kondisi reaksi pada reaktor tubular untuk diubah menjadi monoetilen glikol dengan hasil samping berupa dietilen glikol dan trietilen glikol (Mc Ketta dan Cunningham,1984). Air berlebih pada proses ini dihilangkan dengan menggunakan evaporator dan etilen glikol dimurnikan dengan distilasi vakum ( Kirk dan Othmer, 1990 ).

Gambar 2.2 Proses sederhana pembuatan etilen glikol ( Kirk dan Othmer, 1990 )

2.5.3 Proses Karbonasi Etilen glikol dapat diproduksi dengan mereaksikan etilen oksida dengan karbondioksida membentuk etilen karbonat yang selanjutnya dihidrolisis menjadi etilen glikol. Unit oksidasi etilen dengan proses langsung menghasilkan etilen oksida yang kemudian diabsorbsi oleh suatu larutan absorben sebelum memasuki unit karbonasi. Keluaran dari menara absorbsi direaksikan dengan karbondioksida kemudian dikonversi menjadi etilen karbonat yang kemudian masuk ke unit hidrolisis untuk membentuk etilen glikol ( Kawabe dkk, 1998 ). Keuntungan yang paling signifikan pada proses ini yaitu konversi etilen oksida menjadi etilen glikol yang hampir sempurna dimana hanya sekitar 1% dihasilkan dietilen glikol dan senyawa glikol lain ( Kirk dan Othmer, 1990 ).


Ada 3 reaksi utama dalam pembuatan etilen glikol dari etilen dengan proses karbonasi, yaitu ( Kirk dan Othmer, 1990 ): C2H4 + O2

C2H4O

C2H4O + CO2

C3H4O3

C3H4O3 + H2O

CO2 + C2H6O

Gambar 2.3 flow diagram pembuatan etilen glikol dengan proses karbonasi ( Kawabe dkk, 1998 ) Diagram alir diatas mengilustrasikan proses, komponen yang terlibat, zat inert dan sistem pembersihan ( purging system ). Proses ini terbagi atas 3 tahap utama yaitu, absorbsi etilen oksida dengan menggunakan suatu larutan absorban yang terdiri atas etilen glikol, etilen karbonat yang di-recycle dan air. Tahap kedua yaitu, proses karbonasi etilen oksida dengan CO2. Tahap yang terakhir adalah hidrolisis etilen karbonat ( Kawabe dkk, 1998 ). A. Sifat fisik etilen glikol ( Anonimd, 2007 ) 1. Berat molekul

: 62.068 g/mol

2. Densitas

: 1.1132 g/cm³

3. Titik leleh

: −12.9 °C (260 K)

4. Titik didih

: 197.3 °C (470 K)

5. Titik beku

: -13o C

5. Flash Point

: 244 F ( Huntsmana, 2006 )

6. Spesifik grafiti ( 20o C )

: 1,115 ( Huntsmana, 2006 )


7. Viskositas ( 20o C )

: 20,9 Cp

8. Densitas ( 20o C)

: 9,28 lb/gal

. B. Dietilen glikol ( Huntsmanb ,2006 ) 1. Berat molekul

: 106 g/mol

2. Titik didih

: 244,8o C

3. Flash point

: 290o F

4. Titik beku

: -10,5o C

5. Spesifik grafiti (20o C)

: 1,1184

6. Viskositas (20o C)

: 35,7 Cp

7. Densitas (20o C)

:9,31 lb/gal

2.6 Perbandingan Dan Pemilihan Proses Dari ketiga proses yang dijelaskan diatas, proses yang paling efektif dan efisien adalah proses karbonasi. Pada proses du-pont, membutuhkan biaya yang cukup tinggi dalam hal penyediaan bahan, seperti formaldehid, air, karbon monoksida dan methanol, dan peralatan yang cukup banyak juga akan meningkatkan biaya produksi dengan proses ini. Sedangkan pada proses karbonasi hanya membutuhkan bahan yaitu etilen, oksigen dari udara, karbondioksida dan air. Juga tahapan proses yang tidak memerlukan banyak peralatan membuat proses ini lebih ekonomis dibanding proses du-pont ( Kirk dan Othmer, 1990). Untuk proses dengan hidrasi etilen oksida, agar absorbsi etilen oksida dengan air maksimal, maka digunakan air dalam jumlah yang besar. Setelah prosedur absorbsi dan separasi etilen oksida, air yang digunakan dalam jumlah besar tersebut harus dipanaskan, sehingga akan membutuhkan jumlah energi yang sangat besar (Kawabe dkk, 1998). Penggunaan air berlebih ini dilakukan untuk meminimalkan pembentukan senyawa glikol yang tinggi seperti dietilen glikol dan trietilen glikol (Bhise & Harold, 1985). Selain itu proses ini juga membutuhkan banyak tahap untuk menghasilkan etilen glikol (Kawabe dkk, 1998). Dengan menggunakan proses karbonasi, penggunaan air berlebih dapat dihindari karena proses ini menggunakan karbondioksida, dimana CO2 ini bisa mengurangi pembentukan senyawa glikol berat, sehingga hanya memerlukan air yang lebih sedikit. Proses ini juga mereduksi


beberapa peralatan mahal untuk pemurnian etilen glikol seperti stripper. Keuntungan yang lainnya yaitu kondisi operasinya lebih mudah dibandingkan dengan hidrasi etilen secara langsung (Bhise & Harold, 1985).

2.7

Deskripsi Proses Proses produksi etilen glikol (C2H6O2) dapat dibagi menjadi empat tahapan

proses yaitu proses persiapan bahan baku, proses karbonasi, proses hidrolisis, dan proses pemurnian etilen glikol. 2.7.1 Persiapan Bahan Baku Bahan baku yang digunakan dalam proses produksi etilen glikol adalah gas etilen oksida dan gas karbon dioksida. Etilen oksida (C2H4O) dari Tangki Etilen (TT-101) pada tekanan 1,01 bar dan temperatur 30 C di alirkan dengan blower JB101 ke Heater 1 (E-101) sebelum tekanannya dinaikkan menjadi 14,5 bar dengan Kompresor 1 (JC-101). Gas karbondioksida (CO2) dari Tangki karbondioksida tekanan 1,1 bar dan temperatur 30 C

(TT-102) pada

di alirkan dengan blower

JB-102 ke

Kompresor 1 (JC-101) untuk menaikkan tekanannya menjadi 14,5 bar lalu dialirkan menuju Heater 2 (E-102) untuk menaikkan temperatur menjadi 100 C . Kemudian gas etilen oksida akan dicampur dengan gas karbon dioksida di dengan perbandingan laju alir mol etilen oksida per karbondioksida = 0,87 (Becker, 1983) sebagai umpan di Reaktor Karbonasi (R-201).

2.7.2 Proses Karbonasi Pembuatan etilen glikol dihasilkan melalui proses karbonasi etilen oksida dengan katalis molybdenum dan dihasilkan senyawa intermediat yaitu etilen karbonat. Reaksi berlangsung secara eksotermik sehingga untuk menyerap kelebihan panas reaksi digunakan Reaktor Fixed Bed dengan Tube-In-Shell, di mana reaksi berlangsung di bagian tube dan air disirkulasi di antara tube sebagai pembawa panas. Reaksi yang berlangsung adalah: C2H4O Etilen oksida

+ CO2

C3H4O3

karbon dioksida

etilen karbonat


Proses karbonasi ini berlangsung pada tekanan 14,5 bar dengan suhu operasi 80 - 150 C. Jika temperatur operasi terlalu rendah maka laju reaksi menjadi rendah, reaksi akan berlangsung sangat lama, ukuran reaktor akan lebih besar sehingga tidak ekonomis. Disisi lain, jika proses dioperasikan pada temperatur tinggi maka banyak panas yang hilang dan memberikan efek buruk pada kualitas produk yang dihasilkan. Dari pertimbangan diatas maka suhu operasi yang digunakan adalah 100 C. Konversi reaksi etilen oksida menjadi etilen karbonat adalah 99% (Kawabe dkk, 1998). Produk dari reaktor karbonasi dialirkan dengan pompa (P-102) ke separator tekanan rendah (FG-101) melalui penurunan tekanan pada Ekspander 1 (JE-101) yaitu 2,5 bar. Produk atas yang keluar dari separator berupa karbon dioksida berlebih yang kemudian ditampung di tangki penampungan gas buang sementara (TT-103). Sedangkan pada produk bawah tekanannya dinaikkan menjadi 14,5 bar dengan kompresor 4 (JC-301) dan dipanaskan hingga suhu 1500C dengan heater 4 (E-104) sebagai umpan direaktor hidrolisis.

2.7.3 Proses Hidrolisis Air masuk pada suhu 300C kemudian tekanan dinaikkan menjadi 14,5 bar dengan kompresor 3 (JC-103) dan dipanaskan sampai suhu 1500C menggunakan heater 3 (E-103) kemudian dialirkan melalui pompa 1 (P-101) ke reaktor hidrolisis (R-102), bersamaan dengan produk bawah separator 1 (FG-101) yang mengandung etilen karbonat. Sama seperti reaksi karbonasi, reaksi hidrolisis berlangsung secara eksotermik sehingga diperlukan Reaktor Fixed Bed dengan Tube-In-Shell, di mana reaksi berlangsung di bagian tube dan air disirkulasi di antara tube sebagai pembawa panas. Reaksi yang berlangsung adalah: C3H4O3 + H2O Etilen karbonat

Air

2C3H4O3 + H2O Etilen karbonat

Air

CO2

+ C2H6O2

karbon dioksida

2 CO2

Etilen gikol

+ C4H10O3

karbon dioksida

(1)

(2)

dietilen gikol


Reaksi dalam reaktor hidrolisis berlangsung pada suhu 150 0C dan tekanan 14,5 bar (Kawabe dkk, 1998). Kondisi ini sesuai agar etilen glikol yang dihasilkan lebih banyak serta konversi reaksi mencapai 99%.(Becker, 1983). Produk yang dihasilkan pada reaktor ini adalah etilen glikol, dietilen glikol, dan sisa gas lain.

2.7.4 Pemurnian Produk Produk yang dihasilkan dari reaktor hidrolisis dialirkan dengan pompa 4 (P-104) menuju separator tekanan rendah II (FG-102) yang sebelumnya dilakukan penurunan tekanan dengan Ekspander 2 (JE-102) dan penurunan suhu menjadi 1000 C menggunakan Cooler 1 (E-105). Produk atas separator mengeluarkan gas buang yang kemudian ditampung di tangki penampungan gas sementara (TT-103) melalui blower 4(JB-104). sedangkan produk bawah dilanjutkan ketahap evaporasi yang sebelumnya dilakukan penurunan tekanan hingga 1 bar dengan Ekspander 2 (JE-102). Tahap selanjutnya yaitu penghilangan air menggunakan Evaporator dengan suhu 1200C. Produk atas pada evaporator akan mengeluarkan air, etilen oksida dan karbondioksida. Sedangkan produk bawah mengeluarkan etilen glikol, dietilen glikol dan sisa etilen karbonat. Hasil produk bawah evaporasi kemudian dialirkan dengan pompa 6 (P-106) menuju destilasi tetapi harus ditingkatkan suhu umpan menjadi 197 0C menggunakan heater 5 (E-106). Produk atas (destilat) keluar dalam bentuk cair yaitu etilen glikol suhu 1000C dan akan didinginkan dengan Cooler 2 (E-108) hingga suhu 300C yang kemudian dialirkan ke tangki produk (TT-104) dengan tingkat kemurnian 99%. Sedangkan produk bawah berupa Dietilen glikol dan Etilen karbonat keluar Reboiler (E-109) pada suhu 2500C dalam bentuk uap - cair kemudian dialirkan ke Flash drum (V-101) untuk memisahkan etilen karbonat dengan dietilen glikol. Produk atas Flash drum berupa dietilen glikol dan didinginkan dengan Condensor Subcooler (E-110) menjadi suhu 300C dan dialirkan dalam tangki Dietilen glikol (TT-105). Sedangkan produk bawah berupa etilen karbonat keluar pada suhu 250 0C yang didinginkan dengan Cooler 3 (E-111) sampai suhu 1000C dan dilanjutkan dengan Cooler 4 (E-112) sehingga suhunya menjadi 350C kemudian ditampung ditangki Etilen karbonat (TT-106).


BAB III NERACA MASSA Hasil perhitungan neraca massa pada proses pembuatan etilen glikol dengan kapasitas produksi 10101,0101 kg/jam diuraikan sebagai berikut: Basis perhitungan

: 1 jam operasi

Waktu bekerja / tahun : 330 hari Satuan operasi

3.1

: kg/jam

Reaktor I

Tabel 3.1 Neraca Massa Reaktor I (Reaktor Karbonasi) Komponen C3H6O3 CO2 C2H4O Total

3.2

Masuk (kg/jam)

Keluar (kg/jam)

Alur 2

Alur 4

Alur 7

-

-

14480,5136

73,5526

7756,3561

522,70405

7281,7140

-

37,6750596

7355,2667

7756,3561

15040,8927

15039,2211

15039,2211

Separator I

Tabel 3.2 Neraca Massa Separator I Komponen C3H4O3 CO2 C2H4O Total

Keluar (kg/jam)

Masuk (kg/jam)

Alur 9

Alur10

Alur 8

2.2160

14478.2975

14480,5136

244.8968

276.1357

521,0325

3.1993

34.4758

37,6751

250.3121

14788.9090

15039,2211

15039,2211

15039,2211


3.3

Reaktor II

Tabel 3.3 Neraca Massa Reaktor II (Reaktor Hidrolisis) Komponen

Masuk (kg/jam)

Keluar (kg/jam)

Alur 6

Alur 12

Alur 13

C2H6O2

-

-

10012,6361

C4H10O3

-

-

155,4511

3987,8005

-

1057,3335

C3H4O3

-

14478,2975

14,4212

CO2

-

276,1357

7503,1463

C2H4O

-

34,4758

34,4758

3987,800474

14788,909

18777,46402

H2O

Total

3.4

18777,46402

18777,46402

Heater

Tabel 3.4 Neraca Massa Heater Masuk (kg/jam)

Keluar (kg/jam)

Alur 14

Alur 15

C2H6O2

10012,6361

10012,6361

C4H10O3

155,4511

155,4511

H2O

1057,3335

1057,3335

C3H4O3

14,4212

14,4212

CO2

7503,1463

7503,1463

C2H4O

34,4758

34,4758

18777,4640

18777,4640

Komponen

Total


3.5

Separator II

Tabel 3.5 Neraca Massa Separator II Keluar (kg/jam) Komponen

Masuk (kg/jam)

Alur 16

Alur 17

Alur 15

C2H6O2

0

10012,6361

10012,6361

C4H10O3

0

155,4511

155,4511

102,1831

955,1504

1057,3335

0

14,4212

14,4212

7384,1255

119,0209

7503,1463

26,8189

7,6569

34,4758

7513,1275

11264,3365

18777,4640

H2O C3H4O3 CO2 C2H4O Total

3.6

18777,4640

18777,4640

Evaporator

Tabel 3.6 Neraca Massa Evaporator Komponen

Keluar (kg/jam)

Masuk (kg/jam)

Alur 19

Alur 20

Alur 18

C2H6O2

-

10012,6361

10012,6361

C4H10O3

-

155,4511

155,4511

955,1504

-

955,1504

0

14,4212

14,4212

119,0209

-

119,0209

7,6569

-

7,6569

1081,8281

10182,5084

11264,3365


11264,3365

11264,3365


3.7

Kolom Distilasi

Tabel 3.7 Neraca Massa Kolom Distilasi Komponen

Masuk (kg/jam)

Keluar (kg/jam)

Alur 21

Alur 27

Alur 31

10012,6361

10000

12,6361

C4H10O3

155,4511

101,0101

59,2110

C3H4O3

14,4212

0

9,0636

10182,50844

10101,0101

80,9107

C2H6O

Total

3.8

10182,50844

10182,50844

Kondensor

Tabel 3.8 Neraca Massa Kondensor Komponen

Masuk (kg/jam)

Keluar (kg/jam)

Alur 25

Alur 26

Alur 27

14467,4706

10000

4467,4706

C4H10O3

178,0764

101,0101

77,0663

C3H6O3

0

0

0

14645,5470

10101,0101

4544,5369

C2H6O

Total

14645,5470

14645,5470

3.9 Reboiler Tabel 3.9 Neraca Massa Reboiler Komponen

Keluar (kg/jam)

Masuk (kg/jam)

Alur 31

Alur Vb

Alur Lb

C2H6O

12,6361

1106,6468

1119,9763

C4H10O3

59,2110

4767,8372

4825,2654

C3H6O3

9,0636

793,7682

803,3291

80,9107

6668,2522

6748,5708

Total

6748,5708

6748,5708


3.10 Flash Drum Tabel 3.10 Neraca Massa Flash Drum Keluar (kg/jam)

Masuk (kg/jam)

Komponen

Alur 32

Alur 35

Alur 31

C2H6O

12,6361

0

12,636

C4H10O3

59,2110

0

59,211

9,0636

9,064

9,0636

80,9107

C3H6O3 71,8471 Total

80,9107

80,9107


BAB IV NERACA PANAS

Basis perhitungan

: 1 jam operasi

Satuan operasi

: kJ/jam

Temperatur basis

: 25oC

4.1

Heater 1 (E-101)

Tabel 4.1 Neraca Panas Heater 1 (E-101) Alur masuk (kJ/jam)

Alur keluar (kJ/jam)

Umpan

106404,9019

-

Produk

-

1233471,834

Steam

1127066,932

-

Total

1233471,834

1233471,834

4.2

Heater 2 (E-102)



Umpan

39424,1883

-

Produk

-

512179,8825

Steam

472755,6942

-

Total

512179,8825

512179,8825

4.3

Heater 3 (E-103)



Umpan

83013,9278

-

Produk

-

2109960,5745

Steam

2026946,6466

-

Total

2109960,5745

2109960,5745


4.4

Reaktor Karbonasi (R-101)

Tabel 4.4 Neraca Panas Reaktor I Alur masuk (kJ/jam)


Umpan

1740794,9212

-

Produk

-

2706096,2715

1876194,4076

-

-

910893,0573

3616989,3288

3616989,3288

ΔHr Air Pendingin Total

4.5

Heater 4 (E-104)



Umpan

2687598,9950

-

Produk

-

4608596,4435

Steam

1920997,4485

-

Total

4608596,4435

4608596,4435

4.6

Reaktor Hidrolisis (R-102)

Tabel 4.6 Neraca Panas Reaktor II Alur masuk (kJ/jam) Umpan

6718557,0179

Produk ΔHr

5371449,5173 19477163,6215

Air Pendingin Total


20824271,1222 26195720,6394

26195720,6394


4.7

Cooler 1 (E-105)

Tabel 4.7 Neraca Panas Cooler 1 Komponen

Masuk (kJ/jam)

Keluar (kJ/jam)

Umpan

5317838.0476

-

Produk

-

2963844.3052

Air Pendingin

-

2353993.7424

5317838.0476

5317838.0476

Total

4.8 Evaporator (FE-101) Tabel 4.8 Neraca Panas Evaporator Komponen

Masuk (kJ/jam)

Keluar (kJ/jam)

Umpan

2738177.6445

-

Produk

-

3138416.8488

Steam

400239.2044

-

Total

3138416.8488

3138416.8488

4.9 Heater 6 (E-106) Tabel 4.9 Neraca Panas Heater 6 (E-106) Alur masuk (kJ/jam)


Umpan

2961625.8189

-

Produk

-

5586531.1470

Steam

2624905.3281

-

Total

5586531.1470

5586531.1470


4.10 Kondensor (E-107) Tabel 4.10 Neraca Panas Kondensor Alur masuk (kJ/jam)


Umpan

5550241.0133

-

Produk

-

2301579.7190

Kondensor duty

-

3248661.2943

5550241.0133

5550241.0133

Total

4.11

Cooler 2 (E-108)

Tabel 4.12 Neraca Panas Cooler 2 Alur masuk (kJ/jam)


Umpan

2301579.7190

-

Produk

-

148628.4377

Kondensor duty

-

2152951.2813

2301579.7190

2301579.7190

Total

4.12

Reboiler (E-109)

Tabel 4.11 Neraca Panas Reboiler Alur masuk (kJ/jam)


Umpan

3004239.4794

-

Produk

-

2125075.5806

Reboiler duty

-879163.8989

-

Total

2125075.5806

2125075.5806

4.13

Kondensor Subcooler (E-110)

Tabel 4.13 Neraca Panas Kondensor Subcooler (E-110) Alur masuk (kJ/jam)


Umpan

23251.9484

-

Produk

-

833.5279

Kondensor duty

-

22418.4205

23251.9484

23251.9484

Total


4.14

Cooler 3 (E-111)

Tabel 4.14 Neraca Panas Cooler 3 (E-111) Alur masuk (kJ/jam)


Umpan

5497.9031

-

Produk

-

1668.2694

Kondensor duty

-

3829.6337

5497.9031

5497.9031

Total 4.15

Cooler 4 (E-112)

Tabel 4.15 Neraca Panas Cooler 4 (E-112) Alur masuk (kJ/jam)


Umpan

1668.2694

-

Produk

-

214.2663

Kondensor duty

-

1454.0031

1668.2694

1668.2694

Total


BAB V SPESIFIKASI PERALATAN

1. Tangki Penyimpanan Etilen Oksida (TT-101) Fungsi

: Untuk menyimpan Etilen Oksida untuk kebutuhan 7 hari

Bentuk

: Tangki silinder vertikal dengan alas datar dan tutup ellipsoidal

Bahan Konstruksi : Carbon steel, SA – 240 Grade A Jumlah

: 8 unit

Kapasitas

: 210,6523 m3

Kondisi Operasi : - Temperatur

: 30 0C

- Tekanan

: 1,01 bar

Kondisi fisik

:

- Silinder - Diameter

: 5,35 m

- Tinggi

: 8,02 m

- Tebal

: 1 ½ in

- Tutup - Diameter

: 5,35 m

- Tinggi

: 1,34 m

- Tebal

: 1 ½ in

2. Heater 1 (E-101) Fungsi

: Menaikkan temperatur etilen oksida sebelum menuju R-101

Jenis

: 1-2 shell and tube exchanger

Bahan konstruksi : Carbon Steel Jumlah

: 1 unit

Kapasitas

: 7281,71 kg/jam

Diameter tube

: 1 in

Jenis tube

: 18 BWG


Panjang tube

: 12 ft

Pitch (PT)

: 1¼ in triangular pitch

Jumlah tube

: 16

Diameter shell

: 8 in

Daya

: 15 hp

3. Tangki Penyimpanan Karbon Dioksida (TT-102) Fungsi

: Untuk menyimpan Karbon dioksida untuk kebutuhan 7 hari

Bentuk


Bahan Konstruksi : Carbon steel, SA – 240 Grade A Jumlah

: 5 unit

Kapasitas

: 162,8835 m3

Kondisi Operasi : - Temperatur

: 30 0C

- Tekanan

: 1,1 bar

Kondisi fisik

:


: 5, 2 m

- Tinggi

: 7,83 m

- Tebal

: 1 ½ in

- Tutup

4.

- Diameter

: 5,2 m

- Tinggi

: 1,31 m

- Tebal

: 1 ½ in

Ekspander 1 (JE-101) Fungsi

: Menurunkan tekanan gas dari tangki penyimpan CO2 sebelum dimasukkan ke Reaktor karbonasi ( R-101)

Jumlah

: 1 unit

Bahan konstruksi : carbon steel Tekanan masuk

: 68 bar


Tekanan keluar

: 14,5 bar

Kapasitas

: 4,8477 m3/jam

Daya

: 90 hp.


: Menaikkan temperatur karbon dioksida sebelum menuju reaktor I ( R-101).

Jenis



: 1 unit

Kapasitas

: 7756,356 kg/jam

Diameter tube

: 1 in

Jenis tube

: 18 BWG

Panjang tube

: 12 ft

Pitch (PT)

: 1¼ in triangular pitch

Jumlah tube

: 52

Diameter shell

: 12 in

6. Tangki Penyimpanan Air (TT-103) Fungsi

: Untuk menyimpan air

Bentuk

:Tangki silinder vertikal dengan alas datar dan tutup ellipsoidal

Bahan

: Carbon steel, SA – 240 Grade A

Jumlah

: 7 unit

Lama Penyimpanan

: 7 hari

Kapasitas

: 114,849 m3

Kondisi Operasi

:

-

Temperatur (T) = 30 0C

-

Tekanan ( P)

Kondisi fisik

= 1,01 bar :


: 4,4435 m


- Tinggi

: 6,6653 m

- Tebal

: 2 in

Tutup - Diameter

: 4,4435 m

- Tinggi

: 0,7405 m

- Tebal

: 2 in

7. Pompa Air (P-101) Fungsi

: Memompa Air dari tangki penyimpanan air menuju Heater 3 (E-103)

8.

Jenis

: Pompa sentrifugal

Jumlah

: 1 unit

Kapasitas

: 25,9141 gpm

Daya

: ½ hp

Heater 3 (E-103) Fungsi

: Menaikkan temperatur air sebelum menuju reaktor II ( R101).

Jenis



: 1 unit

Kapasitas

: 3987,80 kg/jam

Diameter tube

: 1 ¼ in

Jenis tube

: 8 BWG

Panjang tube

: 8 ft

Pitch (PT)

: 1 9/16 in square pitch

Jumlah tube

: 10

Diameter shell

: 10 in

9. Reaktor Karbonasi (R-101) Fungsi

: Tempat berlangsungnya reaksi karbonasi etilen oksida.


Jenis

: Plug Flow Reactor

Type Reaktor

: Fixed Bed Reactor

Bentuk

: silinder vertikal dengan alas dan tutup ellipsoidal

Bahan konstruksi

: carbon steel SA-240 Grade C

Kapasitas

: 24,57074991 m3

Jumlah

: 1 unit

Kondisi operasi

:

- Temperatur masuk

: 100°C

- Temperatur keluar

: 100°C

- Tekanan operasi

: 14,5 bar

Kondisi fisik : - Silinder - Diameter

: 4,03 m

- Panjang

: 12 m

- Tebal

: 2 in

- Tutup - Diameter

: 4,03 m

- Panjang

: 1,0075 m

- Tebal

: 2 in

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

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

Bentuk

: Silinder vertical dengan tutup ellipsoidal

Bahan konstruksi : Carbon steel SA-240 grade A Jenis sambungan : Double welded butt joints Jumlah

: 1 unit

Kondisi operasi

:

Temperatur

: 100°C

Tekanan

: 2,5 bar

Kondisi fisik : - Silinder


- Diameter

: 0,536 m

- Panjang

: 13,9824 ft

- Tebal

: 1,25 in

- Tutup - Diameter

: 0,536 m

- Panjang

: 0,6858 m

- Tebal

: 1,25 in

11. Blower 3 (JB-103) Fungsi

: Memompa

gas buang dari

Evaporator (FE-101) menuju

udara luar Jenis

: blower sentrifugal

Bahan konstruksi : carbon steel Kapasitas

: 69,3636 m3 /jam

Daya

: 1 hp

12. Pompa 2 (P-102) Fungsi

: Memompa

campuran dari Reaktor karbonasi (R-101)

menuju Separator I (FG-101). Jenis

: Pompa sentrifugal

Jumlah

: 1 unit

Kapasitas

: 104,6948 gpm

Daya

: 1 ¼ hp


: Menaikkan temperatur campuran dari separator I (FG-101) sebelum menuju R-102

Jenis



: 1 unit

Kapasitas

: 14788,909 kg/jam


Diameter tube

: 1 in

Jenis tube

: 18 BWG

Panjang tube

: 12 ft

Pitch (PT)

: 1¼

Jumlah tube

: 52

Diameter shell

: 12 in

in triangular pitch

14. Reaktor Hidrolisis (R-102) Fungsi

: Tempat berlangsungnya reaksi hidrolisis etilen karbonat.

Jenis

: Plug Flow Reactor

Type Reaktor

: Fixed Bed Reactor

Bentuk


Bahan konstruksi

: carbon steel SA-240 Grade C

Kapasitas

: 158,95 m3

Jumlah

: 1 unit

Kondisi operasi

:

- Temperatur masuk

: 150°C

- Temperatur keluar

: 150°C

- Tekanan operasi

: 14,5 bar

Kondisi fisik : -

Jumlah Tube

-

Silinder

: 26 buah

- Diameter

: 7,096 m

- Panjang

: 20 m

- Tebal

: 2 ¼ in

- Tutup - Diameter

: 7,096 m

- Panjang

: 1,774 m

- Tebal

: 2 ¼ in


15. Cooler 1 (E-106) Fungsi

: Mendinginkan campuran dari Reaktor Hidrolisis (R-102) menuju Separator II (FG-102).

Jenis



: 1 unit

Kapasitas

: 18777,46402 kg/jam

Diameter tube

: 1 ¼ in

Jenis tube

: 10 BWG

Panjang tube

: 8 ft

Pitch (PT)

: 1 916 in square pitch

Jumlah tube

: 112

Diameter shell

: 21 ¼ in

16. Separator Tekanan Rendah II (FG-102) Fungsi

: Memisahkan uap dan cairan dari reaktor II (R-102)

Bentuk

: Silinder vertikal dengan tutup ellipsoidal

Bahan konstruksi

: Carbon steel SA-240 grade A

Jenis sambungan

: Double welded butt joints

Jumlah

: 1 unit

Kondisi operasi

:

Temperatur

= 100°C

Tekanan

= 2,5 bar


: 2,16 m

- Panjang

: 14,7277 m

- Tebal

: 1,5 in

- Tutup - Diameter

: 2,16 m

- Panjang

: 0,54 m

- Tebal

: 1,5 in



: memompa campuran dari Separator II (FG-102) menuju

Jenis



: 2123,3193 m3 /jam

Daya

: 8 hp

18. Evaporator (FE-101) Fungsi

: Menghilangkan air dari

campuran bottom Separator II

(FG-102) sebelum dimasukkan ke kolom destilasi T-101 Bentuk

: Long-tube Vertical Evaporator

Tipe

: Single Effect Evaporator

Jenis


Bahan Konstruksi : carbon steel Jumlah

: 1 unit

Kapasitas

: 11264,3365 kg/jam

Diameter shell

: 10 in

Pitch (PT)

: 1 916 in triangular pitch

Diameter tube

: 1 ¼ in

Jenis tube

: 12 BWG

Jumlah tube

: 18

Panjang tube

: 12 ft


: Memompa

campuran dari


alur gas buang Jenis



: 1804,6601 m3 /jam

Daya

: 7 hp


20. Pompa 3 (P-103) Fungsi

: Memompa

campuran dari Evaporator (FE-101) menuju kolom

destilasi (T-101). Jenis

: Pompa sentrifugal

Jumlah

: 1 unit

Kapasitas : 1673,8839 gal/mnt Daya

: 1 hp


: Menaikkan temperatur campuran sebelum menuju kolom destilasi (T-101)

Jenis



: 1 unit

Kapasitas

: 10182,5084 kg/jam

Diameter tube

: 1 in

Jenis tube

: 18 BWG

Panjang tube

: 12 ft

Pitch (PT)

: 1¼

Jumlah tube

: 86

Diameter shell

: 13,25 in

in triangular pitch

22. Kolom Distilasi 1 (T-101) Fungsi

: memisahkan campuran etilen glikol dan dietilen glikol

Jenis

: sieve – tray

Bentuk


Bahan konstruksi: carbon steel SA-240 grade A Jumlah

: 1 unit

Kondisi operasi: - Temperatur

: 197°C

- Tekanan

: 1,01 atm


Tray spacing (t)

= 0,5 m

Hole diameter (do)

= 4,5 mm

Space between hole center (p’)= 12 mm Weir height (hw)

= 5 cm

Pitch

= triangular ¾ in

Column Diameter (T)

= 1,4822 m

Weir length (W)

= 1,0375 m

Downsput area (Ad)

= 0,1518 m2

Active area (Aa)

= 1,421 m2

Weir crest (h1)

= 0,0035m

Spesifikasi kolom destilasi Tinggi kolom

= 10,5 m

Tinggi tutup

= 0,3705 m

Tinggi total

= 11,2411 m

Tekanan operasi

= 1,09 atm = 101 kPa

Tebal silinder

=

1

2

in

23. Kondensor (E-107) Fungsi

: Mengubah fasa uap campuran etilen glikol menjadi fasa cair

Jenis


Bahan konstruksi

: Carbon Steel

Jumlah

: 1 unit

Kapasitas

: 10101,0101 kg/jam

Diameter tube

: 1 in

Jenis tube

: 10 BWG

Panjang tube

: 8 ft

Pitch (PT)

: 1 ¼ in triangular pitch

Jumlah tube

: 282

Diameter shell

: 25 in


24. Drum Penampung (D-101) Fungsi

: Menampung distilat dari kolom destilasi (T-101)

Bentuk

: Silinder horizontal dengan tutup ellipsoidal

Bahan konstruksi


Jenis sambungan


Jumlah

: 1 unit

Kapasitas

: 20,3386 m3


: 100°C

- Tekanan

: 1,01 bar

Kondisi Fisik : - Silinder - Diameter

: 4,8377 m

- Panjang

: 9,5811 m

- Tebal

: 1 38 in

- Tutup - Diameter

: 4,8377 m

- Panjang

: 1,2094 m

- Tebal

: 1 38 in

25. Pompa Refluks Destilat (P-104) Fungsi

: Memompa campuran refluk destilat dari drum penampung (D-101) ke Destilasi (T-101).

Jenis

: Pompa sentrifugal

Jumlah

: 1 unit

Kapasitas : 2958,237 gal/mnt Daya

: 1 hp


26. Pompa Destilat (P-105) Fungsi

: Memompa destilat dari Drum penampung (D-101) ke Cooler 2 (E-107)

Jenis

: Pompa sentrifugal

Jumlah

: 1 unit

Kapasitas : 21,293 gpm Daya

: 1/20 hp


: Mendinginkan campuran etilen glikol menjadi fasa cair

Jenis


Bahan konstruksi

: Carbon Steel

Jumlah

: 1 unit

Kapasitas

: 10101,0101 kg/jam

Diameter tube

: ¾ in

Jenis tube

: 10 BWG

Panjang tube

: 12 ft

Pitch (PT)

: 15/16 in triangular pitch

Jumlah tube

: 640

Diameter shell

: 39 in

28. Tangki Penyimpanan Etilen Glikol (TT-104) Fungsi : Untuk menyimpan larutan Etilen Glikol Bentuk : Tangki silinder vertikal dengan alas datar dan tutup ellipsoidal Bahan : Carbon steel, SA – 240 Grade A Jumlah : 10 unit Kondisi Operasi

:

- Temperatur (T)

: 30 0C

- Tekanan ( P)

: 1,1 bar

Kondisi fisik

:


: 5,1028 m


- Tinggi

: 7,6542 m

- Tebal

: 1 ½ in

- Tutup - Diameter

: 5,1028 m

- Tinggi

: 1,2757 m

- Tebal

: 1 ½ in

29. Pompa Reboiler (P-106) Fungsi

: Memompa campuran bottom destilasi ke reboiler

Jenis

: Pompa sentrifugal

Jumlah

: 1 unit

Kapasitas : 1611,1663 gpm Daya

: 1 hp

30. Reboiler (E-109) Fungsi

:

Menaikkan

temperatur

campuran bottom

sebelum

dimasukkan ke kolom destilasi T-101 Jenis



: 1 unit

Kapasitas

: 6748,5708 kg/jam

Diameter tube

: 1 ¼ in

Jenis tube

: 18 BWG

Panjang tube

: 12 ft

Pitch (PT)


Jumlah tube

: 95

Diameter shell

: 19 ¼ in


31. Flash Drum (V-101) Fungsi

: Memisahkan fasa cair Etilen karbonat dan dietilen glikol dari campuran fasa gas

Bentuk

: Silinder vertikal dengan alas dan tutup elipsoidal

Bahan konstruksi

: Carbon steel SA-240, Grade A

Jenis sambungan


Jumlah

: 1 unit

Kondisi Operasi

:

- Temperatur (T)

= 250 0C

- Tekanan ( P)

= 1,41 bar


: 2,316 m

- Tinggi

: 6,632 m

- Tebal

: 1 18 in

- Tutup

32.

- Diameter

: 2,316 m

- Tinggi

: 0,579 m

- Tebal

: 1 18 in

Blower 4 (JB-104) Fungsi

: mengalirkan cairan dietilen glikol dari flash drum (V-101) menuju kondensor (E-110)

33.

Jenis


Bahan konstruksi

: carbon steel

Kapasitas

: 23,6791 m3 /jam

Daya

: 1/10 hp

Kondensor Subcooler (E-110) Fungsi

: Mendinginkan uap campuran dietilen glikol

Jenis


Bahan konstruksi: Carbon Steel


34.

Jumlah

: 1 unit

Kapasitas

: 71,84714578 kg/jam

Diameter tube

: 1¼ in

Jenis tube

: 10 BWG

Panjang tube

: 12 ft

Pitch (PT)


Jumlah tube

: 18

Diameter shell

: 10 in

Pompa Destilat DEG (P-107) Fungsi

: Memompa campuran atas dari Kondensor subcooler ke tangki penyimpan Dietilen Glikol.

35.

Jenis

: Pompa sentrifugal

Jumlah

: 1 unit

Kapasitas

: 11,633 gpm

Daya

:

1 10

hp

Tangki Penyimpanan Dietilen Glikol (TT-105) Fungsi

: Untuk menyimpan larutan Dietilen Glikol selama 10 hari

Bentuk


Bahan


Jumlah

: 1 unit

Kondisi Operasi

:

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

= 1,41 bar :


: 2,2818 m

- Tinggi

: 3,4227 m

- Tebal

: 1 14 in


- Tutup - Diameter

: 2,2818 m

- Tinggi

: 0,5705 m

- Tebal

: 1 14 in

36. Pompa Bottom EC (P-108) Fungsi

: Memompa campuran bawah dari Cooler 4 ke tangki penyimpan Etilen Karbonat.

Jenis

: Pompa sentrifugal

Jumlah

: 1 unit

Kapasitas

: 13,0222 gpm

Daya

:

1 10

hp


: Mendinginkan uap campuran Etilen karbonat menjadi 1000C

Jenis


Bahan konstruksi: Carbon Steel

38.

Jumlah

: 1 unit

Kapasitas

: 9,06355 kg/jam

Diameter tube

: 1¼ in

Jenis tube

: 10 BWG

Panjang tube

: 8 ft

Pitch (PT)

: 1 in square pitch

Jumlah tube

: 10

Diameter shell

: 10 in

Cooler 4 (E-112) Fungsi

: Mendinginkan uap campuran Etilen karbonat 350C

Jenis


Bahan konstruksi: Carbon Steel Jumlah

: 1 unit

Kapasitas

: 9,06355 kg/jam

Diameter tube

: 1¼ in


Jenis tube

: 10 BWG

Panjang tube

: 8 ft

Pitch (PT)

: 1 in square pitch

Jumlah tube

: 10

Diameter shell

: 10 in

39. Tangki Penyimpanan Etilen Karbonat (TT-106) Fungsi

: Untuk menyimpan larutan Etilen Karbonat selama 10 hari

Bentuk


Bahan


Jumlah

: 1 unit

Kondisi Operasi - Temperatur (T)

: = 30 0C

- Tekanan ( P) = 1,41 bar Kondisi fisik

:


: 1,1289 m

- Tinggi

: 1,6934 m

- Tebal

: 1 in

- Tutup - Diameter

: 1,1289 m

- Tinggi

: 0,2822 m

- Tebal

: 1 in


BAB VI INSTRUMENTASI DAN KESELAMATAN KERJA

6.1

Instrumentasi Instrumentasi adalah peralatan yang dipakai di dalam suatu proses kontrol

untuk mengatur jalannya suatu proses agar diperoleh hasil sesuai dengan yang diharapkan. Dalam suatu pabrik kimia, pemakaian instrumen merupakan suatu hal yang sangat penting karena dengan adanya rangkaian instrumen tersebut maka operasi semua peralatan yang ada di dalam pabrik dapat dimonitor dan dikontrol dengan cermat, mudah dan efisien. Alat-alat instrumentasi dipasang pada setiap peralatan proses dengan tujuan agar sarjana teknik dapat memantau dan mengontrol kondisi di lapangan. Dengan adanya instrumentasi ini pula, para sarjana teknik dapat segera melakukan tindakan apabila terjadi kejanggalan dalam proses. Namun pada dasarnya, tujuan pengendalian tersebut adalah agar kondisi proses di pabrik mencapai tingkat kesalahan (error) yang paling minimum sehingga produk dapat dihasilkan secara optimal (Considine, 1985). Fungsi instrumentasi adalah sebagai pengontrol ( controler ), penunjuk ( indicator ), pencatat ( recorder ), dan pemberi tanda bahaya ( alarm ). Instrumentasi bekerja dengan tenaga mekanik atau tenaga listrik dan pengontrolannya dapat dilakukan secara manual atau otomatis. . Penggunaan instrumen pada suatu peralatan proses tergantung pada pertimbangan ekonomi dan sistem peralatan itu sendiri. Pada pemakaian alat-alat instrumen juga harus ditentukan apakah alat-alat tersebut dipasang diatas papan instrumen dekat peralatan proses (kontrol manual) atau disatukan dalam suatu ruang kontrol yang dihubungkan dengan bangsal peralatan (kontrol otomatis) (Timmerhaus dkk, 2004).


Variabel-variabel proses yang biasanya dikontrol/diukur oleh instrumen adalah : 1. Variabel utama, seperti temperatur, tekanan, laju alir, dan level cairan. 2. Variabel tambahan, seperti densitas, viskositas, panas spesifik, konduktivitas, pH, humiditas, titik embun, komposisi kimia, kandungan kelembaban, dan variabel lainnya (Considine,1985). Pada dasarnya sistem pengendalian terdiri dari : 1. Sensing Elemen/Elemen Perasa (Primary Element) Elemen yang merasakan (menunjukkan) adanya perubahan dari harga variabel yang diukur. 2. Elemen pengukur (measuring element) Elemen pengukur adalah suatu elemen yang sensitif terhadap adanya perubahan temperatur, tekanan, laju aliran, maupun tinggi fluida. Perubahan ini merupakan sinyal dari proses dan disampaikan oleh elemen pengukur ke elemen pengontrol. 3. Elemen pengontrol (controlling element) Elemen pengontrol yang menerima sinyal kemudian akan segera mengatur perubahan-perubahan proses tersebut sama dengan nilai set point (nilai yang diinginkan). Dengan demikian elemen ini dapat segera memperkecil ataupun meniadakan penyimpangan yang terjadi. 4. Elemen pengontrol akhir (final control element) Elemen ini merupakan elemen yang akan mengubah masukan yang keluar dari elemen pengontrol ke dalam proses sehingga variabel yang diukur tetap berada dalam batas yang diinginkan dan merupakan hasil yang dikehendaki. (Considine,1985)


Pengendalian peralatan instrumentasi dapat dilakukan secara otomatis dan semi otomatis. Pengendalian secara otomatis adalah pengendalian yang dilakukan dengan mengatur instrumen pada kondisi tertentu, bila terjadi penyimpangan variabel yang dikontrol maka instrumen akan bekerja sendiri untuk mengembalikan variabel pada kondisi semula, instrumen ini bekerja sebagai controller. Pengendalian secara semi otomatis adalah pengendalian yang mencatat perubahan-perubahan yang terjadi pada variabel yang dikontrol. Untuk mengubah variabel-variabel ke nilai yang diinginkan dilakukan usaha secara manual, instrumen ini bekerja sebagai pencatat (indicatorer). Faktor-faktor yang perlu diperhatikan dalam instrumen-instrumen adalah: 1. Range yang diperlukan untuk pengukuran 2. Level instrumentasi 3. Ketelitian yang dibutuhkan 4. Bahan konstruksinya 5. Pengaruh pemasangan instrumentasi pada kondisi proses (Timmerhaus dkk,2004) Instrumentasi yang umum digunakan dalam pabrik adalah : 1. Untuk variabel temperatur: Temperature Controller (TC) adalah instrumentasi yang digunakan untuk mengamati temperatur suatu alat. Dengan menggunakan Temperature Controller, para engineer juga dapat melakukan pengendalian terhadap peralatan sehingga temperatur peralatan tetap berada dalam range yang diinginkan. Temperature Controller kadang-kadang juga dapat mencatat temperatur dari suatu peralatan secara berkala (Temperature Recorder). Temperature Indicator (TI) adalah instrumentasi yang digunakan untuk mengamati temperatur dari suatu alat 2. Untuk variabel tinggi permukaan cairan


Level Controller (LC) adalah instumentasi yang digunakan untuk mengamati ketinggian cairan dalam suatu alat Dengan menggunakan Level Controller, para engineer juga dapat melakukan pengendalian ketinggian cairan dalam peralatan tersebut. Level Indicator (LI) adalah instrumentasi yang digunakan untuk mengamati ketinggian cairan dalam suatu alat. 3. Untuk variabel tekanan Pressure Controller (PC) adalah instrumentasi yang digunakan untuk mengamati tekanan operasi suatu alat. Para engineer juga dapat melakukan perubahan tekanan dari peralatan operasi. Pressure Controller dapat juga dilengkapi pencatat tekanan dari suatu peralatan secara berkala (Pressure Recorder). Pressure Indicator (PI) adalah instrumentasi yang digunakan untuk mengamati tekanan operasi suatu alat. 4. Untuk variabel aliran cairan Flow Controller (FC) adalah instrumentasi yang digunakan untuk mengamati laju alir larutan atau cairan yang melalui suatu alat dan bila terjadi perubahan dapat melakukan pengendalian. Flow Indicator (FI) adalah instrumentasi yang digunakan untuk mengamati laju aliran atau cairan suatu alat. (Considine,1985)


Tabel 6.1 Daftar penggunanan instrumentasi pada Pra – rancangan Pabrik Pembuatan Etilen Glikol dari etilen oksida dengan Proses Karbonasi No

Nama alat Tangki gas

1

karbondioksida dan etilen oksida

Jenis instrumen Pressure indicators (PI) Flow controller

2

(FC) Blower

Pressure controller (PC) Temperature

3

Heater, Kondenser,

Indicator (TC)

Reboiler, dan Cooler

Pressure controller (PC) Pressure controller

4

(PC) Ekspander

Temperature Indicator (TC) Pressure controller (PC)

5

Reaktor

Flow controller (FC) Temperature Indicator (TI)

6

Separator tekanan rendah

Kegunaan

Menunjukkan tekanan dalam tangki

Mengontrol laju alir gas dalam pipa

Mengontrol tekanan dalam blower

Mengontrol suhu pada alat

Mengontrol tekanan dalam alat

Mengontrol tekanan gas dalam alat

Mengontrol suhu dalam alat

Mengontrol tekanan dalam reaktor

Mengontrol laju alir dalam reaktor

Menunjukkan suhu dalam reaktor

Level controller

Mengontrol ketinggian cairan dalam

(LC)

separator

Pressure indicator controller alarm (PICA) Temperature indicator (TI)

Mengontrol, menunjukkan dan tekanan dalam separator

Menunjukkan temperatur dalam separator


Tabel 6.1 Daftar penggunanan instrumentasi pada Pra – rancangan Pabrik Pembuatan Etilen Glikol dari etilen oksida dengan Proses Karbonasi (lanjutan ) No

7

Nama alat

Kolom destilasi

Jenis instrumen

Kegunaan

Temperature indicator (TI)

Menunjukkan temperatur dalam kolom distilasi

Pressure controller (PC)

Mengontrol tekanan dalam kolom distilasi

8

Evaporator

Temperature Controller (TC)

Mengontrol suhu dalam alat

9

Tangki cairan

Level indicator (LI)

Menunjukkan tinggi cairan dalam tangki

10

Pompa

Flow Controller

Mengontrol laju alir cairan dalam pipa

(FC)

FC PI

PC

Tangki Gas karbon dioksida

Blower TC

PC

Ekspander


TC

LI

PC

Heater, Condensor, Cooler

Tangki Cairan

TC

PC

TC

Reboiler

Evaporator

12

PC

LC PICA TI

FC

TI

R-102

Reaktor

Separator


TI PC

FC

Kolom distilasi

Pompa

Gambar 6.1 Alat-alat pengendali pada pabrik Pembuatan Etilen Glikol dari etilen oksida dengan Proses Karbonasi 6.2 Keselamatan Kerja Keselamatan kerja merupakan bagian dari kelangsungan produksi pabrik, oleh karena itu aspek ini harus diperhatikan secara serius dan terpadu. Untuk maksud tersebut perlu diperhatikan cara pengendalian keselamatan kerja dan keamanan pabrik pada saat perancangan dan saat pabrik beroperasi. Salah satu faktor yang penting sebagai usaha menjamin keselamatan kerja adalah dengan menumbuhkan dan meningkatkan kesadaran karyawan akan pentingnya usaha untuk menjamin keselamatan kerja. Usaha-usaha yang dapat dilakukan antara lain : 1. Meningkatkan spesialisasi ketrampilan karyawan dalam menggunakan peralatan secara benar sesuai tugas dan wewenangnya serta mengetahui cara-cara mengatasi kecelakaan kerja.


2. Melakukan pelatihan secara berkala bagi karyawan. Pelatihan yang dimaksud dapat meliputi : 

Pelatihan untuk menciptakan kualitas Sumber Daya Manusia (SDM) yang tinggi dan bertanggung-jawab, misalnya melalui pelatihan kepemimpinan dan pelatihan pembinaan kepribadian.



Studi banding (workshop) antar bidang kerja, sehingga karyawan diharapkan memiliki rasa kepedulian terhadap sesama karyawan.

3. Membuat peraturan tata cara dengan pengawasan yang baik dan memberi sanksi bagi karyawan yang tidak disiplin (Timmerhaus dkk, 2004). Sebagai pedoman pokok dalam usaha penanggulangan masalah kerja, Pemerintah Republik Indonesia telah mengeluarkan Undang-Undang Keselamatan Kerja pada tanggal No 1 tanggal 12 Januari 1970. Semakin tinggi tingkat keselamatan kerja dari suatu pabrik maka makin meningkat pula aktivitas kerja para karyawan. Hal ini disebabkan oleh keselamatan kerja yang sudah terjamin dan suasana kerja yang menyenangkan. Hal-hal yang perlu dipertimbangkan dalam perancangan pabrik untuk menjamin adanya keselamatan kerja adalah sebagai berikut (Timmerhaus dkk, 2004): 1. Penanganan dan pengangkutan bahan menggunakan manusia harus seminimal mungkin. 2. Adanya penerangan yang cukup dan sistem pertukaran udara yang baik. 3. Jarak antar mesin-mesin dan peralatan lain cukup luas. 4. Setiap ruang gerak harus aman, bersih dan tidak licin . 5. Setiap mesin dan peralatan lainnya harus dilengkapi alat pencegah kebakaran. 6. Tanda-tanda pengaman harus dipasang pada setiap tempat yang berbahaya. 7. Penyediaan fasilitas pengungsian bila terjadi kebakaran.


6.3 Keselamatan Kerja Pada Pabrik Pembuatan Etilen Glikol Dalam rancangan pabrik pembuatan etilen glikol, usaha-usaha pencegahan terhadap bahaya-bahaya yang mungkin terjadi dilakukan sebagai berikut : 6.3.1 Pencegahan Terhadap Kebakaran dan Peledakan Proses produksi etilen glikol dari etilen oksida dengan proses karbonasi menggunakan reaktor yang beroperasi pada suhu 80-150°C dengan menggunakan bahan bakar minyak. Bahaya yang kemungkinan timbul adalah kebakaran atau peledakan yang berasal dari reaktor. Selain itu unit penghasil uap (boiler) juga dapat menciptakan hal yang serupa apabila pengendalian tidak berjalan optimal. Dari uraian di atas maka perlu dilakukan upaya pencegahan dan penanganan terhadap kebakaran dan ledakan sebagai berikut : 1. Untuk mengetahui adanya bahaya kebakaran maka sistem alarm dipasang pada tempat yang strategis dan penting seperti laboratorium dan ruang proses. 2. Pada peralatan pabrik yang berupa tangki dibuat main hole dan hand hole yang cukup untuk pemeriksaan. 3. Sistem perlengkapan energi seperti pipa bahan bakar, saluran udara, saluran steam, dan air dibedakan warnanya dan letaknya tidak menggangu gerakan karyawan. 4. Mobil pemadam kebakaran yang ditempatkan di fire station setiap saat dalam keadaan siaga. 5.

Penyediaan racun api yang selalu siap dengan pompa hydran untuk jarak tertentu. Sesuai dengan peraturan yang tertulis dalam Peraturan Tenaga Kerja

No. Per/02/Men/1983 tentang instalasi alarm kebakaran otomatis, yaitu : 1. Detektor Kebakaran, merupakan alat yang berfungsi untuk mendeteksi secara dini adanya suatu kebakaran awal. Alat ini terbagi atas: a. Smoke detector adalah detector yang bekerja berdasarkan terjadinya akumulasi asap dalam jumlah tertentu. b. Gas detector adalah detector yang bekerja berdasarkan kenaikan konsentrasi gas yang timbul akibat kebakaran ataupun gas-gas lain yang mudah terbakar.


c. Alarm kebakaran, merupakan komponen dari sistem deteksi dan alarm kebakaran yang memberikan isyarat adanya suatu kebakaran. Alarm ini berupa: 

Alarm kebakaran yang memberi tanda atau isyarat berupa bunyi khusus (audible alarm).



Alarm kebakaran yang memberi tanda atau isyarat yang tertangkap oleh pandangan mata secara jelas (visible alarm).

2. Panel Indikator Kebakaran Panel indikator kebakaran adalah suatu komponen dari sistem deteksi dan alarm kebakaran yang berfungsi mengendalikan kerja sistem dan terletak di ruang operator.

6.3.2 Peralatan Perlindungan Diri Upaya peningkatan keselamatan kerja bagi karyawan pada pabrik ini adalah dengan menyediakan fasilitas sesuai bidang kerjanya. Fasilitas yang diberikan adalah melengkapi karyawan dengan peralatan perlindungan diri sebagai berikut : 1. Helm 2. Pakaian dan perlengkapan pelindung. 3. Sepatu pengaman. 4. Pelindung mata. 5. Masker udara. 6. Sarung tangan.

6.3.3 Keselamatan Kerja Terhadap Listrik Upaya peningkatan keselamatan kerja terhadap listrik adalah sebagai berikut : 1. Setiap instalasi dan alat-alat listrik harus diamankan dengan pemakaian sekering atau pemutus arus listrik otomatis lainnya. 2. Sistem perkabelan listrik harus dirancang secara terpadu dengan tata letak pabrik untuk menjaga keselamatan dan kemudahan jika harus dilakukan perbaikan. 3. Penempatan dan pemasangan motor-motor listrik tidak boleh mengganggu lalu lintas pekerja. 4. Memasang papan tanda larangan yang jelas pada daerah sumber tegangan tinggi.


5. Isolasi kawat hantaran listrik harus disesuaikan dengan keperluan. 6. Setiap peralatan yang menjulang tinggi harus dilengkapi dengan alat penangkal petir yang dibumikan. 7. Kabel-kabel listrik yang letaknya berdekatan dengan alat-alat yang bekerja pada suhu tinggi harus diisolasi secara khusus.

6.3.4 Pencegahan Terhadap Gangguan Kesehatan Upaya peningkatan kesehatan karyawan dalam lapangan kerja adalah : 1. Setiap karyawan diwajibkan untuk memakai pakaian kerja selama berada di dalam lokasi pabrik. 2. Dalam menangani bahan-bahan kimia yang berbahaya, karyawan diharuskan memakai sarung tangan karet serta penutup hidung dan mulut. 3. Bahan-bahan kimia yang selama pembuatan, pengolahan, pengangkutan, penyimpanan, dan penggunaannya dapat menimbulkan ledakan, kebakaran, korosi, maupun gangguan terhadap kesehatan harus ditangani secara cermat. 4. Poliklinik yang memadai disediakan di lokasi pabrik.

6.3.5 Pencegahan Terhadap Bahaya Mekanis Upaya pencegahan kecelakaan terhadap bahaya mekanis adalah : 1. Alat-alat dipasang dengan penahan yang cukup berat untuk mencegah kemungkinan terguling atau terjatuh. 2. Sistem ruang gerak karyawan dibuat cukup lebar dan tidak menghambat kegiatan karyawan. 3. Jalur perpipaan sebaiknya berada di atas permukaan tanah atau diletakkan pada atap lantai pertama kalau di dalam gedung atau setinggi 4,5 meter bila diluar gedung agar tidak menghalangi kendaraan yang lewat. 4. Letak alat diatur sedemikian rupa sehingga para operator dapat bekerja dengan tenang dan tidak akan menyulitkan apabila ada perbaikan atau pembongkaran. 5. Pada alat-alat yang bergerak atau berputar harus diberikan tutup pelindung untuk menghindari terjadinya kecelakaan kerja. Untuk mencapai keselamatan kerja yang tinggi, maka ditambahkan nilai-nilai disiplin bagi para karyawan yaitu:


1. Setiap karyawan bertugas sesuai dengan pedoman-pedoman yang diberikan. 2. Setiap peraturan dan ketentuan yang ada harus dipatuhi. 3. Perlu keterampilan untuk mengatasi kecelakaan dengan menggunakan peralatan yang ada. 4. Setiap kecelakaan atau kejadian yang merugikan harus segera dilaporkan pada atasan. 5. Setiap karyawan harus saling mengingatkan perbuatan yang dapat menimbulkan bahaya. 6. Setiap kontrol secara priodik terhadap alat instalasi pabrik oleh petugas maintenance. (Timmerhaus dkk, 2004)


BAB VII UTILITAS

Dalam suatu pabrik, utilitas merupakan unit penunjang utama dalam memperlancar jalannya proses produksi. Oleh karena itu, segala sarana dan prasarananya harus dirancang sedemikian rupa sehingga dapat

menjamin

kelangsungan operasi suatu pabrik. Berdasarkan kebutuhannya, utilitas pada pabrik pembuatan Etilen Glikol adalah sebagai berikut: 1. Kebutuhan uap (steam) 2. Kebutuhan air 3. Kebutuhan bahan kimia 4. Kebutuhan bahan bakar 5. Kebutuhan listrik 6. Unit pengolahan limbah

7.1

Kebutuhan Uap (Steam) Uap digunakan dalam pabrik sebagai media pemanas. Kebutuhan uap pada

pabrik pembuatan Etilen Glikol dapat dilihat pada tabel di bawah ini.

Tabel 7.1 Kebutuhan Uap Sebagai Media Pemanas Nama Alat Heater 1( E-101 ) Heater 2 ( E-102 ) Heater 3 ( E-103 ) Heater 4 ( E-104 ) Evaporator Heater 5 ( E-106) Reboiler Total

Kebutuhan Uap ( Kg/jam ) 327,9947394 675,5822695 1219,836769 1156,075482 240,8679794 1579,694432 529,0896783 5729,141349


Steam yang digunakan adalah saturated steam dengan temperatur 260oC dan tekanan 46,9231 bar. Jumlah total steam yang dibutuhkan adalah 5729,141349 kg/jam. Tambahan untuk faktor keamanan diambil sebesar 20% dan faktor kebocoran sebesar 10% (Perry, 1999). Maka: total steam yang dibutuhkan = 1,3 × 5729,141349 kg/jam = 7447,883754 kg/jam Diperkirakan 80% kondensat dapat digunakan kembali, sehingga Kondensat yang digunakan kembali

= 80% × 7447,883754 kg/jam = 5958,307003 kg/jam

Kebutuhan tambahan untuk ketel uap

= 20% × 7447,883754 kg/jam = 1489,576751 kg/jam

7.2

Kebutuhan Air Dalam proses produksi, air memegang peranan penting, baik untuk kebutuhan

proses maupun kebutuhan domestik. Kebutuhan air pada pabrik pembuatan etilen glikol adalah sebagai berikut: 1.

Kebutuhan air untuk ketel Air untuk umpan ketel uap = 1489,576751 kg/jam

2.

Kebutuhan air pendingin Kebutuhan air pendingin pada keseluruhan pabrik pembuatan etilen glikol ditunjukkan pada tabel 7.2. Tabel 7.2 Kebutuhan Air Pendingin Pada Alat Nama Alat

Jumlah air (kg/jam)

Reaktor I

8716,679974

Reaktor II Cooler 1 (E-105) Kondensor (E-107) Cooler 2 (E-108) Kondensor subcooler (E-110) Cooler 3 (E-111) Cooler 4 (E-112) Tangki penampung sementara Total

199275,3217 22526,25591 31087,66789 20602,40461 214,53 36,64721244 13,91390506 5988,638856 288462,0604


Air pendingin bekas digunakan kembali setelah didinginkan dalam menara pendingin air. Dengan menganggap terjadi kehilangan air selama proses sirkulasi, maka air tambahan yang diperlukan adalah jumlah air yang hilang karena penguapan, drift loss, dan blowdown (Perry, 1997). Air yang hilang karena penguapan dapat dihitung dengan persamaan: We = 0,00085 Wc (T2 – T1)

(Pers. 12-10, Perry, 1997)

Di mana : Wc = jumlah air pendingin yang diperlukan T1 = temperatur air pendingin masuk = 30°C = 86 °F T2 = temperatur air pendingin keluar = 50°C = 131°F Maka: We

= 0,0085 × 288462,0604× (131-86) = 11033,67381 kg/jam

Air yang hilang karena drift loss biasanya 0,1 – 0,2 % dari air pendingin yang masuk ke menara air (Perry, 1997). Ditetapkan drift loss 0,2 %, maka: Wd

= 0,002 × 288462,0604 = 576,9241209 kg/jam

Air yang hilang karena blowdown bergantung pada jumlah siklus sirkulasi air pendingin, biasanya antara 3-5 siklus (Perry, 1997). Ditetapkan 5 siklus, maka: Wb

We S 1

Wb

11033,67381 5 1

(Pers. 12-12, Perry, 1997)

= 2758,418453 kg/jam Sehingga air tambahan yang diperlukan

= We + Wd + Wb =11033,674 + 576,924 + 2758,418 = 14369,016 kg/jam


3. Kebutuhan air proses Kebutuhan air proses pada pabrik pembuatan etilen glikol adalah 9523.8693 kg/jam yaitu yang berasal dari Reaktor 1 (R-101). Kebutuhan air proses pada pabrik pembuatan etilen glikol ditunjukkan pada tabel di bawah.

Tabel 7.3 Kebutuhan Air Proses Pabrik Kebutuhan Reaktor 1 (R-101) Total

Jumlah air (kg/jam) 3987,800474 3987,800474

4. Air untuk berbagai kebutuhan Perhitungan kebutuhan air domestik: Menurut Metcalf et.al. (1984) kebutuhan air domestik untuk tiap orang/shift adalah 40-100 liter/hari. Diambil 100 liter/hari ×

1 hari = 4.16 ≈ 4 liter/jam 24 jam

ρair = 1000 kg/m3 = 1 kg/liter Jumlah karyawan = 166 orang Maka total air domestik = 4 × 166 = 664 liter/jam × 1 kg/liter = 664 kg/jam Perkiraan pemakaian air untuk berbagai kebutuhan ditunjukkan pada tabel 7.4.

Tabel 7.4 Pemakaian Air Untuk Berbagai Kebutuhan Kebutuhan Domestik dan kantor Laboratorium Kantin dan tempat ibadah Poliklinik Total

Jumlah air (kg/jam) 664 100 150 50 964

Sehingga total kebutuhan air yang memerlukan pengolahan awal adalah: = 964 + 3987,8005 + 14369,01639 + 1489,576751 = 20810,3936 Kg/jam


Sumber air untuk pabrik pembuatan etilen glikol ini adalah dari Sungai Rokan, Kabupaten Bengkalis, Provinsi Riau. Adapun kualitas air Sungai Rokan, Riau dapat dilihat pada tabel 7.5. Tabel 7.5 Kualitas Air Sungai Rokan, Riau No Analisa I. FISIKA 1. Bau 2. Jumlah zat padat terlarut 3. Rasa 4. Jumlah zat padat tersuspensi 5. Suhu

Satuan

Hasil

mg/L TCU Mg/L o C

Tidak berbau 28,8 Tidak berasa 117,8 30

II. KIMIA 1. Total kesadahan dalam CaCO3 150 2. Klorida mg/l 1,86 3. NO3-N mg/l 0,76 4. Zat organik dalam KMnO4 (COD) mg/l 35,92 5. SO4 mg/l 10,6 6. Sulfida mg/l 37. Fosfat (PO4 ) mg/l 0,49 +2 8. Cr mg/l * 9. NO3 ) mg/l * 10. NO2 ) mg/l 11. Hardness (CaCO3) mg/l 148 12. pH mg/l 6,3 2+ 13. Fe mg/l 0,156 2+ 14. Mn mg/l 0,128 15. Zn2+ mg/l 0,104 2+ 16. Ca mg/l 98 2+ 17. Mg mg/l 136 18. CO2 bebas mg/l 132 2+ 19. Cu mg/l 0,005 2+ 20 Ni mg/l 0,001 2+ 21 Cd mg/l 0,004 22 NO2-N mg/l 0,011 23 CN mg/l 0,004 * ) Analisa tidak bisa dilakukan, alat dan bahan kimia tidak tersedia Sumber: Badan Lingkungan Hidup Provinsi Riau,2008 ( www.blh.riau.go.id )


Untuk menjamin kelangsungan penyediaan air, maka di lokasi pengambilan air dibangun fasilitas penampungan air (water intake) yang juga merupakan tempat pengolahan awal air sungai. Pengolahan ini meliputi penyaringan sampah dan kotoran yang terbawa bersama air. Selanjutnya air dipompakan ke lokasi pabrik untuk diolah dan digunakan sesuai dengan keperluannya. Pengolahan air di pabrik terdiri dari beberapa tahap, yaitu: 1.

Screening

2.

Sedimentasi

3.

Klarifikasi

4.

Filtrasi

5.

Demineralisasi

6.

Deaerasi

7.2.1 Screening Pengendapan merupakan tahap awal dari pengolahan air. Pada screening, partikel-partikel padat yang besar akan tersaring tanpa bantuan bahan kimia. Sedangkan partikel-partikel yang lebih kecil akan terikut bersama air menuju unit pengolahan selanjutnya (Degremont, 1991).

7.2.2 Sedimentasi Setelah air disaring pada tahap screening, di dalam air tersebut masih terdapat partikel-partikel padatan kecil yang tidak tersaring pada screening. Untuk menghilangkan padatan-padatan tersebut, maka air yang sudah disaring tadi dimasukkan ke dalam bak sedimentasi untuk mengendapkan partikel-partikel padatan yang tidak terlarut. 7.2.3 Klarifikasi Klarifikasi merupakan proses penghilangan kekeruhan di dalam air. Air dari screening dialirkan ke dalam clarifier setelah diinjeksikan larutan alum, Al2(SO4)3 dan larutan abu Na2CO3. Larutan Al2(SO4)3 berfungsi sebagai koagulan utama dan larutan Na2CO3 sebagai koagulan tambahan yang berfungsi sebagai bahan pembantu untuk mempercepat pengendapan dan penetralan pH. Pada bak clarifier, akan terjadi


proses koagulasi dan flokulasi. Tahap ini bertujuan menyingkirkan Suspended Solid (SS) dan koloid (Degremont, 1991). Koagulan yang biasa dipakai adalah koagulan trivalent. Reaksi hidrolisis akan terjadi menurut reaksi: M3+ + 3H2O

M(OH)3

+3H

Dalam hal ini, pH menjadi faktor yang penting dalam penyingkiran koloid. Dua jenis reaksi yang akan terjadi adalah (Degremont, 1991): Al2(SO4)3 + 6 Na2CO3 + 6H2O

2Al(OH)3↓+12Na+ + 6HCO3- + 3SO43-

2Al2(SO4)3 + 6 Na2CO3 + 6H2O

4Al(OH)3↓ + 12Na+ + 6CO2 + 6SO43-

Reaksi koagulasi yang terjadi : Al2(SO4)3 + 3H2O + 3Na2CO3

2Al(OH)3 + 3Na2SO4 + 3CO2

Selain penetralan pH, soda abu juga digunakan untuk menyingkirkan kesadahan permanen menurut proses soda dingin menurut reaksi (Degremont, 1991): CaSO4 + Na2CO3

Na2SO4 + CaCO3

CaCl4 + Na2CO3

2NaCl + CaCO3

Setelah pencampuran yang disertai pengadukan maka akan terbentuk flokflok yang akan mengendap ke dasar clarifier karena gaya gravitasi, sedangkan air jernih akan keluar melimpah (overflow) yang selanjutnya akan masuk ke penyaring pasir (sand filter) untuk penyaringan. Pemakaian larutan alum umumnya hingga 50 ppm terhadap jumlah air yang akan diolah, sedangkan perbandingan pemakaian alum dan abu soda = 1 : 0,54 (Crities, 2004). Perhitungan alum dan abu soda yang diperlukan: Total kebutuhan air

= 20810,3936 kg/jam

Pemakaian larutan alum

= 50 ppm

Pemakaian larutan soda abu

= 0,54 × 50 = 27 ppm

Larutan alum yang dibutuhkan

= 50.10-6 × 20810,3936 = 1,0405 kg/jam

Larutan abu soda yang dibutuhkan

= 27.10-6 × 20810,3936 = 0,5618 kg/jam


7.2.4 Filtrasi Filtrasi dalam pemurnian air merupakan operasi yang sangat umum dengan tujuan menyingkirkan Suspended Solid (SS), termasuk partikulat BOD dalam air (Metcalf, 1984). Material yang digunakan dalam medium filtrasi dapat bermacam-macam: pasir, antrasit (crushed anthracite coal), karbon aktif granular (Granular Carbon Active atau GAC), karbon aktif serbuk (Powdered Carbon Active atau PAC) dan batu garnet. Penggunaan yang paling umum dipakai di Afrika dan Asia adalah pasir dan gravel sebagai bahan filter utama, sebab tipe lain cukup mahal (Kawamura, 1991). Unit filtrasi dalam pabrik pembuatan etilen glikol menggunakan media filtrasi granular (Granular Medium Filtration) sebagai berikut: 1. Lapisan atas terdiri dari pasir hijau (green sand). Lapisan ini bertujuan memisahkan flok dan koagulan yang masih terikut bersama air. Lapisan yang digunakan setinggi 24 in (60,96 cm). 2. Untuk menghasilkan penyaringan yang efektif, perlu digunakan medium berpori misalnya atrasit atau marmer. Untuk beberapa pengolahan dua tahap atau tiga tahap pada pengolahan effluent pabrik, perlu menggunakan bahan dengan luar permukaan pori yang besar dan daya adsorpsi yang lebih besar, seperti Biolite, pozzuolana ataupun Granular Active Carbon/GAC) (Degremont, 1991). Pada pabrik ini, digunakan antrasit setinggi 12,5 in (31,75 cm). 3. Lapisan bawah menggunakan batu kerikil/gravel setinggi 7 in (17,78 cm) (Metcalf & Eddy, 1991). Bagian bawah alat penyaring dilengkapi dengan strainer sebagai penahan. Selama pemakaian, daya saring sand filter akan menurun. Untuk itu diperlukan regenerasi secara berkala dengan cara pencucian balik (back washing). Dari sand filter, air dipompakan ke menara air sebelum didistribusikan untuk berbagai kebutuhan. Untuk air proses, masih diperlukan pengolahan lebih lanjut, yaitu proses softener dan deaerasi. Untuk air domestik, laboratorium, kantin, dan tempat ibadah, serta poliklinik, dilakukan proses klorinasi, yaitu mereaksikan air dengan klor untuk membunuh kuman-kuman di dalam air. Klor yang digunakan biasanya berupa kaporit, Ca(ClO)2. Khusus untuk air minum, setelah dilakukan proses klorinasi


diteruskan ke penyaring air (water treatment system) sehingga air yang keluar merupakan air sehat dan memenuhi syarat-syarat air minum. Perhitungan kebutuhan kaporit, Ca(ClO)2 Total kebutuhan air yang memerlukan proses klorinasi = 964 kg/jam Kaporit yang digunakan direncanakan mengandung klorin 70 % Kebutuhan klorin

= 2 ppm dari berat air

(Gordon, 1968)

Total kebutuhan kaporit

= (2.10-6 × 964)/0,7 = 0,002754 kg/jam

7.2.5 Demineralisasi Air untuk umpan ketel dan pendingin pada reaktor harus murni dan bebas dari garam-garam terlarut. Untuk itu perlu dilakukan proses demineralisasi. Alat demineralisasi dibagi atas: a. Penukar Kation (Cation Exchanger) Penukar kation berfungsi untuk mengikat logam-logam alkali dan mengurangi kesadahan air yang digunakan. Proses yang terjadi adalah pertukaran antara kation Ca, Mg dan kation lain yang larut dalam air dengan kation dari resin. Resin yang digunakan bertipe gel dengan merek IRR–122 (Lorch, 1981). Reaksi yang terjadi : 2H+R + Ca2+ → Ca2+R + 2H+ 2H+R + Mg2+ → Mg2+R + 2H+ 2H+R + Mn2+ → Mn2+R + 2H+ Untuk regenerasi dipakai H2SO4 dengan reaksi : Ca2+R + H2SO4 → CaSO4 + 2H+R Mg2+R + H2SO4 → MgSO4 + 2H+R Mn2+R + H2SO4 → MnSO4 + 2H+R Perhitungan Kesadahan Kation Air sungai Rokan, Riau mengandung kation Fe2+, Mn2+, Ca2+, Mg2+, Zn+2, Cu2+ , Ni2+, dan Cd2+ masing-masing 0,156 ppm, 0,128 ppm, 98 ppm, 136 ppm, 0,104 ppm 0,0032 ppm, 0,001 ppm dan 0,004 ppm(Tabel 7.5). 1 gr/gal = 17,1 ppm Total kesadahan kation = 0,156 +0,128 + 98 + 136 + 0,104, + 0,005 + 0,001 + 0,004 = 234,398 ppm / 17,1


= 13,7075 gr/gal Jumlah air yang diolah = 1447,6323 kg/jam =

1489,5767kg/jam 264,17 gal/m 3 995,904 kg/m 3

= 395,1199 gal/jam Kesadahan air

= 13,7075 gr/gal × 395,1199 gal/jam × 24 jam/hari = 129,9864 kg/hari

Perhitungan ukuran Cation Exchanger Jumlah air yang diolah = 395,1199 gal/jam = 6,5853gal/menit Dari Tabel 12.4, The Nalco Water Handbook, diperoleh data-data berikut: - Diameter penukar kation

= 2 ft

- Luas penampang penukar kation

= 3,14 ft2

- Jumlah penukar kation

= 1 unit

Volume resin yang diperlukan: Total kesadahan air = 129,9864 kg/hari Dari Tabel 12.2, The Nalco Water Handbook (1988) diperoleh: - Kapasitas resin

= 20 kgr/ft3

- Kebutuhan regenerant

= 6 lb H2SO4/ft3 resin

Jadi, kebutuhan resin =

Tinggi resin

=

129,9864kg/hari = 6,4993 ft3/hari 3 20 kg/ft

6,4993 = 2,0698 ft 3,14

Tinggi minimum resin adalah 30 in = 2,5 ft (Tabel 12.4, The Nalco Water Handbook) Sehingga volume resin yang dibutuhkan = 2,5 ft × 3,14 ft 2 = 7,85 ft3 Waktu regenerasi

7,85 ft 3 20 kg/ft 3 = = 1,2078 hari = 28,9876 jam 129,9864 kg/hari

Kebutuhan regenerant H2SO4 = 129,9864 kg/hari ×

6 lb/ft 3 20 kgr/ft 3

= 38,9959 lb/hari = 0,7377 kg/jam


b. Penukar Anion (Anion Exchanger) Penukar anion berfungsi untuk menukar anion yang terdapat dalam air dengan ion hidrglikol dari resin. Resin yang digunakan bermerek IRA-410. Resin ini merupakan kopolimer stirena DVB (Lorch,1981). Reaksi yang terjadi: 2ROH + SO42ROH + Cl-

R2SO4 + 2OH+ OH-

RCl

Untuk regenerasi dipakai larutan NaOH dengan reaksi: R2SO4 + 2NaOH

Na2SO4 + 2ROH

RCl

NaCl

+ NaOH

+ ROH

Perhitungan Kesadahan Anion Air sungai Rokan mengandung Anion Cl-, SO42-, CO32-, PO43-, dan NO3- , NO2- dan CN- masing-masing 1,86 ppm, 10,6 ppm, 148 ppm, 0,49 ppm, 0,76 ppm, 0,011 ppm dan 0,004 ppm (Tabel 7.4). 1 gr/gal = 17,1 ppm Total kesadahan anion

= 1,86 + 10,6 + 148 + 0,49 + 0,76 + 0,011 + 0,004 = 161,725 ppm / 17,1 = 9,4576 gr/gal

Jumlah air yang diolah

= 1489,5767 kg/jam =

1489,5767 kg/jam 264,17 gal/m 3 995,904 kg/m 3

= 395,1199 gal/jam Kesadahan air

= 9,4576 gr/gal × 395,1199 gal/jam × 24 jam/hari = 89,6853 kg/hari

Ukuran Anion Exchanger Jumlah air yang diolah = 395,1199 gal/jam = 6,5853 gal/menit Dari Tabel 12.4 , The Nalco Water Handbook, diperoleh: - Diameter penukar kation

= 2 ft

- Luas penampang penukar kation

= 3,14 ft2

- Jumlah penukar kation

= 1 unit


Volume resin yang diperlukan Total kesadahan air = 89,6853 kg/hari Dari Tabel 12.7, The Nalco Water Handbook, diperoleh : - Kapasitas resin

= 12 kgr/ft3

- Kebutuhan regenerant

= 5 lb NaOH/ft3 resin

Jadi, kebutuhan resin =

89,6853kg/hari = 7,4738 ft3/hari 3 12 kgr/ft

Tinggi resin

=

7,4738 = 2,3802 ft 3,14

Volume resin

= 2,3802 ft × 3,14 ft 2 = 7,85 ft3

Waktu regenerasi

=

7,85 ft 3 12 kgr/ft 3 = 1 hari = 24 jam 89,6853 kgr/hari

Kebutuhan regenerant NaOH = 89,6853 kgr/hari ×

5 lb/ft 3 12 kgr/ft 3

= 37,3689 lb/hari = 0,7069 kg/jam 7.26

Deaerator Deaerator berfungsi untuk memanaskan air yang keluar dari alat penukar ion

(ion exchanger) dan kondensat bekas sebelum dikirim sebagai air umpan ketel. Pada deaerator ini, air dipanaskan hingga 90°C supaya gas-gas yang terlarut dalam air, seperti O2 dan CO2 dapat dihilangkan, sebab gas-gas tersebut dapat menyebabkan korosi. Pemanasan dilakukan dengan menggunakan koil pemanas di dalam deaerator. 7.3 Kebutuhan Bahan Kimia Kebutuhan bahan kimia pada pabrik pembuatan Etilen Glikol adalah sebagai berikut: 1. C2H4O

= 7281,714 kg/jam

2. CO2

= 7756,3561 kg/jam


Kebutuhan bahan kimia untuk unit utilitas pada pabrik pembuatan Etilen Glikol adalah sebagai berikut : 1. Al2(SO4)3 = 1,0504 kg/jam 2. Na2CO3

= 0,5618 kg/jam

3. Kaporit

= 0,002754 kg/jam

4. H2SO4

= 0,7377 kg/jam

5. NaOH

= 0,7069 kg/jam

Kebutuhan bahan kimia untuk unit pengolahan limbah pada pabrik pembuatan Etilen Glikol sebagai berikut : 1. Na2CO3

= 3,9316 kg/jam

7.4 Kebutuhan Listrik Perincian kebutuhan listrik diperkirakan sebagai berikut : 1. Unit Proses

= 308 hp

2. Unit Utilitas

= 53 hp

3. Unit pengolahan limbah

= 21 hp

4. Ruang kontrol dan laboratorium = 30 hp 5. Penerangan dan kantor

= 30 hp

6. Bengkel

= 40 hp

7. Perumahan

= 100 hp

Total kebutuhan listrik = 308 + 21 + 52 + 30 + 30 + 40 + 100 = 582 hp × 0,7457 kW/hp = 520 kW Efisiensi generator 80 %, maka Daya output generator = 520/0,8 = 650 kW Untuk perancangan dipakai 4 unit generator diesel AC 400 kW, 220-240 Volt, 50 Hertz. (2 unit pakai dan 2 unit cadangan). 7.5 Kebutuhan Bahan Bakar Bahan bakar yang digunakan untuk ketel uap dan pembangkit tenaga listrik (generator) adalah minyak solar karena minyak solar efisien dan mempunyai nilai bakar yang tinggi.


Keperluan Bahan Bakar Generator Nilai bahan bakar solar

= 19860 Btu/lbm

Densitas bahan bakar solar

= 0,89 kg/L

(Perry, 1999)

Daya output generator = 628 kW Daya generator yang dihasilkan = 650 kW (0,9478 Btu/det)/kW 3600 det/jam = 2217625,0199 Btu/jam Jumlah bahan bakar

= (2217625,0199 Btu/jam)/(19860 Btu/lbm

0,45359 kg/lbm)

= 50,6492 kg/jam Kebutuhan solar

= (50,6492 kg/jam) / (0,89 kg/liter) = 56,9092 liter/jam

Kebutuhan solar untuk 2 generator = 114 L/jam

Keperluan Bahan Bakar Ketel Uap Uap yang dihasilkan ketel uap

= 7447,8838 kg/jam

Panas laten saturated steam (260 C) = 1661,6358 kJ/kg

(Reklaitis, 1987)

Panas yang dibutuhkan ketel = 7447,8838 kg/jam

1661,6358 kJ/kg / (1,05506 kJ/Btu)

= 11.730.620,5533 Btu/jam Efisiensi ketel uap = 85 % Panas yang harus disuplai ketel

= (11.730.620,5533 Btu/jam) / 0,85 = 13.800.730,0627 Btu/jam

Nilai bahan bakar solar = 19860 Btu/lb

(Perry, 1999)

Jumlah bahan bakar = (13.800.730,0627 Btu/jam) / (19.860 Btu/lbm)

0,45359 kg/lbm

= 315,2001 kg/jam Kebutuhan solar

= (315,2001 kg/jam) / (0,89 kg/liter) = 354,1574ter/jam

Jumlah total kebutuhan solar = 114 + 354,2 = 468 L / jam 7.1

Unit Pengolahan Limbah Limbah dari suatu pabrik harus diolah sebelum dibuang ke badan air atau

atmosfer, karena limbah tersebut mengandung bermacam-macam zat yang dapat


membahayakan alam sekitar maupun manusia itu sendiri. Demi kelestarian lingkungan hidup, maka setiap pabrik harus mempunyai unit pengolahan limbah. Sumber-sumber limbah cair pabrik pembuatan Etilen Glikol meliputi: 1. Limbah proses Berupa limbah padat seperti katalis bekas, limbah akibat zat-zat yang terbuang, bocor, atau tumpah. Khusus limbah dari katalis bekas, berdasarkan PP RI Nomor 18 Tahun 1999 Tentang Pengelolaan Limbah Bahan Berbahaya dan Beracun, termasuk kategori limbah B3 (Bahan Berbahaya dan Beracun) dari sumber yang spesifik sehingga dalam penanganannya harus dikirim ke pengumpul limbah B3 sesuai dengan Peraturan Pemerintah Republik Indonesia tersebut dan dalam pengelolaannya, limbah B3 dikirim ke PPLI Cileungsi, Bogor, Indonesia. 2. Limbah gas Emisi gas yang dihasilkan oleh pabrik pembuatan etilen glikol antara lain gas karbondioksida, etilen oksida, etilen karbonat dan uap air. Diketahui bahwa emisi maksimum gas etilen oksida dan etilen karbonat per ton produk proses yang menghasilkan emisi tersebut adalah 3-4 atau 0,03 %-0,04 % (Nalco,1988), sedangkan emisi gas etilen oksida 0,0043% dan etilen karbonat 0,0003 %. Emisi gas tersebut telah memenuhi standar Keputusan Menteri Negara Lingkungan Hidup Nomor Kep.13/Menlh/3/1995 Tentang Baku Mutu Emisi Sumber Tidak Bergerak sehingga dapat langsung dilepaskan ke udara. Sedangkan gas karbon dioksida dan uap air dapat langsung dibuang diudara karena merupakan emisi gas yang tidak berbahaya. 3. Limbah cair hasil pencucian peralatan pabrik Limbah ini diperkirakan mengandung kerak dan kotoran-kotoran yang melekat pada peralatan pabrik. 4. Limbah domestik Limbah ini mengandung bahan organik sisa pencernaan yang berasal dari kamar mandi di lokasi pabrik, serta limbah dari kantin berupa limbah padat dan limbah cair. Limbah domestik dari pabrik etilen glikol diolah pada septic tank yang tersedia di lingkungan pabrik sehingga tidak membutuhkan pengolahan tambahan.


5. Limbah laboratorium Limbah yang berasal dari laboratorium ini mengandung bahan-bahan kimia yang digunakan untuk menganalisa mutu bahan baku yang dipergunakan dan mutu produk yang dihasilkan, serta yang dipergunakan untuk penelitian dan pengemangan proses.

Pengolahan limbah cair pabrik ini dilakukan dengan menggunakan kolam stabilisasi. Alasan pemilihan kolam stabilisasi yaitu adalah: -

Lebih murah dan mudah dibandingkan pengolahan limbah yang lain.

-

Lebih mudah penanganannya dibandingkan pengolahan limbah yang lain.

-

Lahan yang digunakan tidak terlalu besar dikarenakan debit limbah sedikit.

Perhitungan Untuk Sistem Pengolahan Limbah Diperkirakan jumlah air buangan pabrik: 1. Limbah proses

= 0 ltr/jam

2. Pencucian peralatan pabrik

= 75 liter/jam

3. Laboratorium

= 15 liter/jam

4. Limbah domestik dan kantor - Domestik = 20 ltr/hari

(Metcalf dan Eddy, 1991)

- Kantor

(Metcalf dan Eddy, 1991)

= 10 ltr/hari

Jadi jumlah limbah domestik dan kantor = 166 x (20+10) ltr/hari x 1 hari / 24 jam = 207,5 ltr/jam Total air buangan = (0 + 75 + 15 + 207,5) liter/jam = 297,5 liter/jam = 0,2975 m3/jam

Pengolahan limbah dimulai dari kolam penampungan dan kolam stabilisasi. Kolam stabilisasi tersebut terdiri dari: a. Kolam Anaerob Memiliki kedalaman optimal 4 meter, efektif untuk beban BOD tinggi dan hasil proses oksidasi menghasilkan gas seperti CH4, H2S, dll. b. Kolam Fakultatif


Dimana proses yang terjadi anaerob dab aerob, kedalaman lebih dari 0,3 meter. c. Kolam maturasi Beroperasi secara aerobik, digunakan terutama untuk menghilangkan bakteri faecal juga berfungsi untuk penghilangan FC (faecal coliform) yaitu penghilangan suatu organisme yang berfungsi sebagai indikator adanya limbah patogen.

Unit Pengolahan limbah 1. Kolam Anaerobik Fungsi : Mengolah limbah cair pabrik secara anaerobik Laju volumetrik air buangan = 0,2975 m3/jam = 29,5614 m3/hari Waktu tinggal air

= 5 jam = 0,2083 hari

Volume Kolam (V)

= 29,5614 m3/hari × 0,2083 hari = 6,1586 m3

Bak terisi 90

maka volume Kolam =

(Perry, 1997)

6,1586 = 6,8429 m3 0,9

Direncanakan ukuran kolam sebagai berikut: - panjang kolam (p) = 2 × lebar kolam (l) - tinggi kolam (t) = lebar kolam (l) Maka: Volume kolam= p × l × t 6,8429 m3

= 2l×l×l l = 1,5069 m

Jadi, panjang kolam = 3,0137 m lebar kolam

= 1,5069 m

tinggi kolam

= 1,5069 m

Luas kolam

= 4,5412 m2

2. Kolam Fakultatif Fungsi : Mengolah limbah cair pabrik secara anaerobik dan aerobik Laju volumetrik air buangan = 0,2975 m3/jam = 29,5614 m3/hari Kedalaman

= 1,2 meter

Volume Kolam (V)

= 29,5614 m3/hari

T operasi = 300C BOD5 effluent yang diinginkan < 25mg/l


Nilai BOD5 = 300 mg/l

(Beckart Environmental, Inc., 2004)

Sehingga: Waktu tinggal = V/ Q = 231,0526 x 1,2 / 29,5614 = 10 hari Luas permukaan kolam A

Q( LI

LE / 18D(1,05) T

20

29,5614 (300 25 / 18.1,2(1,05) 30

20

= 231,0526 m2 Beban organik permukaan: = (10 Q Li )/ A = (10.29,5614. 300) / 231,0526 = 383,83 kg/Ha.hari

Beban organik diizinkan = 20 T- 120 = 20 (30) -120 = 480 kg/Ha.hari  Rancangan memenuhi

3. Kolam Maturasi Fungsi : Mengolah limbah cair pabrik secara aerobik Waktu tinggal limbah

= 7 hari

Jumlah

= 2 unit

Kedalaman

= 1,2 meter

Kb

= 2,6

Jumlah FC/100ml influent

= 4 x 107

Laju volumetrik air buangan = 0,2975 m3/jam = 29,5614 m3/hari Waktu tinggal kolam fakultatif: = V/ Q = 231,0526 x 1,2 / 29,5614 = 10 hari Jumlah FC /100 ml effluent = =

Jumlah FC/100ml (1 2,6x t kolam fakultatif)(1 2,6x t kolam maturasi) 2

4 x 107 = (1 2,6x10)(1 2,6x7) 2


= 3877 FC/ 100 ml  Rancangan memenuhi Luas permukaan kolam = (Q x t kolam maturasi) / kedalaman kolam = (29,5614 m3/hari x 7 hari) / 1,2 m = 172,4415 m2


7.6 Spesifikasi Peralatan Utilitas 7.5.1 Screening (SC) Fungsi

: Menyaring partikel-partikel padat yang besar

Jenis

: Bar screen

Jumlah

: 1 unit

Bahan konstruksi

: Stainless steel

Ukuran screening

: Panjang

= 2m

Lebar

= 2m

Ukuran bar

: Lebar Tebal

Bar clear spacing

: 20 mm

Slope

: 30°

Jumlah bar

: 50 buah

= 5 mm = 20 mm

7.5.2 Pompa Screening (PU-01) Fungsi

: Memompa air dari sungai ke bak pengendapan (BS)

Jenis

: Pompa sentrifugal

Jumlah

: 1 unit

Bahan konstruksi

: Commercial steel

Kapasitas

: 0,205 ft3/s

Daya motor

: 1 1/2 hp

7.5.3 Bak Sedimentasi (BS) Fungsi

: untuk mengendapkan lumpur yang terikut dengan air

Jumlah

: 1 unit

Jenis

: Grift Chamber Sedimentation

Aliran

: Horizontal sepanjang bak sedimentasi

Bahan konstruksi

: Beton kedap air

Kondisi operasi

: Temperatur 28 C dan tekanan 1 atm

Kapasitas

: 12,2988 ft3/menit


Panjang

: 10 ft (3,0480 m)

Lebar

: 2 ft (0,61 m)

Tinggi

: 5,9 ft (1,7983 m )

Waktu retensi

: 9,5944 menit

7.5.4 Pompa Sedimentasi (PU-02) Fungsi


Jenis

: Pompa sentrifugal

Bahan konstruksi

: Commercial steel

Jumlah

: 1 unit

Kapasitas

: 0,205 ft3/s

Daya motor

: 1 hp

7.5.5 Tangki Pelarutan Alum [Al2(SO4)3] (TP-01) Fungsi

: Membuat larutan alum [Al2(SO4)3]

Bentuk

: Silinder tegak dengan alas dan tutup datar

Bahan konstruksi

: Carbon Steel SA-283 Grade C

Kondisi pelarutan


Jumlah

: 1 unit

Kapasitas

: 1,8322 m3

Diameter

: 1,2314 m

Tinggi

: 1,5392 m

Jenis pengaduk

: flat 6 blade turbin impeller

Jumlah baffle

: 4 buah

Daya motor

: ½ hp

7.5.6 Pompa Alum (PU-03) Fungsi

: Memompa air dari Tangki Pelarutan Alum (TP-01) ke Clarifier (CL)


Jenis

: Pompa injeksi

Bahan konstruksi

: Commercial steel

Jumlah

: 1 unit

Kapasitas

: 7,488.10-6 ft3/s

Daya motor

: 1/20 hp

7.5.7 Tangki Pelarutan Soda Abu [Na2CO3] (TP-02) Fungsi

: Membuat larutan soda abu (Na2CO3)

Bentuk


Bahan konstruksi


Kondisi pelarutan


Jumlah

: 1 unit

Kapasitas

: 1,0162 m3

Diameter

: 1,0117 m

Tinggi

: 1,5176 m

Jenis pengaduk


Jumlah baffle

: 4 buah

Daya motor

: ¼ hp

7.5.8 Pompa Soda Abu (PU-04) Fungsi

: Memompa larutan soda abu dari tangki pelarutan soda abu (TP-02) ke Clarifier (CL)

Jenis

: Pompa injeksi

Bahan konstruksi

: Commercial steel

Jumlah

: 1 unit

Kapasitas

: 1,176.10-7 m3/s

Daya motor

: 1/20 hp


7.5.9 Clarifier (CL) Fungsi

:

Memisahkan

endapan

(flok-flok)

yang

terbentuk

karena penambahan alum dan soda abu Tipe

: External Solid Recirculation Clarifier

Bentuk

: Circular desain

Bahan konstruksi

: Carbon steel SA-283, Grade C

Kondisi operasi


Jumlah

: 1 unit

Kapasitas air

: 20,8966 m3

Diameter

: 2,9788 m

Tinggi

: 4,4682 m

Kedalaman air

: 3m

Daya motor

: ¼ hp

7.5.10 Pompa Clarifier (PU-05) Fungsi

: Memompa air dari clarifier (CL) ke Sand Filter (SF)

Jenis

: Pompa sentrifugal

Jumlah

: 1 unit

Bahan konstruksi

: Commercial steel

Kapasitas

: 0,205 ft3/

Daya motor

: 2 hp

7.5.11 Sand Filter (SF) Fungsi

: Menyaring partikel-partikel yang masih terbawa dalam air yang keluar dari Clarifier (CL)

Bentuk

: Silinder tegak dengan alas dan tutup elipsoidal

Bahan konstruksi

: Carbon steel SA-283 Grade C

Kondisi operasi


Jumlah

: 1 unit


Kapasitas

: 5,224 m3

Diameter sand filter : 1,9988 m Tinggi sand filter

: 5,9964 m

Tebal tangki

: ¼ in

7.5.12 Pompa Filtrasi (PU-06) Fungsi

: Memompa air dari Sand Filter (SF) ke Tangki Utilitas 1 (TU-01)

Jenis

: Pompa sentrifugal

Jumlah

: 1 unit

Bahan konstruksi

: Commercial steel

Kapasitas

: 0,205 ft3/s

Daya motor

: 1 hp

7.5.13 Tangki Utilitas 1 (TU-01) Fungsi

: Menampung air sementara dari Sand Filter (SF)

Bentuk


Bahan konstruksi

: Carbon Steel SA-283, Grade C

Jumlah

: 1 unit

Kondisi operasi


Jumlah

: 1 unit

Kapasitas

: 62,688 m3

Diameter

: 3,9976 m

Tinggi

: 5,9964 m

Tebal dinding

: ½ in

7.5.14 Pompa ke Cation Exchanger (PU-07) Fungsi

: Memompa air dari Tangki Utilitas 1 (TU-01) ke Cation Exchanger (CE)


Jenis

: Pompa sentrifugal

Jumlah

: 1 unit

Bahan konstruksi

: Commercial steel

Kapasitas

: 0,0147 ft3/s

Daya motor

: 1/20 hp

7.5.15 Pompa ke Menara Pendingin Air (PU-08) Fungsi

: Memompa air dari tangki utilitas (TU-01) ke Menara Pendingin (CT)

Jenis

: Pompa sentrifugal

Jumlah

: 1 unit

Bahan konstruksi

: Commercial steel

Kapasitas

: 0,1415 ft3/s

Daya motor

: ½ hp

7.5.16 Pompa ke Tangki Utilitas 2 (PU-09) Fungsi

: Memompa air dari Tangki Utilitas 1 (TU-01) ke Tangki Utilitas 2 (PU-09)

Jenis

: Pompa sentrifugal

Jumlah

: 1 unit

Bahan konstruksi

: Commercial steel

Kapasitas

: 0,0095 ft3/s

Daya motor

: 1/20 hp

7.5.17 Tangki Pelarutan Asam Sulfat (H2SO4) (TP-03) Fungsi

: Membuat larutan asam sulfat

Bentuk


Bahan konstruksi


Kondisi pelarutan


Jumlah

: 1 unit


Kapasitas

: 9,9964 m3

Diameter

: 2,1678 m

Tinggi

: 3,2517 m

Jenis pengaduk

: Flat 6 blade turbin impeller

Jumlah baffle

: 4 buah

Daya motor

: 2½ hp

7.5.18 Pompa H2SO4 (PU-10) Fungsi

: Memompa larutan asam sulfat dari Tangki Pelarutan Asam Sulfat (TP-03) ke Cation Exchanger (CE)

Jenis

: Pompa injeksi

Bahan konstruksi

: commercial steel

Jumlah

: 1 unit

Kapasitas

: 6,8097× 10-6 ft3/s

Daya motor

: 1/20 hp

7.5.19 Penukar Kation/Cation Exchanger (CE) Fungsi

: Mengikat kation yang terdapat dalam air umpan ketel

Bentuk


Bahan konstruksi

: Carbon steel SA-283 Grade C

Kondisi penyimpanan : temperatur 30 C dan tekanan 1 atm Jumlah

: 1 unit

Resin yang digunakan : IRR-122 Silinder

Tutup

: - Diameter

: 0,6096 m

- Tinggi

: 0,9144 m

- Tebal

: 1/4 in

: - Diameter

: 0,6096 m

- Tinggi

: 0,1524 m

- Tebal

: 1/4 in


7.5.20 Pompa Cation Exchanger (PU-11) Fungsi

: Memompa air dari Cation Exchanger (CE) ke Anion Exchanger (AE)

Jenis

: Pompa sentrifugal

Jumlah

: 1 unit

Bahan konstruksi

: Commercial steel

Kapasitas

: 0,0004 m3/s

Daya motor

: 1/20 hp

7.5.21 Tangki Pelarutan NaOH (TP-04) Fungsi

: Membuat larutan natrium hidrglikol (NaOH)

Bentuk


Bahan konstruksi


Kondisi pelarutan


Jumlah

: 1 unit

Kapasitas

: 8,3748 m3

Diameter

: 2,0436 m

Tinggi

: 3,0654 m

Tebal

: ¼ in

Jenis pengaduk


Jumlah baffle

: 4 buah

Daya motor

: 21/2 hp

7.5.22 Pompa NaOH (PU-12) Fungsi

: Memompa larutan natrium hidrglikol dari tangki pelarutan NaOH (TP-04) ke Anion Exchanger (AE)

Jenis

: Pompa injeksi

Bahan konstruksi

: Commercial steel

Jumlah

: 1 unit


Kapasitas

: 1,292.10-7 m3/s

Daya motor

: 1/20 hp

7.5.23 Penukar Anion/Anion Exchanger (AE) Fungsi

: Mengikat anion yang terdapat dalam air umpan ketel

Bentuk


Bahan konstruksi


Kondisi penyimpanan : Temperatur 28 C dan tekanan 1 atm Jumlah

: 1 unit

Resin yang digunakan : IRA-410 Silinder

Tutup

: - Diameter

: 0,6069 m

- Tinggi

: 0,9144 m

- Tebal

: ¼ in

: - Diameter

: 0,6069 m

- Tinggi

: 0,1524 m

- Tebal

: ¼ in

7.5.24 Pompa Anion Exchanger (PU-13) Fungsi

: Memompa air dari Anion Exchanger (AE) ke Deaerator (DE)

Jenis

: Pompa sentrifugal

Jumlah

: 1

Bahan konstruksi

: Commercial steel

Kapasitas

: 0,0004 m3/s

Daya motor

: 3 hp

7.5.25 Tangki Pelarutan Kaporit [Ca(ClO)2] (TP-05) Fungsi

: Membuat larutan kaporit [Ca(ClO)2]

Bentuk


Bahan konstruksi


Kondisi pelarutan



Jumlah

: 1 unit

Kapasitas

: 0,0067 m3

Diameter

: 0,1895 m

Tinggi

: 0,2843 m

Jenis pengaduk


Jumlah baffle

: 4 buah

Daya motor

: 1/20 hp

7.5.26 Pompa Kaporit (PU-14) Fungsi

: memompa larutan kaporit dari Tangki Pelarutan Kaporit (TP-05) ke Tangki Utilitas 2 (TU-02)

Jenis

: Pompa sentrifugal

Jumlah

: 1 unit

Bahan konstruksi

: Commercial steel

Kapasitas

: 6,0147.10-10 m3/s

Daya motor

: 1/20 hp

7.5.27 Tangki Utilitas 2 (TU-02) Fungsi

: Menampung air untuk didistribusikan ke domestik

Bentuk


Bahan konstruksi


Kondisi operasi


Jumlah

: 1 unit

Kapasitas

: 23,2312 m3

Diameter

: 2,8714 m

Tinggi

: 4,3071 m

Tebal dinding

: ¼ in

7.5.28 Pompa Domestik (PU-15) Fungsi

: Memompa air dari Tangki Utilitas 2 (TU-02) ke


kebutuhan domestik Jenis

: Pompa sentrifugal

Jumlah

: 1 unit

Bahan konstruksi

: Commercial steel

Kapasitas

: 0,0003 m3/s

Daya motor

: 1/20 hp

7.5.29 Menara Pendingin Air / Water Cooling Tower (CT) Fungsi

: Mendinginkan air pendingin bekas dari temperatur 55 C menjadi 30 C

Jenis

: Mechanical Draft Cooling Tower

Bahan konstruksi

: Carbon Steel SA–53 Grade B

Kondisi operasi

:

Suhu air masuk menara (TL2) = 550C = 1310F Suhu air keluar menara (TL1) = 300C = 860F Jumlah

: 1 unit

Kapasitas

: 292,6481 m3/jam

Luas menara

: 672,2509 ft2

Tinggi

: 14,7484 m

Daya

: 20 Hp

7.5.30 Pompa Menara Pendingin Air (PU-16) Fungsi

: Memompa air pendingin dari menara pendingin air ke unit proses

Jenis

: Pompa sentrifugal

Jumlah

: 1 unit

Bahan konstruksi

: Commercial steel

Kapasitas

: 0,0805 m3/s

Daya motor

: 15 hp


7.5.31 Deaerator (DE) Fungsi

: Menghilangkan gas-gas yang terlarut dalam air umpan ketel

Bentuk

: Silinder horizontal dengan tutup elipsoidal

Bahan konstruksi


Kondisi operasi


Jumlah

: 1 unit

Kapasitas

: 179,4844 m3

Silinder

: - Diameter

: 5,6765 m

- Tinggi

: 8,5148 m

- Tebal

: ½ in

Tutup

: - Diameter

: 5,6765 m

- Tinggi

: 1,4191 m

- Tebal

: ½ in

7.5.32 Pompa Deaerator (PU-17) Fungsi

: Memompa air dari Tangki Deaerator (DE) ke Ketel Uap (KU)

Jenis

: Pompa sentrifugal

Jumlah

: 1

Bahan konstruksi

: Commercial steel

Kapasitas

: 0,0021 m3/s

Daya motor

: ¼ hp

7.5.33 Ketel Uap (KU) Fungsi

: Menyediakan uap untuk keperluan proses

Jenis

: Water tube boiler

Bahan konstruksi

: Carbon steel

Jumlah

: 1 unit

Kapasitas

: 5729,0872 kg/jam


Panjang tube

: 30 ft

Diameter tube

: 3 in

Jumlah tube

: 475 buah

7.5.34 Pompa Air Proses (PU-18) Fungsi

: Memompa air dari Tangki Utilitas 1 (TU-01) ke unit proses

Jenis

: Pompa sentrifugal

Jumlah

: 1 unit

Bahan konstruksi

: Commercial steel

Kapasitas

: 0,0011 m3/s

Daya motor

: 0,5 hp


BAB VIII LOKASI DAN TATA LETAK PABRIK Susunan peralatan dan fasilitas dalam rancangan proses merupakan syarat penting dalam mempersiapkan biaya sebelum mendirikan pabrik atau untuk design yang meliputi design perpipaan, fasilitas bangunan fisik, tata letak peralatan dan kelistrikan. Lokasi suatu pabrik merupakan bagian penting untuk mempengaruhi kedudukan pabrik dalam persaingan. Penentuan lokasi pabrik yang tepat tidak semudah yang diperkirakan, banyak faktor yang dapat mempengaruhinya. Idealnya, lokasi yang dipilih harus dapat memberikan keuntungan untuk jangka panjang dan dapat memberikan kemungkinan untuk memperluas pabrik. Lokasi pabrik yang baik akan menentukan hal-hal sebagai berikut : a. Kemampuan untuk melayani konsumen dengan memuaskan b. Kemampuan untuk mendapatkan bahan mentah yang berkesinambungan dan harganya sampai di tempat cukup murah c. Kemudahan untuk mendapatkan tenaga karyawan Oleh karena itu, pemilihan tempat bagi berdirinya suatu pabrik harus memperhatikan beberapa faktor yang berperan yaitu faktor primer dan faktor sekunder. A. Faktor Primer / Utama Faktor ini secara langsung mempengaruhi tujuan utama dari usaha pabrik yaitu meliputi produksi dan distribusi produk yang diatur menurut macam dan kualitasnya. Yang termasuk dalam faktor utama menurut Peter dan Timmerhaus, 2004 adalah: 1. Letak pasar Pabrik yang letaknya dekat dengan pasar dapat lebih cepat melayani konsumen, sedangkan biayanya juga lebih rendah terutama biaya angkutan. 2. Letak sumber bahan baku Idealnya, sumber bahan baku tersedia dekat dengan lokasi pabrik. Hal ini lebih menjamin penyediaan bahan baku, setidaknya dapat mengurangi keterlambatan penyediaan bahan baku, terutama untuk bahan baku yang berat.


Hal – hal yang perlu diperhatikan mengenai bahan baku adalah : a. Lokasi sumber bahan baku b. Besarnya kapasitas sumber bahan baku dan berapa lama sumber tersebut dapat diandalkan pengadaannya c. Cara mendapatkan bahan baku tersebut dan cara transportasinya d. Harga bahan baku serta biaya pengangkutan e. Kemungkinan mendapatkan sumber bahan baku yang lain 3. Fasilitas pengangkutan Pertimbangan – pertimbangan kemungkinan untuk pengangkutan bahan baku dan produk menggunakan angkutan gerbong kereta api, truk, angkutan melalui sungai dan laut dan juga angkutan melalui udara yang sangat mahal. 4. Tenaga kerja Tersedianya tenaga kerja menurut kualifikasi tertentu merupakan faktor pertimbangan pada penetapan lokasi pabrik tetapi tenaga terlatih atau skilled labor di daerah setempat tidak selalu tersedia. Jika didatangkan dari daerah lain diperlukan peningkatan upah atau penyediaan fasilitas lainnya sebagai daya tarik. 5. Pembangkit tenaga listrik Pabrik yang menggunakan tenaga listrik yang besar akan memilih lokasi yang dekat dengan sumber tenaga listrik.

B. Faktor Sekunder Yang termasuk ke dalam faktor sekunder antara lain adalah : 1. Harga tanah dan gedung Harga tanah dan gedung yang murah merupakan daya tarik tersendiri. Perlu dikaitkan dengan rencana jangka panjang. Jika harga tanah mahal mungkin hanya dapat diperoleh luasan tanah yang terbatas, sehingga perlu dipikirkan untuk membuat bangunan bertingkat walaupun pembangunan gedungnya lebih mahal. 2. Kemungkinan perluasan Perlu diperhatikan apakah perluasan di masa yang akan datang dapat dikerjakan di satu tempat atau perlu lokasi lain, apakah di sekitar sudah banyak pabrik lain.


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

3. Fasilitas servis Terutama untuk pabrik kimia yang relatif kecil yang tidak memiliki bengkel sendiri. Perlu dipelajari adanya bengkel–bengkel di sekitar daerah tersebut yang mungkin diperlukan untuk perbaikan alat–alat pabrik. Perlu juga dipelajari adanya fasilitas layanan masyarakat, misalnya rumah sakit umum, sekolah– sekolah, tempat–tempat ibadah, tempat–tempat kegiatan olahraga, tempat–tempat rekreasi, dan sebagainya. Untuk pabrik yang besar, mungkin beberapa fasilitas tersebut dapat dilayani sendiri walaupun merupakan beban tambahan. Keuntungannya, selain merupakan daya tarik bagi para pekerja, juga membantu penjagaan kesehatan fisik dan mental sehingga efisiensi kerja dapat tetap dipertahankan. 4. Fasilitas finansial Perkembangan perusahaan dibantu oleh fasilitas finansial, misalnya adanya pasar modal, bursa, sumber–sumber modal, bank, koperasi simpan pinjam, dan lembaga keuangan lainnya. Fasilitas tersebut akan lebih membantu untuk memberikan kemudahan bagi suksesnya usaha pengembangan pabrik. 5. Persediaan air Suatu jenis pabrik memerlukan sejumlah air yang cukup banyak, misalnya pabrik kertas. Karena itu, di daerah lokasi diperlukan adanya sumber air yang kemungkinan diperoleh dari air sungai, danau, sumur (air tanah), atau air laut. 6. Peraturan daerah setempat Peraturan daerah setempat perlu dipelajari terlebih dahulu, mungkin terdapat beberapa persyaratan atau aturan yang berbeda dengan daerah lain. 7. Masyarakat daerah Sikap, tangggapan dari masyarakat daerah terhadap pembangunan pabrik perlu diperhatikan dengan seksama, karena hal ini akan menentukan perkembangan pabrik di masa yang akan datang. Keselamatan dan keamanan masyarakat perlu dijaga dengan baik. Hal ini merupakan suatu keharusan sebagai sumbangan kepada masyarakat.


8. Iklim di daerah lokasi Suatu pabrik ditinjau dari segi teknik, adakalanya membutuhkan kondisi operasi misalnya kelembaban udara, panas matahari, dan sebagainya. Hal ini berhubungan dengan kegiatan pengolahan, penyimpanan bahan baku atau produk. Disamping itu, iklim juga mempengaruhi gairah kerja dan moral para karyawan. Keaktifan kerja karyawan dapat meningkatkan hasil produksi. 9. Keadaan tanah Sifat–sifat mekanika tanah dan tempat pembangunan pabrik harus diketahui. Hal ini berhubungan dengan rencana pondasi untuk alat–alat, bangunan gedung, dan bangunan pabrik. 10. Perumahan Bila di sekitar daerah lokasi pabrik telah banyak perumahan, selain lebih membuat kerasan para karyawan juga dapat meringankan investasi untuk perumahan karyawan. 11. Daerah pinggiran kota Daerah pinggiran kota dapat menjadi lebih menarik untuk pembangunan pabrik. Akibatnya dapat timbul aspek desentralisasi industri. Alasan pemilihan daerah lokasi di pinggiran kota antara lain : Upah buruh relatif rendah Harga tanah lebih murah Servis industri tidak terlalu jauh dari kota

8.1

Lokasi Pabrik Penentuan lokasi pabrik sangat menentukan kemajuan dan kelangsungan dari

industri, baik pada masa sekarang maupun pada masa yang akan datang, karena hal ini berpengaruh terhadap faktor produksi dan distribusi dari pabrik yang didirikan. Pemilihan yang tepat mengenai lokasi pabrik harus memberikan suatu perhitungan biaya produksi dan distribusi yang minimal serta pertimbangan sosiologi, yaitu pertimbangan dalam mempelajari sikap dan sifat masyarakat di sekitar lokasi pabrik. Berdasarkan faktor-faktor tersebut, maka pabrik pembuatan Etilen glikol ini direncanakan berlokasi di daerah hilir Sungai Rokan, Kabupaten Rokan Hilir, Riau.


Dasar pertimbangan dalam pemilihan lokasi pabrik ini adalah : 1. Bahan baku Suatu pabrik sebaiknya berada di daerah yang dekat dengan sumber bahan baku dan daerah pemasaran sehingga transportasi dapat berjalan dengan lancar. Bahan baku utama yang berupa Etilen Oksida dapat diperoleh dari suplier-suplier bahan kimia untuk industri (PT.Prima Ethycholindo dll) yang terletak di Merak Jawa Barat kemudian dikirim ke Provinsi Riau melalui pelabuhan yang lokasinya dekat dengan pabrik dan Carbon dioksida diperoleh dari pabrik yang berlokasi di Provinsi Riau. 2. Letak dari pasar dan kondisi pemasaran Produk Etilen glikol dan Dietilen glikol ini dapat diangkut ataupun dikapalkan dengan mudah ke daerah pemasaran dalam dan luar negeri. Kebutuhan Etilen glikol dan Dietilen glikol menunjukkan peningkatan dari tahun ke tahun, dengan demikian pemasarannya tidak akan mengalami hambatan. Kota Dumai mempunyai pelabuhan dan relatif dekat dengan negara industri lain seperti Singapura dan Malaysia. Selain itu, kawasan ini juga merupakan daerah industri sehingga produknya dapat dipasarkan kepada pabrik yang membutuhkannya di kawasan industri tersebut atau diekspor ke mancanegara. 3. Fasilitas transportasi Pabrik

ini

direncanakan

didirikan

dekat

dengan

jalan

raya

(lintas

Dumai–Pekanbaru) dan Pelabuhan Dumai sehingga mempermudah transportasi untuk pengiriman produk. Bahan baku yang berbentuk gas dikemas dalam tabung khusus, dan padatan yang digunakan diangkut dengan menggunakan truk. Sedangkan produk yang dihasilkan berbentuk cairan dikemas dalam tabung khusus dan diangkut dengan menggunakan kapal dan truk. 4. Kebutuhan tenaga listrik dan bahan bakar Listrik untuk kebutuhan pabrik diperoleh dari generator pembangkit tenaga listrik. Disamping itu, disediakan juga cadangan dari Perusahaan Listrik Negara (PLN) Wilayah III Riau–Sumbar. Bahan bakar solar untuk generator dapat diperoleh dari PT. Pertamina (detikfinance.com, 2008)


5. Kebutuhan air Air merupakan kebutuhan penting bagi suatu pabrik industri kimia, baik itu untuk keperluan proses maupun untuk keperluan lainnya. Kebutuhan air diperoleh dari Sungai Rokan yang mengalir di sekitar pabrik. Kebutuhan air ini berguna untuk proses, sarana utilitas dan keperluan domestik. 6. Tenaga kerja Tenaga kerja termasuk hal yang sangat menunjang dalam operasional pabrik, tenaga kerja untuk pabrik ini direkrut dari : Perguruan tinggi lokal seperti Universitas Riau, Politeknik Chevron Riau, masyarakat sekitar pabrik dan Perguruan Tinggi lainnya Tenaga ahli yang berasal dari daerah sekitar dan luar daerah 7. Harga tanah dan bangunan Tanah yang tersedia untuk lokasi pabrik masih cukup luas, biaya harga tanah dan bangunan untuk pendirian pabrik relatif rendah. 8. Kemungkinan perluasan dan ekspansi Ekspansi pabrik dimungkinkan karena tanah yang tersedia cukup luas dan di sekeliling pabrik belum banyak berdiri pabrik serta tidak mengganggu pemukiman penduduk. 9. Kondisi iklim dan cuaca Seperti daerah lain di Indonesia, iklim di sekitar lokasi pabrik relatif stabil. Untuk daerah ini belum terjadi bencana alam yang berarti sehingga memungkinkan pabrik berjalan dengan lancar. 10. Masyarakat di sekitar pabrik Sikap masyarakat diperkirakan akan mendukung pendirian pabrik pembuatan Etilen glikol ini karena akan menyediakan lapangan kerja bagi mereka. Selain itu pendirian pabrik Etilen glikol ini diperkirakan tidak akan mengganggu keselamatan dan keamanan masyarakat di sekitarnya.


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

8.2

Tata Letak Pabrik Tata letak pabrik adalah suatu perencanaan dan pengintegrasian aliran dari

komponen–komponen produksi suatu pabrik, sehingga diperoleh suatu hubungan yang efisien dan efektif antara operator, peralatan, dan gerakan material proses dari bahan baku menjadi produk. Tata letak suatu pabrik memainkan peranan penting dalam menentukan biaya konstruksi, biaya produksi, serta efisiensi keselamatan kerja. Oleh karena itu tata letak pabrik harus disusun secara cermat untuk menghindari kesulitan di kemudian hari. Beberapa faktor yang perlu dipertimbangkan pada penyusunan tata letak pabrik pembuatan Etilen glikol ini adalah (Peters dan Timmerhaus, 2004): 1. Urutan proses produksi dan kemudahan/aksesbilitas operasi, jika suatu produk perlu diolah lebih lanjut maka pada unit berikutnya disusun berurutan sehingga sistem perpipaan dan penyusunan letak pompa lebih sederhana. 2. Pengembangan lokasi baru atau penambahan/perluasan lokasi yang belum dikembangkan pada masa yang akan datang. 3. Distribusi ekonomis dari fasilitas logistik (bahan baku dan bahan pelengkap), fasilitas utilitas (pengadaan air, steam, tenaga listrik dan bahan bakar), bengkel untuk pemeliharaan/perbaikan alat serta peralatan pendukung lainnya. 4. Pemeliharaan dan perbaikan. 5. Keamanan (safety) terutama dari kemungkinan kebakaran dan keselamatan kerja. 6. Bangunan yang meliputi luas bangunan, kondisi bangunan dan konstruksinya yang memenuhi syarat. 7. Masalah pembuangan limbah cair.


8. Service area, seperti kantin, tempat parkir, ruang ibadah, dan sebagainya diatur sedemikian rupa sehingga tidak terlalu jauh dari tempat kerja. 9. Letak tempat Misalnya di suatu lokasi yang agak tinggi, bila digunakan untuk menempatkan tangki penyimpan cairan maka cairan dalam tangki tersebut dapat dialirkan ke tempat yang lebih rendah tanpa menggunakan pompa. 10. Fasilitas jalan, gudang, dan kantor sebaiknya ditempatkan dekat jalan, tujuannya untuk memperlancar arus lalu lintas. 11. Fleksibilitas dalam perencanaan tata letak pabrik dengan mempertimbangkan kemungkinan perubahan dari proses/mesin, sehingga perubahan–perubahan yang dilakukan tidak memerlukan biaya yang tinggi. Jadi penyusunan tata letak peralatan proses, tata letak bangunan dan lain-lain akan berpengaruh secara langsung pada modal, biaya produksi, efisiensi kerja dan keselamatan kerja. Pengaturan tata letak pabrik yang baik akan memberikan beberapa keuntungan, seperti : a. Mengurangi jarak transportasi bahan baku dan hasil produksi, sehingga mengurangi biaya material handling b. Memberikan ruang gerak yang lebih leluasa sehingga mempermudah perbaikan mesin dan peralatan yang rusak atau di blowdown c. Mengurangi ongkos produksi d. Meningkatkan keselamatan kerja e. Meningkatkan pengawasan operasi dan proses agar lebih baik


8.3

Perincian Luas Tanah Luas areal yang diperlukan untuk lokasi pabrik pembuatan Etilen Glikol

diperkirakan sebagai berikut : Tabel 8.1 Pembagian Penggunaan Areal Tanah No

Penggunaan Areal Tanah

Luas (m2)

1

Pos keamanan

50

2

Areal bahan baku

600

3

Parkir *)

200

4 5 6 7 8 9 10 11 12 13 14 15 16 17 18 19 20

Taman *) Perumahan karyawan Ruang kontrol Areal proses Areal produk Perkantoran Laboratorium Poliklinik Kantin Tempat ibadah Gudang peralatan Bengkel Unit pemadam kebakaran Unit pengolahan air Ruang boiler Unit pembangkit listrik Unit pengolahan limbah Areal perluasan *)

3000 1000 200 6800 850 300 200 80 100 80 400 400 80 800 350 380 1000

21 22 23 24 25

Jalan

*)

Perpustakaan Sarana olahraga Areal antar bangunan *) *)

1900 800 80 100 150

Total 20.000 merupakan prasarana pabrik

Maka total luas tanah yang dibutuhkan untuk membangun pabrik pembuatan Etilen glikol adalah 20.000 m2.


6

2

10

7 3 11 1 9

4

14

16

20

5

18

14

15

21 12 22

14

19

17

6

14 13

2

14

23

14

Gambar 8.1 Tata Letak Pabrik Etilen glikol

Keterangan Gambar 8.1 No 1 2 3 4 5 6 7 8 9 10 11 12 13

Keterangan Area Proses Pos Keamanan Areal Bahan Baku Areal Produk Gudang Peralatan Parkir I Ruang Boiler Unit Pembangkit Listrik Bengkel Unit Pengolahan Air Unit Pengolahan Limbah Perkantoran Perpustakaan

No 14 15 16 17 18 19 20 21 22 23

Keterangan Taman I Kantin Laboratorium Poliklinik Areal Perluasan Sarana Olahraga Ruang Kontrol Unit Pemadam Kebakaran Tempat Ibadah Perumahan Karyawan


SUNGAI

8

BAB X ANALISA EKONOMI Untuk mengevaluasi kelayakan berdirinya suatu pabrik dan tingkat pendapatannya, maka dilakukan analisa perhitungan secara teknik. Selanjutnya perlu juga dilakukan analisa terhadap aspek ekonomi dan pembiayaannya. Dari hasil analisa tersebut diharapkan berbagai kebijaksanaan dapat diambil untuk pengarahan secara tepat. Suatu rancangan pabrik dianggap layak didirikan bila dapat beroperasi dalam kondisi yang memberikan keuntungan. Berbagai parameter ekonomi digunakan sebagai pedoman untuk menentukan layak tidaknya suatu pabrik didirikan dan besarnya tingkat pendapatan yang dapat diterima dari segi ekonomi. Parameter-parameter tersebut antara lain: 1. Modal investasi / Capital Investment (CI) 2. Biaya produksi total / Total Cost (TC) 3. Marjin keuntungan / Profit Margin (PM) 4. Titik impas / Break Even Point (BEP) 5. Laju pengembalian Modal / Return On Investment (ROI) 6. Waktu pengembalian Modal / Pay Out Time (POT) 7. Laju pengembalian internal / Internal Rate of Return (IRR)

10.1 Modal Investasi Modal investasi adalah seluruh modal untuk mendirikan pabrik dan mulai menjalankan usaha sampai mampu menarik hasil penjualan. Modal investasi terdiri dari: 10.1.1 Modal Investasi Tetap / Fixed Capital Investment (FCI) Modal investasi tetap adalah modal yang diperlukan untuk menyediakan segala peralatan dan fasilitas manufaktur pabrik. Modal investasi tetap ini terdiri dari: 1. Modal Investasi Tetap Langsung (MITL) / Direct Fixed Capital Investment (DFCI), yaitu modal yang diperlukan untuk mendirikan bangunan pabrik, membeli dan memasang mesin, peralatan proses, dan peralatan pendukung yang diperlukan untuk operasi pabrik.


Modal investasi tetap langsung ini meliputi: -

Modal untuk tanah

-

Modal untuk bangunan

-

Modal untuk peralatan proses

-

Modal untuk peralatan utilitas

-

Modal untuk instrumentasi dan alat kontrol

-

Modal untuk perpipaan

-

Modal untuk instalasi listrik

-

Modal untuk insulasi

-

Modal untuk investaris kantor

-

Modal untuk perlengkapan kebakaran dan keamanan

-

Modal untuk sarana transportasi

Dari hasil perhitungan pada Lampiran E diperoleh modal investasi tetap langsung, MITL sebesar = Rp 493.193.350.801,-

2. Modal Investasi Tetap Tak Langsung (MITTL) / Indirect Fixed Capital Investment (IFCI), yaitu modal yang diperlukan pada saat pendirian pabrik (construction overhead) dan semua komponen pabrik yang tidak berhubungan secara langsung dengan operasi proses. Modal investasi tetap tak langsung ini meliputi: -

Modal untuk pra-investasi

-

Modal untuk engineering dan supervisi

-

Modal untuk biaya kontraktor (contractor’s fee)

-

Modal untuk biaya tak terduga (contigencies)

Dari perhitungan pada Lampiran E diperoleh modal investasi tetap tak langsung, MITTL sebesar Rp 152.907.752.056,Maka total modal investasi tetap, MIT = MITL + MITTL = Rp. 493.193.350.801,- + Rp. 152.907.752.056,= Rp. 646.101.102.857,-


10.1.2 Modal Kerja / Working Capital (WC) Modal kerja adalah modal yang diperlukan untuk memulai usaha sampai mampu menarik keuntungan dari hasil penjualan dan memutar keuangannya. Jangka waktu pengadaan biasanya antara 3 – 4 bulan, tergantung pada cepat atau lambatnya hasil produksi yang diterima. Dalam perancangan ini jangka waktu pengadaan modal kerja diambil 3 bulan. Modal kerja ini meliputi: -

Modal untuk biaya bahan baku proses dan utilitas

-

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

-

Modal untuk mulai beroperasi (start-up)

-

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

PD

IP HPT 12

Dengan: PD = piutang dagang IP

= jangka waktu yang diberikan (3 bulan)

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

Modal sendiri/saham-saham sebanyak 60

dari modal investasi total

Dari Lampiran E diperoleh modal sendiri = Rp 598.023.245.713,-

Pinjaman dari bank sebanyak 40

dari modal investai total

Dari Lampiran E diperoleh pinjaman bank = Rp 398.682.163.808


10.2 Biaya Produksi Total (BPT) / Total Cost (TC) Biaya produksi total merupakan semua biaya yang digunakan selama pabrik beroperasi. Biaya produksi total meliputi:

10.2.1 Biaya Tetap (BT) / Fixed Cost (FC) Biaya tetap adalah biaya yang jumlahnya tidak tergantung pada jumlah produksi, meliputi: -

Gaji tetap karyawan

-

Depresiasi dan amortisasi

-

Pajak bumi dan bangunan

-

Bunga pinjaman bank

-

Biaya perawatan tetap

-

Biaya tambahan

-

Biaya administrasi umum

-

Biaya pemasaran dan distribusi

-

Biaya asuransi

Dari hasil perhitungan pada Lampiran E diperoleh biaya tetap, BT sebesar = Rp 366.441.772.453,-

10.2.2 Biaya Variabel (BV) / Variable Cost (VC) Biaya variabel adalah biaya yang jumlahnya tergantung pada jumlah produksi. Biaya variabel meliputi: -

Biaya bahan baku proses dan utilitas

-

Biaya karyawan tidak tetap/tenaga kerja borongan

-

Biaya pemasaran

-

Biaya laboratorium serta penelitian dan pengembangan (litbang)

-

Biaya pemeliharaan

-

Biaya tambahan

Dari hasil perhitungan pada Lampiran E diperoleh biaya variabel, BV sebesar Rp 719.484.484.404,Maka, biaya produksi total

= Biaya Tetap + Biaya Variabel = Rp 366.441.772.453,-+ Rp

719.484.484.404,-


= Rp 1.085.926.256.857,-

10.3 Total Penjualan (Total Sales) Penjualan diperoleh dari hasil penjualan produk etilen glikol, dietilen glikol dan etilen karbonat yaitu sebesar Rp 1.437.714.356.325,-

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

10.5 Perkiraan Rugi/Laba Usaha Dari hasil perhitungan pada Lampiran E diperoleh: 1. Laba sebelum pajak

= Rp 351.788.099.468

2. Pajak penghasilan

= Rp.104.991.247.691,-

3. Laba setelah pajak

= Rp 245.037.911.279,-

10.6 Analisa Aspek Ekonomi 10.6.1 Profit Margin (PM) Profit Margin adalah persentase perbandingan antara keuntungan sebelum pajak penghasilan PPh terhadap total penjualan. PM =

PM =

Laba sebelum pajak total penjualan

100

Rp 350.029.158.970 9,Rp 1.437.714.356.325,-

x 100%

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


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

Biaya Tetap Total Penjualan Biaya Variabel

100

Rp 366.441.772.453,x 100% Rp 1.437.714.356.325,- - Rp719.484.484.404,-

BEP =

= 51,02 % Kapasitas produksi pada titik BEP

= 51,02 %

80.000 ton/tahun

= 40.816,0993 ton/tahun Nilai penjualan pada titik BEP

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

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

10.6.3 Return on Investment (ROI) Return on Investment adalah besarnya persentase pengembalian modal tiap tahun dari penghasilan bersih. ROI

=

Laba setelah pajak Total modal investasi

ROI

=

Rp 245.037.911.279,Rp 996.705.409.521,-

100

x 100%

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

15 ROI 45

resiko pengembalian modal rendah 45

resiko pengembalian modal rata-rata

resiko pengembalian modal tinggi

Dari hasil perhitungan diperoleh ROI sebesar 21,2 %, sehingga pabrik yang akan didirikan ini termasuk resiko laju pengembalian modal rata-rata.


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

1 x 1 tahun 0,2458

POT

=

POT

= 4,07 tahun

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

10.6.5 Return on Network (RON) Return on Network merupakan perbandingan laba setelah pajak dengan modal sendiri. RON =

Laba setelah pajak Modal sendiri

RON =

Rp 224.234.470.270,Rp 508.023.245.713,-

100

x 100%

RON = 40,97%

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


BAB XI KESIMPULAN

Hasil analisa perhitungan pada Pra Rancangan Pabrik Pembuatan Etilen Glikol dari etilen oksida dengan proses Karbonasi dengan kapasitas 80.000 ton/tahun diperoleh beberapa kesimpulan, yaitu : 1.

Kapasitas rancangan pabrik etilen glikol direncanakan 80.000 ton/tahun.

2.

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

3.

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

4.

Luas tanah yang dibutuhkan adalah 20.000 m2

5.

Analisa Ekonomi : Modal Investasi

: Rp. 646.101.102.857,-

Biaya Produksi per tahun

: Rp 1.085.926.256.857,-

Hasil Jual Produk per tahun : Rp 1.437.714.356.325,Laba Bersih per tahun

: Rp 245.037.911.279,-

Profit Margin

: 24,35%

Break Event Point

: 51,02 %

Return of Investment

: 24,58%

Pay Out Time

: 4,07 tahun

Return on Network

: 40,97%

Internal Rate of Return

: 39,86%

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


DAFTAR PUSTAKA Anonim. 2006. Ethylene Oxide. http://www.Shell_Chemical_Limited.com. diakses 4 Juni 2009 Anonim. 2007. Carbondioxide.

http://www.wikipedia.org/wiki/ Carbondioxide.

diakses 4 Juni 2009 Anonima. 2009. Air. http://www.wikipedia.org/wiki/air . diakses 4 Juni 2009 Anonimb.2009.Ethylene Carbonate. http://www.wikipedia.org/wiki/EtilenCarbonate diakses 4 Juni 2009 Anonimc. 2009. Ethylene Glycol. http://www.wikipedia.org/wiki/Ethylene_Oxide diakses 4 Juni 2009 Anonimd.2009. Chemical Pricing. http//www.advance-scientific.net diakses 18 Agustus 2009 Badan Lingkungan Hidup Provinsi Riau. 2009. http//www.blh.riau.go.id diakses 19 19 Agustus 2009 Bank Indonesia. 2009. Kurs Transaksi Bank Indonesia. diakses 19 Agustus 2009 Bank Mandiri. 2009. Cicilan Ringan KPR dan Kredit Usaha. Jakarta Becker, Mitchell dan Howard. M Sachs. 1985. Purification Of Ethylene Glycol Derived From Ethylene Carbonate. USA: PatentStorm 4519875 Beckart

Enviromental,

Inc.

2006.

Bioprocesing

Using

Activated

Sludge.

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


Crities, Ron dan George Tchobanoglous. 2004. Small and Decentralized Wastemanagement System. Singapore: Mc.Graw-Hill, Inc Considine, Douglas M. 1974. Instruments And Controls Handbook. 2nd Edition. USA: Mc.Graw-Hill, Inc Doherty, M.F. and Malone, M.F. 2001. Conceptual Design of Destillation System. McGraw-Hill Companies, Inc. New York Degremont. 1991. Water Treatment Handbook. 5th Edition. New York : John Wiley & Sons. Emulsifier.2007.Ethylene Oxide. http//www.emulsifier.in/about_ethylene_oxide.html diakses 4 Juni 2009 EPA. 1986. Ethoxy. http//www.EPA.gov/ttn/chief/le/ethoxy.pdf. diakses 4 Juni 2009 Geankoplis, C.J. 1997. Transport Process and Unit Operation. 3rd edition. New Delhi: Prentice-Hall of India Huntsmana. 2006. Ethylene Glycol. USA : Huntsman Corporation Huntsmanb. 2006. Diethylene Glycol. USA : Huntsman Corporation Icis Pricing. 2009. Ethylene Glycol Prices. http//www.icispricing.com. diakses 19 Agustus 2009 Kawabe, Kazuki, Kazuhiko Murata dan Toshiyuki Furuya.1998. Ethylene Glycol Process. USA: PatentStorm57636961 Kawamura. 1991. An Integrated Calculation of Wastewater Engineering. New York. John Wiley and Sons Inc Kern, D.Q. 1965. Process Heat Transfer. New York : McGraw-Hill Book Company Kirk, R.E dan Othmer, D.F. 1990. Encyclopedia of Chemical Engineering Technology. New York : John Wiley and Sons Inc Laboratorium Analisa FMIPA.1999. USU Press. Medan Lorch, Walter. 1981. Handbook of Water Purification. Britain : McGraw-Hill Book Company, Inc Madura, Jeff. 2000. Introduction to Business. 2nd Editon. USA: South-Western College Publishing


Manulang, M. 1982. Dasar-dasar Marketing Modern. Edisi 1. Yogyakarta : Penerbit Liberty. McKetta, JJ dan W. Cunningham. 1984. Encyclopedia of Chemical Processing and Design. Volume 21. New York : Marcel Dekker Inc Mc Cabe, W.L, Smith J.M. 1983. Operasi Teknik Kimia. Jilid 1, Edisi Keempat. Jakarta : Erlangga. Mc Cabe, W.L, Smith J.M. 1999. Operasi Teknik Kimia. Jilid 1, Edisi Keempat. Jakarta : Erlangga. MEG Global Group. 2008. Ethylene Glycol Product Guide. Kanada : MEG Global Group Co Metcalf dan Eddy. 1984. Wastewater Engineering Treatment, Disposal, Reuse. New Delhi : McGraw Hill Company Metcalf dan Eddy. 1991. Wastewater Engineering Treatment, Disposal, Reuse. New Delhi : McGraw Hill Company Montgomery, Douglas C. 1992. Reka Bentuk dan Analisis Uji Kaji (Terjemahan). Kuala Lumpur : Universiti Sains Malaysia Pulau Penang. Nalco. 1988. The Nalco Water Handbook. 2nd Edition. New York : McGraw-Hill Book Company Perry, John H (Ed). 1999. Perry’s Chemical Engineers Handbook. Edisi Ketujuh. New York : McGraw-Hill Book Company. Peters, M.S; Klaus D. Timmerhaus dan Ronald E. West. 1991. Plant Design and Economics for Chemical Engineer. 4th edition. International Edition. Singapore : McGraw-Hill. Peters, M.S; Klaus D. Timmerhaus dan Ronald E. West. 2004. Plant Design and Economics for Chemical Engineer. 5th edition. International Edition. Singapore : McGraw-Hill. PT. Aneka Gas Indutri. 2009. Medan PT. Halim Sejahtera Cipta Mandiri. 2009. Medan


PT. Prudential Life Assurance.2009. Price Product List. Jakarta PT. Bratachem Chemical. 2009. Price Product List. Jakarta Reklaitis, G.V. 1983. Introduction to Material and Energy Balance. New York : McGraw-Hill Book Company Riaupos. 2009. Rusunawa Terganjal Masalah Lahan. http//riaupos.com. diakses 18 Agustus 2009 Rusjdi, Muhammad. 1999. PPh Pajak Penghasilan. Jakarta : PT. Indeks Gramedia. Rusjdi, Muhammad. 2004. PPN dan PPnBM. Jakarta : PT. Indeks Gramedia. Shakhashiri.2008. Chemical of The Week : Carbon Dioxide. http//scifun.com diakses 4 Juni 2009 Siagian, Sondang P. 1992. Fungsi-fungsi Manajerial. Jakarta : Offset Radar Jaya. Smith, J.M, Van Ness, H.C. 2001. Chemical Engineering Thermodynamics. Edisi keenam. New York : McGraw-Hill Book Company. Treybal, R.E. 1984. Mass Transfer Operation. New York : McGraw-Hill Book Company. Turton, Richard, Richard C. Bailie , Wallace B. Whiting and Joseph A. Shaeiwitz. 2003. Analysis, Synthesis, and Design of Chemical Processes. 2nd edition. Pearson Education Inc. Ulrich, Gael D. 1984. A Guide To Chemical Process Design Economics. New York : Jhon Wiley and Sons Inc. Walas, Stanley M. 1988. Chemical Process Equipment. USA : Butterworth Publisher Waluyo. 2000. Perubahan Perundang-undangan Perpajakan Era Reformasi. Jakarta : Salemba Empat.


LAMPIRAN A PERHITUNGAN NERACA MASSA Basis perhitungan

= 1 jam operasi

Satuan berat

= kilogram (kg)

Kapasitas produksi

= 80.000 ton/tahun = 80.000.000 kg/tahun

Waktu operasi

= 330 hari/tahun

Berat molekul

:

Bahan baku

- C2H6O2

= 62,068 gr/mol

- (C2H6O2)2

= 106 gr/mol

- C3H4O3

= 88,06 gr/mol

- C2H4O

= 44,053 gr/mol

- CO2

= 44 gr/mol

- H2O

= 18 gr/mol

= - Etilen Oksida (C2H4O) 99% - Karbon dioksida (CO2) 99,99% ≈ 100%

Produk akhir

= Etilen Glikol (C2H6O)

Produksi etilen glikol/jam =

80000000kg / tahun 330hari / tahun(24 jam / jam)

= 10101,0101 kg/jam Kemurnian produk

=

99 %

= 0,99x10101,0101 = 10.000 kg/jam = 161,1136 kmol/jam

Misal

:

- F =

laju alir massa, kg/jam

- W=

fraksi massa

- N=

laju alir mol, kmol/jam

- X=

fraksi mol

- C2H4O

= Etilen Oksida

- C3H4O3

= Etilen Karbonat

- C2H6O

= Etilen Glikol


- (C2H4O)2 = Dietilen Glikol - CO2

= Karbon dioksida

- H2O

= Air

Perhitungan Alur Mundur LA.1 Kolom Destilasi 22

Vd 25

Ld

D

26

27

21

EG DEG EC

EG DEG

Vb 30

Lb 29

B

31 EG DEG EC

Data: (Becker,1985) -

Asumsi Kemurnian Produk 99%

- Data: (Bhise, 1983),

Komposisi X31EG

= 0,2482

= 0,009

Komposisi X31DEG

= 0,6263

= 0,001

Komposisi X31EC

= 0.1255

Komposisi X21EG

= 0,99

Komposisi X21DEG Komposisi X21EC

- Data: ( Kawabe, 1998) Komposisi X27EG

= 0,99

Komposisi X27EG

= 0,01

Neraca masssa total N21 = N31 + N27


Neraca Massa Komponen: Etilen Glikol (LK): X21EG N21

= X31EG N31

+ X27EG N27

0,99 N15

= 0,2482 N24 + 0,99 (10101,0101 kg/jam)

0,99 N15

= 0,2482 N24 + 10.000 kg/jam ................................................... (1)

Dietilen Glikol: 0,009 N21

= 0,6263 N31 + 0,01 N27

0,009 N21

= 0,6263 N31 + 0,01 (10101,0101 kg/jam)

0,009 N21

= 0,6263 N31 + 101,0101 kg/jam ...................................................(2)

Eliminasi pers (1) dan pers (2) 0,9900 N21 =

0,2482

N31 +

DEG: 0,0090 N21 =

0,6263

N31 +

EG :

161,1136 N27 0,9529 N27 -

0,0089 N21 =

0,0022

N31 +

1,45 N27

0,0089 N21 =

0,6200

N31 +

0,9434 N27 -

0 N21 =

-0,6178

N31 +

0,4433 N27

N31 = 21

N

0,8201 kmol/jam

= 162,9467 kmol/jam

Alur 21 (Feed = F) = N21

Total

= 162,9467 mol/jam

Etilen Glikol

: N21 x X21EG =142,5783 x 0,99

= 161,3172 kmol/jam

DEG

: N21 x X21DEG = 142,5783 x 0,009

= 1,4665 kmol/jam

Etilen karbonat

21

21

:N xX

EC

= 142,5783 x 0,001

= 0,1638 kmol/jam

Alur 31 (Bottom = B) Total

= N31

= 0,8201 kmol/jam

Etilen Glikol

: N31 x X31EG = 0,7626 x 0,2482

= 0,2036 kmol/jam

DEG

: N31 x X31DEG = 0,7626 x 0,6263

= 0,5136 kmol/jam


: N31 x X31EC = 0,7626 x 0,1255

Etilen karbonat

= 0,1029 kmol/jam

Alur 27 (Destilat = D) Total

= N27

= 162,0665kmol/jam

Etilen Glikol

: N27 x X27EG = 141,8082 x 0,99

= 161,1136 kmol/jam

DEG

: N27 x X27DEG

= 0,9529 kmol/jam

=141,8082 x 0,01

Tabel LA.1 Neraca massa destilasi Alur masuk Komponen

BM

alur 21

(kg/kmol)

N (Kmol/jam)

F (Kg/jam)

C2H6O2

62,068

161,3172

10012,6361

C4H10O3

106

1,4665

155,4511

C3H4O3

18

0,1638

14,4212

162,94749

10182,50844

TOT

Alur Komp

keluar

alur 29

alur 27

N

F

N

F

(Kmol/jam)

(Kg/jam)

(Kmol/jam)

(Kg/jam)

C2H6O2

0,2036

12,6361

161,1136

10000

C4H10O3

0,5586

59,2110

0,9529

101,0101

C3H4O3

0,1029

9,0636

0

0

TOT

0,8651

80,9107

162,0665

10101,0101

LA.2 Kondensor 22

Vd 25

Ld EG DEG

21

26

D 27

EG DEG

Tabel LA.2 Konstanta persamaan tekanan uap antoine:


log P = A+ (B/T)+ClogT+DT+ET2) (P dalam kPa dan T dalam K) Konstanta pers, Tek, Uap antoine (P dalam kPa dan T dalam K) Komp

A

B

C

C2H6O2

16,1847

4493,79

-82,1026

C4H10O3

17,6738

6034,08

-53,2122

C3H4O3

13,1897

3985,44

-68,9974

Menentukan kondisi umpan Umpan masuk pada kondisi uap jenuh P

(Trial umpan sampai syarat Σyi/Ki = 1)

1 bar

TBP

100 kPa

197 C

470,15 K

Tabel LA.3 Titik didih umpan masuk destilasi Yif

Pi

Ki

Xif = Yif/Ki

αif = Ki/Khk

C2H6O2

0,9900

99,9012

0,9990

0,9910

4,0664

C4H10O3

0,0090

24,5675

0,2457

0,0366

1,

C3H4O3

0,0010

1469,2572

14,6926

0,0001

59,8049

Komponen

total

1

1,0276

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

0,1 Mpa

TDP

195 C

100 kPa 468,15 K

Tabel LA.4 Dew point destilat Yid

Pi

Ki

Yid/Ki

αid

C2H6O2

0,9941

94,0839

0,9408

1,0566

4,1063

C4H10O3

0,0059

22,9122

0,2291

0,0257

1

C3H4O3

0

1407,3073

14,0731

0

61,4218

total

1

Komponen

1,0823


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

0,141 Mpa

TBP

141 kPa

252 C

525,15

Tabel LA.5 Boiling point produk bawah Xib

Pi

Ki

Xib,Ki

αib

C2H6O2

0,2482

401,7360

3,9776

0,7073

3,1968

C4H10O3

0,6263

125,6666

1,2442

0,5582

1

C3H4O3

0,1255

82,6114

0,8179

0,0735

0,6574

Komponen

total

1,3390

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

xi,f

alfa I

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

C2H6O2

0,9910

4,0664

1,3585

C4H10O3

0,0366

1,0000

-0,3663

C3H4O3

0,0001

59,8049

0,0001

total

1,0276

6,1211

0,9921

xi,d

alfai

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

C2H6O2

0,9941

4,1063

1,3579

C4H10O3

0,0059

1,0000

-0,0588

C3H4O3

0

0

0

Komponen

total

1,0000

1,2991

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

1

1 q

α i .x Di αi Φ α i .x Fi sehingga 1 q αi Φ

α i .x Fi = 1 αi Φ


Untuk mengetahui nilai Rm, maka perlu perhitungan trial omega sampai syarat α i .x Fi = 1 terpenuhi αi Φ

1 q

Rm + 1 =

1,2991

Rm

0,2991

=

Rd

=

1,5 Rm

Rd

=

0,4486

Rd

=

Ld/D

Ld

=

Rd x D

Ld

=

72,7041 kmol/jam

…………………(Geankopplis)

Alur Ld (Alur 26) Total : Ld

= 72,7041 kmol/jam

Etilen Glikol

: LdEG = X19EG x Ld = 0,99 x 72,7041 = 71,977 kmol/jam

Dietilen Glikol : LdDEG = X19DEGx Ld = 0,01 x 72,7041 = 0,727 kmol/jam Alur 27 Total: F21 = F27 = 162,0665 kmol/jam Etilen Glikol

= F21EG = F27EG = 161,1136 kmol/jam

Dietilen Glikol = F21DEG= F27DEG = 0,9529 kmol/jam

Alur Vd (Alur 25) F25

= F26 + F27 = 234,7706 kmol/jam

Etilen Glikol

: F26EG + F27EG = 71,977 + 161,1136 = 233,0907 kmol/jam

Dietilen Glikol : F26DEG + F27DEG = 0,727 + 0,9529 = 1,68 kmol/jam


Tabel LA.7 Neraca massa kondensor BM Komp

Alur Masuk 25 (Vd)

(kg/kmol)

N (Kmol/jam)

C2H6O2

62,068

233,0907

14467,4706

C4H10O3

106

1,6800

178,0764

C3H4O3

18

0

0

234,7706

14645,5470

TOT

F (Kg/jam)

Alur keluar Komp

alur 26 N (Kmol/jam)

alur 27

F (Kg/jam)

N(Kmol/jam)

F (Kg/jam)

C2H6O2

161,1136

10000

71,9770

4467,4706

C4H10O3

0,9529

101,0101

0,7270

77,0663

C3H4O3

0

0

0

0

162,0665

10101,0101

72,7041

4544,5369

TOT

LA.3 Reboiler EG DEG EC

21

Vb 30

Lb 29

B

31

EG DEG EC

Lb

= Vb + B

atau Lb = Ld + (q x F)

dengan q = 0

Maka Lb = Ld Lb = 72,6882 kmol/jam Vb = Lb - B = 71,8231 kmol/jam


Komposisi : X31 EG = XVbEG = XLdEG = 0,2482 Komposisi : X31DEG = XVbDEG = XLdDEG = 0,6263 Komposisi : X31EC = XVbEC = XLdEC = 0,1255 Alur Lb Total : Lb

= B + Vb = 72,6882 kmol/jam

Etilen Glikol Dietilen Glikol Etilen Karbonat

: LbEG = 72,6882 x XLdEG : LbDEG = 72,6882 x : LbEC = 72,6882 x

XLdDEG

XLdEC

= 18.0443 kg/jam = 45.5214 kg/jam = 9.1225 kg/jam

Alur Vb Total

: Vb

Etilen Glikol

=Lb – B

= 71,8231 kmol/jam

: VbEG = 71,8231 x XVbEG

Dietilen Glikol : VbDEG = 71,8231 x

= 17,8296 kmol/jam

XVbDEG

Etilen Karbonat : VbEC = 71,8231 x XVbEC

= 44,9796 kmol/jam = 9,0139 kmol/jam

Tabel LA.8 Neraca massa reboiler BM Komp

Alur Masuk (Lb)

(kg/kmol)

N (Kmol/jam)

C2H6O2

62,068

18,0443

1119,9763

C4H10O3

106

45,5214

4825,2654

C3H4O3

88

9,1225

803,3291

72,6882

6748,5708

TOT

F (Kg/jam)

Alur keluar Komp


alur Vb

F (Kg/jam)

N(Kmol/jam)

F (Kg/jam)

C2H6O2

0,2036

12,6361

17,8296

1106,6468

C4H10O3

0,5586

59,2110

44,9796

4767,8372

C3H4O3

0,1029

9,0636

9,0139

793,7682

TOT

0,8651

80,9107

71,8231

6668,2522


LA.4

Flash Drum 32 EG DEG

31

EG DEG EC

35 EC

dimana : -

Dari perhitungan di Reboiler diperoleh data laju alur sebagai berikut:

Alur 31 (Bottom = B) N31

= 0,8651 kmol/jam

N31EG

= 0,2036 kmol/jam

N31DEG = 0,5586 kmol/jam N31EC

= 0,10291 kmol/jam

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

A

B

C

C2H6O2

16,1847

4493,79

-82,1026

C4H10O3

17,6738

6034,08

-53,2122

C3H4O3

13,1897

3985,44

-68,9974

(Sumber : Reklaitis, 1983) Tabel LA.10 Tekanan uap jenuh komponen pada T = 250oC = 523,15 K Komponen

Pvp

C2H6O2

401,735991

C4H10O3

125,6666344

C3H4O3

82,61138182


Menentukan Pbuble dengan Zi=Xi Pb = Σ Xi,Pivp………………,(Smith, 2001) Pb = 185,5116329 Kpa Menentukan P dew dengan Zi = Yi Pdew =

1

…………(Smith, 2001)

Σ Yi/Pi sat Pdew = 139,5846503 Kpa P = 141 kPa

Pd < P < Pb

Karena P yang dihitung terletak antara Pbubl dan Pdew Ki = Pisat/P k1 =

2,849191425

k2 =

0,891252726

K3 =

0,585896325

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

Pi

C2H6O2

0,2353

401,7360

8,1179

94,5406

0,6705

0,0006

C4H10O3

0,6457

125,6666

0,7943

81,1424

0,5755

0,0051

C3H4O3

0,1190

82,6114

16,7944

9,8286

0,0697

0,0014

Σ

Ki (Pi/P)

1

Xi Pi

1 / Σ(Yi/Pi)

Xi

Ki Xi

185,512

139,5847

Penentuan komposisi umpan dan bottom Flash Drum I N31 = 0,7626 kmol/jam

mol umpan total (alur 31)

Zi (Ki 1) 1 V(K i 1)

f Vj

Vj 1

Vj

;

f 1 Vj

Z i (K i 1) 1 V(K i 1)

2

f ( Vj ) f ' ( Vj )

j = 0,1,2,3, ,,,, dst dilakukan iterasi hingga nilai Vj+1 = Vj

(Smith, 2001)

Iterasi Vo = 0,7240


f (Vo) = 0,0001 f ’(Vo) = -1,1265 V1

0,7240

V1

0,7241

Zi .F X i .L Yi .V

0,0001 1,1265

Yi

K i .X i

Zi .F X i .L K i .X i. .V Zi .F X i (L K i .V ) Xi

Zi .F L K i .V

basis F = 1 mol maka X i

Zi L K i .V

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

Zi,Ki

Ki-1

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

EG

0,6705

1,8492

0,2704

DEG

0,5755

-0,1087

0,6303

EC

0,0697

-0,4141

0,1042 1,005

dimana L = 1 – V = 0,2 Y1 = 0,27043 ≈ 0 Y2 = 0,63031 Y4 = 0,10424 ≈ 0 Σ Yi = 1,00499

Dari hasil diatas diperoleh, pada produk atas terdapat semua Dietilen glikol dan etilen glikol (temperatur Flash Drum (250oC (523,15 K)) jauh melebihi titik didih senyawa tersebut pada 1,41 atm (141 kPa)), Sedangkan semua Etilen karbonat terdapat pada bagian bottom karena tidak menguap ke bagian destilat,


Neraca Massa Komponen : : F31EG = F32EG + 0 x F35EG

Etilen Glikol

F31EG = F32EG = 0,2036 kmol/jam

Dietilen Glikol

: F31DEG = F32DEG + 0 x F35DEG F31DEG = F32DEG = 0,5586 kmol/jam

Etilen Karbonat

: F31EC = 0 x F32EC + F35EC F31EC

= F33EC = 0,1029 kmol/jam

Tabel LA.13 Neraca massa Flash Drum BM Komp

Alur Masuk

(kg/kmol)

N (Kmol/jam)

F (Kg/jam)

C2H6O2

62,068

0,2036

12,636

C4H10O3

106

0,5586

59,211

C3H4O3

88,06

0,1029

9,064

0,8651

80,9107

TOT

Alur keluar Komp

alur atas N (Kmol/jam)

alur bwh

F (Kg/jam)

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

C2H6O2

0,2036

12,6361

0

0

C4H10O3

0,5586

59,2110

0

0

C3H4O3

0

0,1029

9,0636

0,1029

9,0636

TOT

0,7622

71,8471


LA.5 EVAPORATOR 19

EG DEG EC EO H 2O CO2

18

EO H2O CO2

20

EG DEG EC

FE-101

Asumsi : efisiensi penguapan air pada evaporator = 100 % - Alur keluar F20 = 162,9474 kmol/jam = 10182,5084 kg/jam - Data: (Bhise, 1983), Komposisi X18EG

= 0,739

Komposisi X18H2O

= 0,243

Komposisi X19H2O

= 0, 9485

Komposisi X19CO2

= 0, 0484

Komposisi X19EO

= 0,0031

Neraca Massa Total: F18 = F19 + F2 Neraca Massa Komponen:

Etilen Glikol

: N18 = 0 x N19 + N20 0,739 x N18 = N20 = 161,3172 kmol/jam.................................. (3)

: F18Air

Air

= F19Air + 0 x F20 Air

0,243 x F18 = 0, 9485 x F19....................................................... (4)

Eliminasi Persamaan (3) dan (4) sehingga: EG :

0,739

N18 =

0

N19 +

DEG:

0,243

N18 =

0,9485

N19 +

161,3172 N20 0

N20 -


0,17969043

N18 =

0

N19 +

39,2195

0,17969043

N18 =

0,7010657

N19 +

0

0

N18 =

-0,701066

N19 +

39,2195

N19 =

55,92947

kmol/jam

18

N

=

218,8902

N20 N20 N20

kmol/jam

Alur 19 = N19

Total Air

= 55,9427 kmol/jam

: N19 x X19EG = 55,9427 x 0,9485

Karbon Dioksida : N19 x X19DEG = 55,9427 x 0,0484 Etilen Oksida

19

19

:N xX

EC

= 55,9427 x 0,0031

= 53,0639 kmol/jam = 2,705 kmol/jam = 0,1738 kmol/jam

Alur 18 N18 = N19+ N20

Total = Etilen Glikol

: N18EG = 0 + 141,1526 18

= 218,8902 kmol/jam =161,3172 kmol/jam

DEG

:N

= 0 + 1,2832

= 1,4665 kmol/jam

Etilen karbonat

: N18EC = 0 + 0,1433

= 0,1638 kmol/jam

Air

: N18Air = 46,4309 + 0

= 53,0639 kmol/jam

DEG

Karbon Dioksida : N18CO2 = 2,3669 + 0

= 2,705 kmol/jam

: N18EO = 0,1521 + 0

= 0,1738 kmol/jam

Etilen Oksida


Tabel LA.14 Neraca massa Evaporator alur masuk Komp

BM

alur 18

(kg/kmol)

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

C2H6O2

62,068

161,3172

10012,6361

C4H10O3

106

1,4665

155,4511

H2O

18

53,0639

955,1504

88,06

0,1638

14,4212

44

2,7050

119,0209

44,053

0,1738

7,6569

218,8902

11264,3365

C3H4O3 CO2 C2H4O TOT

Alur keluar Komp


alur 20

F (Kg/jam)

N (Kmol/jam)

F (Kg/jam)

C2H6O2

-

-

161,3172

10012,6361

C4H10O3

-

-

1,4665

155,4511

53,0639

955,1504

-

-

0

0

0,1638

14,4212

CO2

2,7050

119,0209

-

-

C2H4O

0,1738

7,6569

-

-

TOT

55,9427

1081,8281

162,9475

10182,5084

H2O C3H4O3


LA.6 SEPARATOR II

16 EG DEG EC EO CO2 H2O

EO CO2 H2O

15

17

EG DEG EC EO H2O CO2

- Alur masuk F17 = 218,8902 kmol/jam = 11264,3365 kg/jam - Asumsi: Separator dapat memisahkan CO2 sebanyak 90% - Data: (Bhise, 1983), Komposisi X15EO

= 0,0018

Komposisi X15CO2

= 0,3921


A

B

C

C2H6O2

16,1847

4493,79

-82,1026

C4H10O3

17,6738

6034,08

-53,2122

H2O

16,5362

3985,44

-38,9974

C3H4O3

13,1897

3985,44

-68,9974

CO2

15,3768

1956,25

-2,1117

C2H4O

14,5116

2478,12

-33,1582

(Sumber : Reklaitis, 1983)


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

Pvp

C2H6O2

2,105678324

C4H10O3

0,305328832

H2O

100,4032116

C3H4O3

1,090108871

CO2

24451,16737

C2H4O

1370,369892


1

…………(Smith, 2001)

Σ Yi/Pi sat Pdew = 3,683940099 Kpa P = 250 kPa

Pd < P < Pb

Karena P yang dihitung terletak antara Pbubl dan Pdew Ki = Pisat/P k1

0.008422713

k2

0.001221315

k3

0.401612846

k4

0.004360435

k5

97.80466948

k6

5.48147957

Substitusi nilai k ke pers, (10,16) Σ [(Zi,Ki)/(1+V(Ki-1))] = 1……………(Smith, 2001) V = 0,39


Tabel LA.17 Nilai V separator I Komp

Zi,Ki

Ki-1


H2O

0,0257

-0,5984

0,0335

CO2

38,3524

96,8047

0,9896

C2H4O

0,0099

4,4815

0,0036 1,0267

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

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

Y3 = 0,0335 Y5 = 0,9896 Y6 = 0,0036 Σ Yi = 1,0267

Dengan pers,(10,10)……,,,(Smith, 2001) Xi = Yi/Ki X3 = 0,0834 X5 = 0,0101 X6 = 0,0007 Σ Xi = 0,0941

Neraca Massa Total: N15 = N16 + N17

Neraca Komponen: Karbon dioksida : F15CO2 = F16CO2 + F17CO2 0,3921 = 0,9896 x F16 + 2.7050................................................ (5)


: F15EO = F16EO + F17EO

Etilen Oksida

0,0018 = 0,0036 x F16 + 0,1738................................................ (6) Eliminasi persamaan (7) dan (8) sehingga : CO2:

0,3921 N15=

0,9896

N16+ 2,705

EO:

0,0018 N15=

0,0036

N16+ 0,17138

0,00070569 N15=

0,0017810

N16+ 0,004868005

0,00070569 N15=

0,0014078

N16+ 0,068156765

0,0004

N16+ -0.06328876

N16=

174,1067

Kg/jam

N15=

392,9969

kg/jam

Alur 16 = N19

Total Air

= 174,1067 kmol/jam

: N19 x Y19Air = 174,1067 x 0,0335

Karbon Dioksida : N19 x Y19CO2 = 174,1067 x 0,9896 Etilen Oksida

: N19 x Y19EO = 174,1067 x 0,0036


Alur 15 N15 = N16 + N17

Total =

= 392,9969 kmol/jam

Etilen Glikol

: N15EG = 0 + 61,3172

= 161,3172 kmol/jam

DEG

: N15DEG = 0 + 1,4665

= 1,4665 kmol/jam

Etilen karbonat

: N15EC = 0 + 0,1638

= 0,1638 kmol/jam

Air

:N

15

Air

= 5,6768 + 53,0639

Karbon Dioksida : N15CO2 =167,821 + 2,705 Etilen Oksida

: N15EO = 0,608 + 0,1738



Tabel LA.18 Neraca massa separator II Alur masuk alur Komp

15

BM

N (Kmol/jam)

F (Kg/jam)

C2H6O2

62,068

161,3172

10012,6361

C4H10O3

106

1,4665

155,4511

H2O

18

58,7407

1057,3335

88,06

0,1638

14,4212

44

170,5261

7503,1463

44,053

0,7826

34,4758

392,9969

18777,4640

C3H4O3 CO2 C2H4O TOTAL

Alur keluar Komp

alur

16

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

alur N(Kmol/jam)

17 F (Kg/jam)

C2H6O2

0

0

161,3172

10012,6361

C4H10O3

0

0

1,4665

155,4511

5,6768

102,1831

53,0639

955,1504

0

0

0,1638

14,4212

167,8210

7384,1255

2,7050

119,0209

0,6088

26,8189

0,1738

7,6569

174,1067

7513,1275

218,8902

11264,3365


LA.7 HEATER

Air EC EO CO2

14

15

Air EC EO CO2

Neraca Massa Total: N14 = N15


Neraca Massa Komponen:

Alur 14 N14 = N15

= 392,9969 kmol/jam

Etilen Glikol

: N14EG = N15EG = 0 + 61,3172

= 161,3172 kmol/jam

DEG

: N14DEG = N15DEG = 0 + 1,4665

= 1,4665 kmol/jam

Etilen karbonat

: N14EC = N15EC = 0 + 0,1638

= 0,1638 kmol/jam

Total =

:N

14

Karbon Dioksida : N

14

Air

Air

15

=N

CO2=

Air

15

N

= 5,6768 + 53,0639

= 58,7407 kmol/jam

=167,821 + 2,705

= 170,5261 kmol/jam

CO2

Etilen Oksida : N14EO =N15EO = 0,608 + 0,1738

= 0,7826 kmol/jam

Tabel LA.19 Neraca Massa Heater Alur masuk 14 Komp

BM

Alur keluar 15

N

F

N

F

kmol/jam

kg/jam

kmol/jam

kg/jam

C2H6O2

62,068

161,3172

10012,6361

161,3172

10012,6361

C4H10O3

106

1,4665

155,4511

1,4665

155,4511

H2O

18

58,7407

1057,3335

58,7407

1057,3335

C3H4O3

88,06

0,1638

14,4212

0,1638

14,4212

CO2

44

170,5261

7503,1463

170,5261

7503,1463

C2H4O

44,053

0,7826

34,4758

0,7826

34,4758

392,9969

18777,4640

392,9969

18777,4640

LA.9 REAKTOR HIDROLISIS 6

Air

12 EC EO CO2

13

Air EC EO CO2


Data : - Dari perhitungan di Ekspander diperoleh data laju alur sebagai berikut: N13 = 392,997 kmol/jam N13EG =161,317 kmol/jam N13DEG = 1,4665 kmol/jam N13EC

= 0,1637 kmol/jam

N13Air = 58,7407 kmol/jam N13CO2 = 170,526 kmol/jam N13EO = 0,7826 kmol/jam

Neraca Massa Total: F13 = F6 + F12

Reaksi I:

C3H4O3 (l) + H2O (g) M:

X

B :

0,95 X

S:

0,5 X

C2H6O2 (l) + CO2(g)

Neraca Komponen: Etilen Glikol :

N13EG = N6EG + N12EG + r1

r1 Air

13 N EG

13 ( N EG

13 N EG ) 161,3172 - 0 - 0 161,3172kmol / jam

: N13Air = N6Air - r1 – r2 58,7407 = N6Air – 161,3172 - r2 ................................................ (7)

Etilen Karbonat: N13EC = N12EC - r1- 2 r1 0,1638 = N12EC - 161,3172 - 2 r1............................................... (8) Karbon Dioksida: N13CO2 = N12CO2 + r1 + 2 r2 170,5261 = N12CO2 + 161,3172 + 2r2.......................................... (9)


Reaksi II:

2C3H4O3(l) +

H2O(g)

(C4H10O3) (l) + 2CO2(g)

Neraca Komponen: Dietilen Glikol : N13DEG = N6DEG + N12DEG + r1

r2 Etilen Oksida :

13 N DEG

13 ( N DEG

13 N DEG ) 1,4665- 0 - 0 1,4665kmol / jam

N13EO = N12EO = 0,667942794 kmol/jam = 1,2832 kmol/jam

: 51,3982 = N6Air - 141,1526 - r2

Air

N6Air = 58,7407 + 161,3172 + 1,4665 = 221,5445 kmol/jam Etilen Karbonat: 0,1638 = N12EC - 161,3172 - 2 r1 N12EC = 0,1638 + 161,3172 + 2 (1,4665) = 164,414 kmol/jam Karbon Dioksida: 170,5261 = N12CO2 + 161,3172 + 2r2 N12CO2 = 170,5261 -161,3172 - 2 (1,4665) = 6,2758 kmol/jam Tabel LA.21 Neraca Massa Reaktor Hidrolisis Alur Komp

BM

Keluar

alur 13 N(Kmol/jam)

F (Kg/jam)

C2H6O2

62,068

161,3172

10012,6361

C4H10O3

106

1,4665

155,4511

H2O

18

58,7407

1057,3335

88,06

0,1638

14,4212

44

170,5261

7503,1463

44,053

0,7826

34,4758

392,996887

18777,46402

C3H4O3 CO2 C2H4O TOTAL


Alur masuk 6 Komp

BM

Alur masuk 12

N

F

N

F

kmol/jam

kg/jam

kmol/jam

kg/jam

C2H6O2

62,068

-

-

-

-

C4H10O3

106

-

-

-

-

H2O

18

221,5445

3987,8005

-

-

88,06

-

-

164,4140

14478,2975

44

-

-

6,2758

276,1357

44,053

-

-

0,7826

34,4758

221,544471

3987,800474

171,472

14788,909

C3H4O3 CO2 C2H4O

LA.10 SEPARATOR I 9

CO2 EC EO

8 EC EO CO2

10 EC EO CO2

- Dari perhitungan di Reaktor Hidrolisis diperoleh laju alir alur 10 yaitu 171,472 kmol/jam - Data: (Bhise, 1983), Komposisi X8CO2 = 0,004 Komposisi X8EO = 0,018



A

B

C

CO2

15,3768

1956,25

-2,1117

C2H4O

14,5116

2478,12

-33,1582

C3H4O3

13,1897

3985,44

-68,9974

(Sumber : Reklaitis, 1983) Tabel LA.23 Tekanan uap jenuh komponen pada T = 100oC = 373,15 K Komponen

Pvp

CO2

24451,17

C2H4O

1370,37

C3H4O3

1,090109


1

…………(Smith, 2001)

Σ Yi/Pi sat Pdew = 1,337Kpa P = 250 kPa

Pd < P < Pb

Karena P yang dihitung terletak antara Pbubl dan Pdew Ki = Pisat/P k1

97,80467

k2

5,48148

k3

0,00436

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


V

= 0,18

Tabel LA.24 Nilai V separator I Komp

Zi,Ki

CO2

Ki-1


17,6525

96,8047

0,9581

C2H4O

0,0226

4,4815

0,0125

C3H4O3

0,0036

-0,9956

0,0043 0,9749

dimana L = 1 - V L = 0,82 Dengan pers, (10,16)……,, (Smith, 2001)

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

Y1 = 0,9581 Y2 = 0,0125 Y3 = 0,0043 Σ Yi = 0,9749

Dengan pers,(10,10)……,,,(Smith, 2001) Xi = Yi/Ki X1 = 0,0098 X2 = 0,0023 X3 = 0,9934 Σ Xi = 1,0055

Neraca Massa Total: N8 = N9 + N10

Neraca Massa Komponen: Etilen Karbonat

: = N9EC + N10EC................................................................... (10)

Karbon dioksida

: 0,18 = 0,9581 N9CO2 + 137,4755 N10CO2............................(11)


: 0,004= 0,0125 N9EO + 127,7352 N10EO............................(12)

Etilen Oksida

Eliminasi persamaan (11) dan (12) sehingga : 0,004 N8=

0,0125

N9+

6,2758

N10

0,18 N8=

0,9581

N9+

0,7826

N10

0,00072 N8=

0,0001

N9+

0,0251

N10

0,00072 N8=

0,0038

N9+

0,0031

N10

0

=

-0,0038

N9+

-0,0390

N10

N9=

5,6636

Kmol/jam

N8=

177,136

Kmol/jam

C2H4O: CO2:

Alur 9 Total Etilen Karbonat

= N9

= 5,6636 kmol/jam

: N9 x Y9EC

Karbon Dioksida : N9 x Y9CO2 Etilen Oksida

: N9 x Y9EO

= 5,8094 x 0,0043

= 0,02516 kmol/jam

= 5,8094 x 0,9581

= 5,5658 kmol/jam

= 5,8094 x 0,0125

= 0,0726 kmol/jam

Alur 8 Total = Etilen karbonat

N8 = N9+ N10 : N8EC = 0,02516 + 164,414

Karbon Dioksida : N8CO2 = 5,5658 +6,2758 Etilen Oksida

: N8EO = 0,07262 +0,78259

= 177,136 kmol/jam = 164,4392 kmol/jam = 11,8416 kmol/jam = 0,855221 kmol/jam


Tabel LA.25 Neraca massa separator 1 Komp

BM

Alur

Masuk 8

N(Kmol/jam)

F (Kg/jam)

88,06

164,4392

14480,5136

CO2

44,0000

11,8796

522,70405

C2H4O

44,053

0,855221

37,6750596

177,174

15040,8927

C3H4O3

TOTAL

Alur Komp

alur N (Kmol/jam)

keluar

9

alur 10

F (Kg/jam)

N(Kmol/jam)

F (Kg/jam)

C3H4O3

0.0252

2.2160

164.4140

14478.2975

CO2

5.5658

244.8968

6.2758

276.1357

C2H4O

0.0726

3.1993

0.7826

34.4758

TOTAL

5.6636

250.3121

171.4724

14788.9090

LA.11 REAKTOR KARBONASI 2 CO2

EO

4

R-201

7

EO EC CO2

Data: ( Bhise, 1983) - Konversi Reaksi = 99% - Dari perhitungan di Ekspander I diperoleh data laju alir sebagai berikut: N7 = 177,1360kmol/jam N7EC = 164,4392 kmol/jam N7CO2 = 11,8416 kmol/jam N7EO = 0,8552 kmol/jam Reaksi:


C2H4O(l) + M:

X

B :

0,99 X

S:

0,1 X

CO2 (g)

C3H4O3(l)

Neraca Massa Total: N7 = N2 + N4 Alur 7: N7EC = N2EC + N4EC - r

Etilen Karbonat:

r

7 N EC

2 ( N EC

4 N EC ) 164,4392 - 0 - 0 164,4392 kmol / jam

N7EO = N2EO + N4EO – r

Etilen Oksida :

N2EO = 0 - 0,8552 + 164,4392 = 165,294 kmol/jam Karbon Dioksida: N7CO2 = N2CO2 + N4CO2 – r N2CO2 = 11,8416 – 0 + 164,4392 = 154,2457 kmol/jam

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

BM

Keluar

alur 7 N(Kmol/jam)

F (Kg/jam)

C3H4O3

88,06

164,4392

14480,5136

CO2

44

11,8796

522,70405

C2H4O

44,0530

0,855221

37,6750596

177,174

15040,8927

TOTAL


Alur Komp

alur N (Kmol/jam)

C3H4O3

masuk

2

alur 4

F (Kg/jam)

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

-

-

-

-

1,6716

73,5526

176,2808

7756,3561

C2H4O

165,2944

7281,7140

-

-

TOTAL

166,96605

7355,2667

176,2808

7756,3561

CO2


LAMPIRAN B PERHITUNGAN NERACA PANAS Basis perhitungan

: 1 jam operasi

Satuan operasi

: kJ/jam

Temperatur basis

: 25oC

Tabel LB.1 Kapasitas Panas Gas, Cpg = a + bT + cT2 + dT3 + eT4 [J/mol K] Komponen a b c d e C2H6O2 35,8417 1,08695E-02 2,90598E-04 -4,52216E-07 1,86584E-10 C4H10O3 44,6173 1,44518E-01 6,82006E-04 -9,75239E-07 3,91107E-10 C3H6O3 40,991 1,28E-02 4,88E-04 -6,59E-07 2,77E-10 C2H4O 17,9573 2,43445E-02 3,51051E-04 -4,78345E-07 1,90011E-10 CO2 19,0223 7,96291E-02 -7,37067E-05 3,74572E-08 -8,13304E-12 H2O 34,0471 -9,65064E-03 3,29983E-05 -2,04467E-08 4,30228E-12 Sumber: Reklaitis, 1983 Tabel LB.2 Kapasitas Panas Liquid, Cpl = a + bT + cT2 + dT3 [J/mol K] Komponen a b c d C2H6O2 31,0224 1,10034 -2,84571E-03 2,88921E-06 C4H10O3 26,5129 1,26205 -2,6983E-03 2,5629E-06 C3H6O3 28,52 1,1805 -2,75E-03 2,69E-06 C2H4O 7,41259 7,42687E-01 -2,71320E-03 3,90092E-06 CO2 11,0417 1,15955 -7,23130E-03 1,55019E-05 H2O 18,2964 4,72118E-01 -1,33878E-03 1,31424E-06 Sumber: Reklaitis, 1983 Tabel LB.3 Panas Laten [J/mol] BM Komponen C2H6O2 62 C4H10O3 106 C3H6O3 88,05 C2H4O 44,053 CO2 44,01 H2O 18 Sumber: Reklaitis, 1983

BP (K) 470,6 518,8 487 283,661 194,681 373,161

ΔHvl (J/mol) 49629,6 52314,6 50200 25526,5 16560,9 40656,2


Tabel LB.4 Panas Reaksi Pembentukan [kkal/mol] Komponen Hf C2H6O2 -93,05 C4H10O3 -136,5 C3H6O3 -102,5 C2H4O -12,58 CO2 -94,05 H2O -57,8 Sumber: Reklaitis, 1983 Tabel LB.5 Data Tekanan Uap Antoine: ln P (kPa) = A – (B/(T+C)) Komponen A B C C2H6O2 16,1847 4493,79 -82,1026 C4H10O3 17,6738 6034,08 -53,2122 C3H6O3 13,1897 3985,44 -68,9974 C2H4O 14,5116 2478,12 -33,1582 CO2 15,3768 1956,25 -2,1117 H2O 16,5362 3985,44 -38,9974 Sumber: Reklaitis, 1983 Tabel LB.6 Data Air Pemanas dan Air Pendingin yang Digunakan T (oC) H (kJ/kg) λ (kJ/kg) Air 30 125,7 55 230,2 Saturated steam 260 1661,6538 Sumber: Reklaitis,1983


B.1

Heater 1 (E-101) Saturated steam 260oC C2H4O (g)

(3)

Heater I

(4)

o

14,5 bar, 31 C

(E-101)

C2H4 O(g) 14,5 bar, 100oC

Kondensat 260oC 304,15

N

Panas masuk Heater 1 =

1 senyawa

c p dT 298,15

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

N3senyawa

cpg dT

N3 cp dT

C2H4O

165,2944

641,4680

106031,0583

CO2

1,6716

223,6442

373,8436447

Total

106404,9019

423,15 4 N senyawa

Panas keluar Heater 2 =

c p dT 298,15

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

N4senyawa

cpg dT

N4 cpg dT

C2H4O

165,2944

7432,8899

1228615,0387

CO2

1,6716

2905,4771

4856,79552

Total

1233471,834

Neraca energi total sistem: dQ/dt = Qout - Qin = 1233471,834 – 106404,9019 = 1127066,932 kJ/jam


Steam yang diperlukan adalah: dQ/dT (260o C) 1127066,932 kJ/jam 1661,6538kJ/kg 678,280236 kg/jam

m

B.2

Heater 2 (E-102) Saturated steam 260oC CO2 (g)

(1)

Heater II

o

14,5 bar, 31 C

(E-102)

(2)

CO2(g) 14,5 bar, 100oC

Kondensat 260oC 304,15


1 N senyawa

c p dT 298,15


N1senyawa

cpg dT

N1 cp dT

CO2

176,2808199

223,6442

39424,1883

Total

39424,1883

423,15


2 N senyawa

c p dT 298,15


N2senyawa

cpg dT

N2 cpg dT

CO2

176,2808

2905,4771

512179,8825

Total

512179,8825


Neraca energi total sistem: dQ/dt = Qout - Qin = 512179,8825- 39424,1883 = 472755,6942 kJ/jam Steam yang diperlukan adalah: m

B.3

dQ/dT (260o C) 472755,6942 kJ/jam 1661,6538kJ/kg 284,5091kg/jam

Heater 3 (E-103) Saturated steam 260oC H2O (l)

(5)

Heater III

o

14,5 bar, 30 C

(E-103)

(6)

H2O (l) 14,5 bar, 150oC

Kondensat 305,15


N 3senyawa

260oC

c p dT 298,15


N5senyawa

 cpl dT

N3  cp dT

H2O

221,5445

374,7055

83013,9278

Total

83013,9278 423,15


N

4 senyawa

c p dT 298,15


N6senyawa

 cpl dT

N4  cpg dT

H2O

221,5445

9523,8693

2109960,5745

Total

2109960,5745


Neraca energi total sistem: dQ/dt = Qout - Qin = 2109960,5745 – 83013,9278 = 2026946,6466 kJ/jam

Steam yang diperlukan adalah: dQ/dT (260o C) 2026946,6466 kJ/jam 1661,6538kJ/kg 1219,8368kg/jam

m

B.4

Reaktor Karbonasi (R-101) Air pendingin 30oC

CO2 (g) 14,5 bar, 100oC

Reaktor 1 (R-101) C2H4O (l) 14,5 bar, 100oC

C3H4O3 (l) C2H4O (l) CO2 (g) 14,5 bar, 100oC

Air pendingin 55oC

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

Reaksi yang berlangsung dalam Reaktor 1 antara lain: Reaksi I: C2H4O + CO2 → C3H4O3 ΔH1

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


= -17279.9200 kJ/kmol ΔH1 (260oC) = ΔH1 (25oC) + Σ σs ∫ cp dT = - 17279.9200 + 1 × 16208.63096– 1 × 7432.88992- 1×2905.477083 = -11409,6561 kJ/kmol Panas reaksi total: ΔHr = r1 × ΔH1 = (164,4392 ×-11409,6561) = -1876194,408 kJ/jam

373,15

Panas keluar Reaktor 1 =

7 N senyawa

c p dT 298,15

Tabel LB.13 Panas Keluar Reaktor 1 (R-101) Komponen C3H4O3

N7senyawa

cpg dT

cpl dT

N5senyawa cpg dT

164,4392

-

16208,63096

2665333,8732

C2H4O

0,855221201

-

7432,889924

6356,7650

CO2

11,84164674 2905,477083

-

34405,6332

Total

2706096,2715

Neraca energi total sistem: dQ/dt = (Qout – Qin) + ΔHr = (2706096,2715-1740794,9212) + (-1876194,4) = -910893,0573 kJ/jam

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

dQ/dT H(55 C) - H(30o C) - (-910893,0573 ) kJ/jam (230,2 - 125,7) kJ/kg 8716,67997 kg/jam o


B.5

Heater 4 (E-104)

Saturated Steam 260oC C3H4O3 (l)

C3H4O3 (l)

(11)

C2H4O (l)

Heater 4

CO2 (g)

(12)

C2H4O (l) CO2 (g)

(E-104) o

14,5 bar, 150oC

14,5 bar, 100 C Kondensat 260oC

373,15


N11 senyawa

c p dT 298,15


N11senyawa

C3H4O3

164,414008

16208,6310

-

2664925,9803

C2H4O

0,782597747

5671,8679

-

4438,7911

CO2

6,275810517

-

2905,4771

18234,2236

cpl dT

cpg dT

Total

N12 cp dT

2687598,9950

423,15


N

12 senyawa

c p dT 298,15


N12senyawa

C3H4O3

cpl dT

cpg dT

N12 cp dT

164,4140

27795,5782

-

4569982,4134

C2H4O

0,7826

9523,8693

-

7453,3586

CO2

6,2758

-

4965,2027

31160,6715

Total

4608596,4435

Neraca energi total sistem: dQ/dt = Qout - Qin


= 4608596,4435- 2687598,9950 = 1920997,4485 kJ/jam Steam yang diperlukan adalah: dQ/dT (260o C) 1920997,4485 kJ/jam 1661,6538kJ/kg 1156,0755 kg/jam

m

B.6

Reaktor Hidrolisis (R-102) Air pendingin 30oC

H2O(l) 14,5 bar, 150oC

Reaktor 2 (R-102) C2H6O2(l) C4H10O3(l) C3H4O3 (l) C2H4O (l) CO2 (g) 14,5 bar, 150oC

C2H6O2(l) C4H10O3(l) C3H4O3 (l) C2H4O (l) CO2 (g) H2O(l) 14,5 bar, 150oC

Air pendingin 55oC

Panas masuk Reaktor 2 = Panas keluar Heater 3 + Panas keluar Heater 4 = 2109960,5745+ 4608596,4435 = 6718557,0179 kJ/jam Reaksi yang berlangsung dalam Reaktor 2 antara lain: Reaksi I: C3H4O3 + H2O → C2H6O2 + CO2 ΔH1

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


ΔH1 (150oC) = ΔH1 (25oC) + Σ σs ∫ cp dT = -112131,2 + 1 × 24202,3010 + 1 × 4965,2027 – 1 × 27795,5782 – 1 × 4248,8534 = -120283,1437 kJ/kmol Reaksi II: 2 C3H4O3 + 2 H2O → C4H10O3 + 2CO2 = ΔHof (produk) – ΔHof (reaktan)

ΔH2

= (-93,05) + 2(-94,05) – 2(-102,5)– 2(-57,8 ) = -4 kkal/mol × 4,184 kJ/kkal × 1000 mol/kmol = -16736 kJ/kmol ΔH2 (150oC) = ΔH2 (25oC) + Σ σs ∫ cp dT = -16736 + + 1 × 24202,3010 + 2 × 4965,2027 – 2 × 27795,5782 – 2 × 4248,8534 = -50066,3998 kJ/kmol Panas reaksi total: ΔHr = r1 × ΔH1 + r2 × ΔH2 = (161,3172×-120283,1437)+( 1,4665×-50066,3998) = -19477163,62 kJ/jam

423,15

Panas keluar Reaktor 2 =

N

13 senyawa

c p dT 298,15

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

N13senyawa

cpl dT

cpg dT

N14 cp dT

C2H6O2

161,3172

24202,3010

-

3904247,4982

C4H10O3

1,4665

31378,0896

-

46016,5967

C3H6O3

0,1638

27795,5782

-

4551,9567

C2H4O

0,7826

13414,0898

-

10497,8365

CO2

170,5261

-

4965,2027

846696,4227

H2O

58,7407

9523,8693

-

559439,2066

392,9969

106313,9279

4965,2027

5371449,5173

Total


Neraca energi total sistem: dQ/dt = (Qout – Qin) + ΔHr = (5371449,5173-6718557,0179) + (-19477163,62) = -20824271,1222 kJ/jam Air pendingin yang diperlukan adalah: m ΔH + dQ/dt = 0 m

- dQ/dT H(55 C) - H(30o C) - (-20824271,1222 ) kJ/jam (230,2 125,7) kJ/kg 199275,322kg/jam o

B.7

Cooler 1 (E-105) Air pendingin 1 bar, 30oC

C2H6O2(l)

C2H6O2(l)

C4H10O3 (l)

C4H10O3 (l) C3H4O3 (l)

(14)

C3H4O3 (l)

(15)

Cooler I

C2H4O (g)

(E-105)

C2H4O (g)

CO2 (g)

CO2 (g) H2O(g)

Air pendingin

2 bar, 150oC

1 bar, 55oC

H2O(g) 2 bar, 100oC

423,15

Panas masuk Cooler 1 =

N14 senyawa

c p dT 298,15

Tabel LB.17 Panas Masuk Cooler 1 (E-105) Komponen C2H6O2

N14senyawa

cpl dT

cpg dT

N14 cp dT

161,3172

24202,3010

3904247,4982

C4H10O3

1,4665

31378,0896

46016,5967

C3H6O3

0,1638

27795,5782

4551,9567

C2H4O

0,7826

-2222,2793

-1739,1508

CO2

170,5261

6826,7272

1164134,8424

H2O

58,7407

3415,4537

200626,3046

Total

392,9969

5317838,0476


373,15

Panas keluar Cooler 1 =

N15 senyawa

c p dT 298,15

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

N15senyawa

C2H6O2

cpl dT

cpg dT

N15 cp dT

161,3172

14177,6582

2287100,1562

C4H10O3

1,4665

18223,8004

26725,5681

C3H6O3

0,1638

16208,6310

2654,4145

C2H4O

0,7826

3750,0438

2934,7758

CO2

170,5261

2905,4771

495459,5392

H2O

58,7407

2536,0564

148969,8514

Total

392,9969

2963844,3052

Neraca energi total sistem: dQ/dt = Qout - Qin = 2963844,3052- 5317838,0476 = -2353993,7424 kJ/jam


- dQ/dT H(55 C) - H(30o C) - 2353993,7424 kJ/jam (200,9 - 117,3) kJ/kg 22526,2559kg/jam o

B.8 Evaporator ( FE-101 )

Saturated Steam 260oC

C2H6O2(l)

C2H6O2(l)

C4H10O3 (l) C3H4O3 (g) C2H4O (g)

C4H10O3 (l)

(18)

evaporator (FE-101)

CO2 (g)

(20)

C3H4O3 (g) C2H4O (g) CO2 (g)

H2O(g)

Kondensat

H2O(g)

1 bar, 100oC

260oC

1 bar, 120oC


373,15

Panas masuk Evaporator =

N

18 senyawa

c p dT 298,15

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

N18senyawa

C2H6O2

161,3172025

14177,6582

-

2287100,1562

C4H10O3

1,466520023

18223,8004

-

26725,5681

C3H6O3

0,163765497

16208,6310

-

2654,4145

cpl dT

cpg dT

N18 cp dT

C2H4O

0,1738

-

4870,2158

846,4950

CO2

2,7050

-

3718,3192

10058,1263

H2O

53,0639

-

7741,4743

410792,8844

Total

2738177,6445 383,15

Panas keluar Evaporator =

N19 senyawa

c p dT 298,15

Tabel LB.20 Panas Keluar evaporator Komponen

N19senyawa

cpl dT

cpg dT

N19 cp dT

C2H4O

0.1738

-

1708.2895

296.9188

CO2

2.7050

-

1814.6763

4908.7348

H2O

53.0639

-

3233.5608

171585.3763

Total

176791,0299

383,15

Panas keluar Evaporator =

20 N senyawa

c p dT 298,15

Tabel LB.21 Panas Keluar evaporator N20senyawa

cpl dT

cpg dT

N20 cp dT

161.3172

18125.3419

-

2923929.4474

C4H10O3

1.4665

23385.9669

-

34295.9887

C3H6O3

0.1638

20763.7314

-

3400.3828

Komponen C2H6O2

Total

296125,819


Neraca energi total sistem: dQ/dt = Qout - Qin = (176791,0299 + 296125,819) - 2738177,6445 = 400239,2044 kJ/jam

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

- dQ/dT H(55 C) - H(30o C) 400239.2044 kJ/jam (230,2 - 125,7) kJ/kg 240,8680kg/jam o

B.9 Heater 5 (E-106) Saturated Steam 260oC C2H6O2(l)

(20)

Heater 6

C4H10O3 (l)

(21)

(E-106)

H2O(g)

C2H6O2(l) C4H10O3 (l) H2O(g)

o

1 bar, 196,5oC

1 bar, 120 C Kondensat 383,15

Panas masuk Heater =

20 N senyawa

260oC

c p dT 298,15

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

N20senyawa

C2H6O2

161,3172025

18125,3419

2923929,4474

C4H10O3

1,466520023

23385,9669

34295,9887

C3H6O3

0,163765497

20763,7314

3400,3828

162,9475

62275,04019

2961625,8189

Total

 cpL dT

N20  cp dT

468,15

Panas keluar Heater =

21 N senyawa

c p dT 298,15


Tabel LB.23 Panas Keluar Heater5 Komponen

N21senyawa

C2H6O2

161,3172025

34185,6979

5514741,1520

C4H10O3

1,466520023

44557,0648

65343,8277

C3H6O3

0,163765497

39362,1822

6446,1673

162,9475

118104,9449

5586531,1470

Total

N21  cp dT

 cpl dT

Neraca energi total sistem: dQ/dt = Qout - Qin = 5586531.1470- 2961625.8189 =2624905.3281 kJ/jam Steam yang diperlukan adalah: m ΔH + dQ/dt = 0 m

- dQ/dT H(55 C) - H(30o C) 2624905,3281 kJ/jam (230,2 - 125,7) kJ/kg 1579,6944kg/jam o

B.10 Kondensor (E-107) Air Pendingin 30oC

C2H6O2(l) C4H10O3 (l) H2O(g) 1 bar, 197oC

C2H6O2(l) (22)

(23) C4H10O3 (l)

H2O(g) 1 bar, 195oC Air Pendingin 55oC

Untuk mengetahui suhu pada destilat, diperlukan perhitungan suhu umpan masuk hingga Σ Kixi = 1 terpenuhi. Trial titik didih umpan pada bagian atas kolom distilasi T = 197oC = 470,15 K P = 1 bar = 100 kPa


Tekanan Uap Antoine: ln P (kPa)

A

B T (K ) C

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

Pi

Ki

Xif = Yif/Ki

αif = Ki/Khk

C2H6O2

0,9900

99,9012

0,9990

0,9910

4,0664

C4H10O3

0,0090

24,5675

0,2457

0,0366

1,

C3H4O3

0,0010

1469,2572

14,6926

0,0001

59,8049

Komponen

total

1

1,0276

Maka, suhu bagian atas kolom distilasi adalah 470,15 K. Untuk mengetahui suhu pada destilat, maka perlu perhitungan trial dew point sampai syarat Σ yid/Ki = 1 terpenuhi. Trial dew point destilat T = 100oC = 373,15 K P = 1 bar = 100 kPa

Tabel LB.25 Dew Point Kondensor Yid

Pi

Ki

Yid/Ki

αid

C2H6O2

0,9941

94,0839

0,9408

1,0566

4,1063

C4H10O3

0,0059

22,9122

0,2291

0,0257

1

C3H4O3

0

1407,3073

14,0731

0

61,4218

total

1

Komponen

1,0823

Maka, suhu destilat (D) adalah 468,15 K dan suhu Ld 468,15 K

468,15

Panas masuk Kondensor =

N

22 senyawa

c p dT 298,15


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

N22senyawa

cpl dT

 cpg dT

C2H6O2

161,1136

34185,6979

-

5507781,4509

C4H10O3

0,9529

44557,0648

-

42459,5624

C3H6O3

-

-

-

Total

162,0665

N22 cp dT

5550241,0133

453,15

Panas keluar Kondensor =

N

25 senyawa

c p dT 298,15

Tabel LB.27 Panas Keluar Kondensor (E-107) N23senyawa

cpl dT

 cpg dT

C2H6O2

161,1136173

14177,65818

-

2284213,7953

C4H10O3

0,952925481

18223,80038

-

17365,9237

C3H6O3

-

Komponen

-

Total

-

N23 cp dT

0 2301579,7190

Neraca energi total sistem: dQ/dt = Qout - Qin = 2301579.7190- 5550241.0133 = -3248661.2943 kJ/jam Air pendingin yang diperlukan adalah: m ΔH + dQ/dt = 0 m

- dQ/dT H(55 C) - H(30o C) - (-3248661.2943 ) kJ/jam (200,9 - 117,3) kJ/kg 31087,66789 kg/jam o


B.11

Cooler 2 (E-108) Air pendingin 1 bar, 30oC C2H6O2(l) C4H10O3 (l) 1 bar, 195oC

(27)

(28)

Cooler II (E-108)

C2H6O2(l) C4H10O3 (l) 1bar, 30oC

Air pendingin 1 bar, 55oC

453,15 27 N senyawa


c p dT 298,15

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

N27senyawa

cpg dT

N27 cp dT

C2H6O2

161,1136173

14177,6582

2284213,7953

C4H10O3

0,952925481

18223,8004

17365,9237

Total

2301579,7190

303,15

N


28 senyawa

c p dT 298,15

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

N28senyawa

cpl dT

N28 cp dT

C2H6O2

161,1136173

915,65509

147524,5038

C4H10O3

0,952925481

1158,468313

1103,9340

Total

148628,4377




- dQ/dT H(55 C) - H(30o C) - (-2152951,2813 ) kJ/jam (200,9 - 117,3) kJ/kg 20602,4046 kg/jam

B.12

o

Reboiler (E-109) C2H6O2(v) C4H10O3 (v) 1,2 bar, 252oC (30) Kondensat 260oC

Steam 260oC

C2H6O2(l) C4H10O3 (l) 1 bar, 197oC

(31)

(29)

C2H6O2(l) C4H10O3 (l) 1 bar, 250oC

Untuk mengetahui suhu pada V b, maka perlu perhitungan trial bubble point sampai syarat Σ Kixi = 1 terpenuhi. Trial bubble point bottom T = 252oC = 522,15 K P = 1,41 bar = 141 kPa

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

Pi

Ki

Yid/Ki

αid

C2H6O2

0,2482

401,7360

3,9776

0,7073

3,1968

C4H10O3

0,6263

125,6666

1,2442

0,5582

1

C3H4O3

0,1255

82,6114

0,8179

0,0735

0,6574

Komponen

total

1,3390

Maka, suhu Vb adalah 521,15 K.


468,15 29 N senyawa

Panas masuk Reboiler =

c p dT 298,15

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

N33senyawa

cpl dT

N33 cp dT

C2H6O2

18,04434352

34185,6979

616858,4764

C4H10O3

45,52137217

44557,0648

2028298,7292

C3H4O3

9,122519473

39362,1822

359082,2738

Total

3004239,4794

518,15

N 30 senyawa

Panas keluar Reboiler =

453,15

N 31 senyawa

c p dT 298,15

c p dT 298,15

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

N30senyawa

cpg dT

N30senyawa cpg dT

C2H6O2

17,8296

14170,0860

252646,7876

C4H10O3

44,9796

36461,3820

1640018,2396

C3H4O3

9,0139

20373,2688

183643,5674

Total

2076308,5946

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

N34senyawa

cpl dT

N34senyawa cpl dT

C2H6O2

0,2036

46368,3910

9439,9168

C4H10O3

0,5586

60561,2185

33829,1660

C3H4O3

0,1029

53416,7214

5497,9031

Total

48766,9860

Panas keluar Reboiler = 2076308,5946 + 48766,9860 = 2125075,5806 kJ/jam

Neraca energi total sistem: dQ/dt = Qout - Qin = 2125075,5806 – 3004239,4794


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

B.13

dQ/dT (260o C) - 879163,8989 kJ/jam 1661,6538kJ/kg 529,0897 kg/jam

Kondensor Subcooler (E-110)

Air pendingin 1 bar, 30oC C2H6O2(l) C4H10O3 (l) 1 bar, 250oC

(33)

(34)

Cooler III (E-110)

C2H6O2(l) C4H10O3 (l) 1 bar, 100oC

Air pendingin 1 bar, 55oC 518,15

N 32 senyawa

Panas masuk Kondensor Subcooler =

c p dT 298,15

Tabel LB.34 Panas Masuk kondensor subcooler N32senyawa

cpl dT

C2H6O2

0,203585171

14170,0860

-

2884,8194

C4H10O3

0,558594541

36461,3820

-

20367,1290

Komponen

cpg dT

Total

N32 cp dT

23251,9484

303,15

Panas keluar kondensor subcooler =

N

33 senyawa

c p dT 298,15


Tabel LB.35 Panas Keluar kondensor subcooler N33senyawa

cpl dT

cpg dT

C2H6O2

0,203585171

915,65509

-

186,4138

C4H10O3

0,558594541

1158,468313

-

647,1141

Komponen

Total

N33 cp dT

833,5279



B.14

- dQ/dT H(55 C) - H(30o C) - (-22418,4205 ) kJ/jam (200,9 - 117,3) kJ/kg 214,53034 kg/jam o

Cooler 3 (E-111)

Air pendingin 1 bar, 30oC C3H4O3 (l) 1 bar, 250oC

C3H4O3 (l)

(35)

Cooler III (E-111)

(36) 1 bar, 100oC



518,15

N 34 senyawa


c p dT 298,15

Tabel LB.35 Panas Masuk Cooler 3 Komponen C3H4O3

N34senyawa

cpl dT

cpg dT

0,102924758 53416,7214

N34 cp dT 5497,9031

Total

5497,9031

303,15


N

35 senyawa

c p dT 298,15

Tabel LB.36 Panas Keluar Cooler 3 Komponen C3H4O3

N35senyawa

cpl dT

0,102924758

16208,63096

Total

cpg dT

N35 cp dT 1668,2694 1668,2694

Neraca energi total sistem: dQ/dt = Qout - Qin = 1668,2694 – 5497,9031 = -3829,6337 kJ/jam


- dQ/dT H(55 C) - H(30o C) - (-3829,6337 ) kJ/jam (200,9 - 117,3) kJ/kg 36,6472124 kg/jam o


B.15

Cooler 4 (E-112)

Air pendingin 1 bar, 30oC C3H4O3 (l) 1,41 bar, 100oC

(35)

Cooler I

(36)

(E-102)

C3H4O3 (l) 1,41 bar, 35oC


518,15

N 34 senyawa


c p dT 298,15

Tabel LB.37 Panas Masuk Cooler 4 Komponen C3H4O3

N35senyawa

cpl dT

0.102924758

16208,6310

cpg dT -

Total

N35 cp dT 1668,2694 1668,2694

373,15


N 35 senyawa

c p dT 298,15

Tabel LB.38 Panas Keluar Cooler 4 Komponen C3H4O3

N36senyawa

cpl dT

cpg dT

N36 cp dT

0,102924758

2081,7765

-

214,2663

Total

214,2663

Neraca energi total sistem: dQ/dt = Qout - Qin = 214,2663- 1668,2694 = -1454,0031 kJ/jam Air pendingin yang diperlukan adalah: m ΔH + dQ/dt = 0


m

- dQ/dT H(55 C) - H(30o C) - (-1454,0031 ) kJ/jam (200,9 - 117,3) kJ/kg 13,9139051kg/jam o

B.16 Tangki Penampungan Sementara Air pendingin 30oC

C2H4O (l)

Tangki penampungan sementara

C2H4O (l) CO2 (g)

CO2 (g) H2O (g)

H2O (g)

Air pendingin 55oC 373,15

Panas masuk tangki penampung sementara =

N senyawa

c p dT 298,15

Tabel LB.39 Panas Masuk tangki penampung sementara N14senyawa

ò cpl dT

ò cpg dT

N14 ò cp dT

0,8552

-

2234,5285

1911,0162

CO2

176,0919

-

3024,1508

532528,4195

H2O

58,7407

-

2471,2762

145164,6139

235,7130

3824,1916

7729,9555

679700,2861

Komponen C2H4O

Total

303,15

Panas keluar tangki penampung sementara =

N senyawa

c p dT 298,15


Tabel LB.39 Panas Keluar tangki penampung sementara N36senyawa

cpl dT

cpg dT

N36 cp dT

0,8552

-

457,3338

391,1215

CO2

176,0919

-

178,6556

31459,8088

H2O

58,7407

-

374,7055

22010,4804

235,7130

1037,7379

1010,6949

53887,5257

Komponen C2H4O

Total

Neraca energi total sistem: dQ/dt = Qout - Qin = 53887,5257– 679700,2861 = -625812,7604 kJ/jam Air pendingin yang diperlukan adalah: m ΔH + dQ/dt = 0 m

- dQ/dT H(55 C) - H(30o C) - (-625812,7604 ) kJ/jam (200,9 - 117,3) kJ/kg 5988,6389kg/jam o


LAMPIRAN C PERHITUNGAN SPESIFIKASI PERALATAN C.1

Tangki Penyimpanan Etilen Oksida Fungsi : Untuk menyimpan larutan Etilen Oksida Bentuk : Tangki silinder vertikal dengan alas datar dan tutup ellipsoidal Bahan : Carbon steel, SA – 240 Grade A Jumlah : 8 unit Lama Penyimpanan : 7 hari Kondisi Operasi

A.

:

-


-

Tekanan ( P)

= 1,01 bar

Volume Tangki Kebutuhan larutan Etilen Oksida per jam = 7281,714 kg/jam Total massa bahan dalam tangki

= 7281,714 kg/jam×24 jam/hari×7 hari = 1.223.327,9447 kg

Direncanakan 8 buah tangki, sehingga:

1.223.327,9447 kg 8

Total massa bahan dalam tangki

=

Densitas Bahan dalam tangki

= 0,8711 kg/liter

Total volume bahan dalam tangki

=

152.915,9931kg

152.915,9931kg = 175543,5577 liter 0,8711 kg/liter = 175,5436 m3

Faktor kelonggaran = 20 %

(Perry dan Green, 1999)

Volume tangki, VT = (1 + 0,2) x 175,5436 liter = 1,2 x 175,5436 = 210652,2692 liter = 210,6523 m3 Perbandingan tinggi tangki dengan diameter tangki (Hs : Dt) = 3 : 2 Volume silinder (Vs)

=

1 4

Dt2 Hs (Hs : Dt = 3 : 2)  Vs =

3 8

Dt3


Tutup tangki berbentuk ellipsoidal dengan rasio axis major terhadap minor 2 : 1, sehingga : Tinggi head (Hh) = 1/6 D

(Brownell dan Young, 1959)

Volume tutup (Vh) ellipsoidal = /4

D2Hh

= /4

D2(1/6

= /24

D3

D)

Vt = Vs + Vh Vt = (3 /8

(Brownell dan Young, 1959) D3) + ( /24

Vt = 10 /24

D3)

D3

Diameter tangki (D)

3

24 Vt 10

3

24 210.652,2692 10

53,5155dm

= 5,3515 m = 210,6523 in D

= 3 /2

5,3515 m = 8,0273 m

Tinggi tutup ellipsoidal (Hh)

= 1 /6

D = 1 /6

Tinggi silinder (Hs) = 3/2

5,3515 m = 1,3379 m

Tinggi Tangki (HT) = Hs + Hh = 9,3652 m B.

Tekanan Desain Tinggi bahan dalam tangki Volume tangki = 10 /24 = 10 /24

D3 (5,3515 m) 3

= 200,6212 m3 Tinggi tangki

= 9,3652 m

Tinggi bahan dalam tangki

=

volume bahan dalam tangki tinggi tangki volume tangki

=

175,5436 9,3652 200,6212

= 8,1946 m Tekanan hidrostatis

= Densitas bahan = 871,1

9,8

g

tinggi cairan dalam tangki

8,1946

= 70.001,8901 Pa = 0,6909 atm Tekanan operasi

= 68 bar = 6800 kpa


P total

= 6800 + 70,00189 = 6870,00189 Kpa

Faktor keamanan untuk tekanan = 20 % P desain C.

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

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

: 0,125 in/tahun

- Allowable working stress (S) : 16.250 lb/in2 - Efisiensi sambungan (E)

(Timmerhaus dkk, 2004) (Brownell dan Young, 1959)

: 0,8

- Umur alat (A) direncanakan : 10 tahun

Tebal silinder (d) dimana : d

P R SE 0,6P

(C A )

(Timmerhaus dkk, 2004)

= tebal dinding tangki bagian silinder (in)

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

29,7622 105,3452 16250 0,80 0,6 29,7622 1,4915 in

0,125 10

Dipilih tebal silinder standar = 1,5 in

D.

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

: 0,125 in/tahun


(Timmerhaus dkk, 2004) (Brownell dan Young, 1959)

: 0,8

- Umur alat (A) direncanakan : 10 tahun - Tebal head (dh) dimana : dh P Di S E

= = = = =

P Di 2SE 0,2P

(C A)


tebal dinding head (tutup tangki) (in) tekanan desain (psi) diameter tangki (in) stress yang diizinkan efisiensi pengelasan


29,7622 210,6904 2 16250 0,8 0,2 29,7622 1,4912 in

dh

0,125 10

Dipilih tebal head standar = 1,5 in

C.2

Heater 1 (E-101) Fungsi : : Menaikkan temperatur etilen oksida sebelum menuju R-101 Jenis

: : 1-2 shell and tube exchanger

Dipakai : : 1 in OD Tube 18 BWG, panjang = 12 ft, 2 pass Jumlah : : 1 unit

Fluida panas Laju alir steam masuk = 675,5822695 kg/jam = 1489,4117 lbm/jam Temperatur awal (T1) = 260 °C = 500°F Temperatur akhir (T2) = 260 °C = 500°F

Fluida dingin Laju alir cairan masuk = 7281,71 kg/jam = 16053,5152 lbm/jam Temperatur awal (t 1)

= 32°C = 86.6°F

Temperatur akhir (t 2)

= 100°C = 212°F

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

(1) t = beda suhu sebenarnya Fluida Panas

Fluida dingin

Selisih

T1 = 500 F

Temperatur yang lebih tinggi

t2 = 212 F

t1 = 288 F

T2 = 500 F

Temperatur yang lebih rendah

t1 = 89,6 F

t2 = 410,4 F

T1 – T2 = 0 F

Selisih

t2 – t1 = 122,4 F

LMTD

Δt 2

Δt 1

Δt 2 ln Δt 1

112,4 410,4 ln 288

t 2 – t1 = 122,4 F

345,595 F


R

T1 T2 t 2 t1

S

t2 T1

t1 t1

0 261

0

122,4 500 212

0,298

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

(2)

Tc dan tc

Tc

T1 T2 2 t1

tc

t2 2

500 500 2 212 86,6 2

500 F 150,8 F

Dalam perancangan ini digunakan heater dengan spesifikasi: -

Diameter luar tube (OD) = 1 in

-

Jenis tube = 18 BWG

-

Pitch (PT) = 1 ¼ in triangular pitch

-

Panjang tube (L) = 12 ft

a. Dari Tabel 8, hal. 840, Kern, 1965, heater untuk fluida panas steam dan fluida dingin medium organics, diperoleh UD = 50-100, dan faktor pengotor (Rd) = 0,003 Diambil UD = 55 Btu/jam ft2 F Luas permukaan untuk perpindahan panas, Q

A

U D Δt

1064000,1331 Btu/jam Btu 55 345,595o F 2 o jam ft F

55,9773ft 2

Luas permukaan luar (a ) = 0,2618 ft2/ft Jumlah tube, N t

A L a"

55,9773ft 2 12 ft 0,2618ft 2 /ft

(Tabel 10, Kern)

17,8181buah

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

A

L Nt

a"

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


c. Koreksi UD

UD

Q A Δt

1064000,1331 Btu/jam 50,2656 ft 2 x 345,595 F

61,2496

Btu jam ft 2

F

Fluida panas : steam, tube (3)

(4)

(5)

Flow area tube, at = 0,639 in2

at

N t a 't 144 n

at

16 0,639 144 2

(Tabel 10, Kern) (Pers. (7.48), Kern)

0,0355ft 2

Kecepatan massa

Gt

W at

Gt

lb m 1489,4117 41955,2602 0,0355 jam ft 2

(Pers. (7.2), Kern)

Bilangan Reynold Pada Tc = 500 F = 0,0185 cP = 0,0448 lbm/ft2 jam

(Gbr. 15, Kern)

Dari Tabel 10, Kern, untuk 1 in OD, 18 BWG, diperoleh ID = 0,902 in = 0,0752 ft

Re t

ID G t μ

Re t

0,0752 41955,2602 0,0448

(Pers. (7.3), Kern)

70467,0613

(6)

Taksir jH dari Gbr. 28, Kern, diperoleh jH = 180

(9)

Kondensasi steam hio = 354 btu/hr. ft2.oF

Fluida dingin : shell, bahan (3 ) Flow area shell as

Ds C ' B 2 ft 144 PT

Ds

= Diameter dalam shell = 8 in

B

= Baffle spacing = 5 in

(Pers. (7.1), Kern)


PT

= Tube pitch = 1,25 in

C

= Clearance = PT – OD = 1,25 – 1 = 0,25 in

as

8 0,25 5 144 1,25

0,0556ft 2

(4 ) Kecepatan massa

Gs

w as

Gs

lbm 16053,5152 288963,2735 0,0556 jam ft 2

(Pers. (7.2), Kern)

(5 ) Bilangan Reynold Pada tc = 150,8 F = 0,715 cP = 1,729 lbm/ft2 jam

(Gbr. 15, Kern)

Dari Gbr. 28, Kern, untuk 1 in dan 1 1/4 tri. pitch, diperoleh de = 0,72 in. De =0,72/12 = 0,06 ft

Res

De G s μ

Re s

0,06 288963,2735 10023,8379 0,0266

(Pers. (7.3), Kern)

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

ho

ho φs

s

=1

φs

ho = 333,0371 1 = 333,0371

(10) Clean Overall coefficient, UC

h Uc

h

io

ho

io

ho

354 333,0371 171,6981Btu/jam ft 2 354 333,0371

F (Pers. (6.38), Kern)


(11) Faktor pengotor, Rd R

d

UC

UD

U

UD

C

171,6981 61,2496 171,6981 61,2496

0,0105

(Pers. (6.13), Kern) Rd hitung ≥ Rd batas, maka spesifikasi heater dapat diterima.

Pressure drop Fluida panas : Steam, tube (1)

Untuk Ret = 70467,0613 f = 0,00088 ft2/in2

(Gbr. 26, Kern)

s = 0,76 t

(2)

(Gbr. 6, Kern)

=1

ΔPt

ΔPt

2 f Gt L n 5,22 1010 ID s φ t

(Pers. (7.53), Kern)

2 0,00088 41955,2602 (12) 2 5,22 1010 0,0752 0,76 1 0,00125 psi

(3)

Dari grafik 27, hal:837, Kern, pada diperoleh

ΔPr

PT

V

2

2g'

= 0,0005

4n V 2 . s 2g' (4).(2) .0,0005 0,76 0,00526 psi =

Pt +

Pr

= 0.00526 psi + 0,00125 psi = 0.00651 psi Pt yang diperbolehkan = 2 psi

Fluida panas : bahan, shell (1 )

Untuk Res = 10023,8379


f = 0,0015 ft2/in2 s

(Gbr. 29, Kern)

=1

s = 0,96 (2 )

N 1 12

L B

N 1 12

12 5


28,8

Ds = 12/12 = 1 ft (3 )

ΔPs

2 f G s Ds N 1 5,22 1010 D e s φ s

ΔPs

2 0,0015 288963,2735 1 28,8 5,22 1010 0,06 0,96 1


0,7998 psi Ps yang diperbolehkan = 2 psi

C.3

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

A.

:

-


-

Tekanan ( P)

= 1,1 bar

Volume Tangki Kebutuhan larutan Karbon Dioksida per jam = 7756,3561 kg/jam Total massa bahan dalam tangki


Direncanakan 5 buah tangki, sehingga: Total massa bahan dalam tangki

=

1.303.067,821 kg 5

260613,5642kg



= 1,6 kg/liter


260613,5642 kg = 162883,4776 liter 1,6 kg/liter

=

= 162,8835 m3 Faktor kelonggaran = 20 %


Volume tangki, VT = (1 + 0,2) x 162883,4776 liter = 1,2 x 162883,4776 = 195460,1732liter = 195,4602 m3

Perbandingan tinggi tangki dengan diameter tangki (Hs : Dt) = 3 : 2 Volume silinder (Vs)

=

1 4

Dt2 Hs (Hs : Dt = 3 : 2) Vs

=

3 8

Dt3




D2Hh

= /4

D2(1/6

= /24

D3

Vt = Vs + Vh Vt = (3 /8 Vt = 10 /24

D)


D3)

D3

Diameter tangki (D)

3

24 Vt 10

3

24 195460,1732 10

52,1967 dm

= 5,2197 m = 205,4986 in Tinggi silinder (Hs) = 3/2

D

= 3 /2

5,2197 m = 7,8295 m


= 1 /6

D = 1 /6

5,2197 m = 1,3049 m

Tinggi Tangki (HT) = Hs + Hh = 9,1344 m


B.


D3 (5,2197 m) 3


= 9,1344 m


=


=

162,8835 9,1344 195,4602


= Densitas bahan = 1600

9,8

g


7,9926

= 125408,1557 Pa = 1,2377 atm

Tekanan operasi

= 68 bar = 6800 atm

Tekanan Total

= 6925,408156 Kpa

Faktor keamanan untuk tekanan = 20 % P desain

C.

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


: 0,125 in/tahun


( Timmerhaus dkk,2004) (Brownell dan Young, 1959)

: 0,8



P R SE 0,6P

(C A )

(Timmerhaus dkk,2004)


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


E = efisiensi pengelasan d

40,9718 16250 0,80 1,5744in

102,7493 0,6 40,9718

0,125 10

Dipilih tebal silinder standar = 1,5 in D.


: 0,125 in/tahun


(Timmerhaus dkk,2004) (Brownell dan Young, 1959)

: 0,8


dh

= = = = =

P Di 2SE 0,2P

(C A)


tebal dinding head (tutup tangki) (in) tekanan desain (psi) diameter tangki (in) stress yang diizinkan efisiensi pengelasan 40,9718 205,4986 2 16250 0,8 0,2 40,9718 1,5739 in

0,125 10


C.4 Ekspander 1 (JE-101) Fungsi

: Menurunkan tekanan gas karbon dioksida sebelum diumpankan ke reaktor karbonasi (R-101).

Jumlah

: 1 unit

Data: Laju alir massa campuran

Z

= 7756,3561 kg/jam = 2,154543 kg/s = 1600 kg/m3 = 99,8853 lbm/ft3 = 0,012

Laju alir volumetrik (mv) =


7756,3561 kg / jam 1600 kg / m 3


= 4,8477 m3/jam = 0,00134658 m3/detik

Tekanan masuk (P1) = 68 bar

= 6890,1 kPa

Tekanan keluar (P2) = 14,5 bar

= 1469,21 kPa

0

Temperatur masuk

= 100 C = 373,15 K

Rasio spesifik (k)

= 1,3 k 1

Daya (P)

= m.Z .R.T1

k k 1

P2 P1

k

1


1,3 1469,21 = 1,885 × 0,012 × 8,314 ×304,15 × 1,3 1 6890,1

1, 3 1 1, 3

1

= 55,0959 kW × 1,341 hp/kW = 73,88 hp

Jika efisiensi motor adalah 85 %, maka : P=

73,88 0,85

86,9176 hp

Maka dipilih ekspander dengan daya 90 hp.

C.5 Heater 2 (E-102) Fungsi : Menaikkan temperatur karbon dioksida sebelum menuju R-101 Jenis


Dipakai : 1 in OD Tube 18 BWG, panjang = 12 ft, 2 pass Jumlah : 1 unit


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


Temperatur awal (t 1)

= 20°C = 68°F


= 100°C = 212°F

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

(1)

t = beda suhu sebenarnya

Fluida Panas

Fluida dingin

Selisih

T1 = 500 F


t2 = 212 F

t1 = 288 F

T2 = 500 F


t1 = 86,6 F

t2 = 432 F

T1 – T2 = 0 F

Selisih

t2 – t1 = 144 F

Δt 2

LMTD

Δt 1

Δt 2 ln Δt 1

R

T1 T2 t 2 t1

S

t2 T1

t1 t1

0 261

144 432 ln 288

t 2 – t1 = 144 F

355,148 F

0

144 500 (86,6)

0,3333


(2)

Tc dan tc

Tc tc

T1 T2 2 t1

t2 2

500 500 2

500 F

212 68 140 F 2



-

Jenis tube = 18 BWG

-

Pitch (PT) = 1 ¼ in triangular pitch

-


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


Diambil UD = 10 Btu/jam ft2 F Luas permukaan untuk perpindahan panas, A

Q

516571,352Btu/jam Btu 10 355,148o F jam ft 2 o F

U D Δt

145,4525 ft 2

Luas permukaan luar (a ) = 0,2618 ft2/ft

A L a"

Jumlah tube, N t

145,4525 ft 2 12 ft 0,2618ft 2 /ft

(Tabel 10, Kern)

46,2989 buah

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

A

L Nt

a

"

12 ft 52 0,2618ft 2 /ft 163,3632 ft 2 f. Koreksi UD

UD

Q A Δt

516571,352Btu/jam 163,3632ft 2 x 355,148 F

8,9036

Btu jam ft 2

F


(4)

(5)


at

N t a 't 144 n

at

52 0,639 144 2


0,1154 ft 2

Kecepatan massa

Gt

W at

Gt

lbm 723,1084 6267,4618 0,1154 jam ft 2

(Pers. (7.2), Kern)


(Gbr. 15, Kern)

Dari Tabel 10, Kern, untuk 1 in OD, 18 BWG, diperoleh


ID = 0,902 in = 0,0752 ft

Re t

ID G t μ

Re t

0,902 6267,4618 10526,6803 0,0431

(Pers. (7.3), Kern)

(6)


(9)




(Pers. (7.1), Kern)

Ds


B


PT


C


as

12 0,25 5 144 1,25

0,0833ft 2


Gs

w as

Gs

lb m 17099,9274 205199,129 0,0833 jam ft 2

(Pers. (7.2), Kern)

(5 ) Bilangan Reynold Pada tc = 140 F = 0,245 cP = 0.5927 lbm/ft2 jam

(Gbr. 15, Kern)


Res

De G s μ

(Pers. (7.3), Kern)


0,06 205199,129 20773,3653 0,245

Re s


s

=1

ho φs φs

ho

ho = 36,5999

1 = 36,5999


h Uc

h

io

ho

io

ho

67 36,5999 67 36,5999

22,0829Btu/jam ft 2



d

UC

UD

U

UD

C

22,0829 8,9036 22,0829 8,9036

0,067



Untuk Ret = 10526.6803 f = 0,000088 ft2/in2 s = 0,76 t

(2)

(Gbr. 26, Kern) (Gbr. 6, Kern)

=1

ΔPt

ΔPt

2 f Gt L n 5,22 1010 ID s φ t


2 0,000088 6267,4618 (12) 2 5,22 1010 0,0752 0,76 1 0,00003psi


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

V

2

= 0,0005

2g'

ΔPr

PT

4n V 2 . s 2g' (4).(2) .0,0005 0,79 0,00526 psi =

Pt +

Pr

= 0.00003 psi + 0,00526 psi = 0.00529 psi Pt yang diperbolehkan = 2 psi


Untuk Res = 20773,3653 f = 0,001 ft2/in2 s

(Gbr. 29, Kern)

=1

s = 0,95 (2 )

N 1 12

L B

N 1 12

12 5


28,8

Ds = 12/12 = 1 ft (3 )

ΔPs

2 f G s Ds N 1 5,22 1010 D e s φ s

ΔPs

2 0,001 205199,129 1 28,8 5,22 1010 0,06 0,95 1


0,4076psi Ps yang diperbolehkan = 2 psi

C.6 Tangki Penyimpanan Air Proses Fungsi : Untuk menyimpan air Bentuk : Tangki silinder vertikal dengan alas datar dan tutup ellipsoidal


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

A.

:

-


-

Tekanan ( P)

= 1,1 bar

Volume Tangki Kebutuhan air per jam = 3987,8005 kg/jam Total massa bahan dalam tangki

= 3987,8005 kg/jam×24 jam/hari×7 hari = 667750,484 kg

Direncanakan 7 buah tangki, sehingga: Total massa bahan dalam tangki

= 95707,212 kg


= 1 kg/liter


=

95707,212 kg = 95707,212 liter 1 kg/liter = 95,707212 m3

Faktor kelonggaran = 20 %


Volume tangki, VT = (1 + 0,2) x 95707,212 liter = 1,2 x 95707,212 = 114848,6544 liter = 114,849 m3 Perbandingan tinggi tangki dengan diameter tangki (H s : Dt) = 3 : 2 Volume silinder (Vs)

=

1 4

Dt2 Hs (Hs : Dt = 3 : 2) Vs

=

3 8

Dt3


Volume tutup (Vh) ellipsoidal


= /4

D2Hh


= /4

D2(1/6

= /24

D3

D)

Vt = Vs + Vh Vt = (3 /8


Vt = 10 /24

D3)

D3

Diameter tangki (D)

3

24 Vt 10

3

24 114848,6544 10

44,435 dm

= 4,4435 m = 174,94094 in D

= 3 /2

4,4435 m = 6,6653 m


= 1 /6

D = 1 /6


4,4435 m = 0,7405 m


Tekanan Desain Tinggi bahan dalam tangki Volume tangki = 10 /24 = 10 /24 Tinggi tangki

D3 (4,4435 m) 3 = 114,8455 m3

= 7,4058 m


Tekanan hidrostatis

volume bahan dalam tangki tinggi tangki volume tangki 114,849 7,4085 = 114,8455 = 7,4087 m =


9,8

g


7,4087

= 72605,26 Pa = 0,71655 atm Tekanan operasi

= 1,01 bar = 1 atm

Tekanan total

=


= 1,2 x 1,71655 = 2,05986 atm = 29,2143 psia

C.

Tebal dinding tangki (bagian silinder)


- Faktor korosi (C)

: 0,125 in/tahun



: 0,8



P R SE 0,6P

(C A )

(Timmerhausdkk, 2004)



29,2143 16250 0,80 1,64 in

174,94094 0,6 29,2143

0,125 10

Dipilih tebal silinder standar = 2 in

D.


: 0,125 in/tahun (Peters dan Timmerhaus,2004)



: 0,8


P Di 2SE 0,2P

(C A)

(Peters dan Timmerhaus, 2004)

= = = = =

tebal dinding head (tutup tangki) (in) tekanan desain (psi) diameter tangki (in) stress yang diizinkan efisiensi pengelasan 29,2143 174,94094 d 0,125 10 16250 0,80 0,6 29,2143 1,64 in

Dipilih tebal silinder standar = 2 in


C.7

Pompa Air (P-101) Fungsi

: Memompa Air dari Heater 3 (E-103) menuju Reaktor Hidrolisis (R-102)

Jenis

: Pompa sentrifugal

Jumlah

: 1 unit

Kondisi operasi : P = 14,5 bar T = 150 0C Laju alir massa (F)

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

Densitas ( )

= 677,5390 kg/m3

= 42,2973 lbm/ft3

Viskositas ( )

= 0,1300 cP

= 8,7360.10-4 lbm/ft.s

Laju alir volumetrik (Q) =

2,4421 lbm/s 42,2973lbm/ft 3

= 0,0577 ft3/s = 25,9141 gal/mnt

Perencanaan Diameter Pipa pompa : Untuk aliran turbulen (Nre >2100), De = 3,9

Q0,45

0,13

(Walas, 1988)

Untuk aliran laminar , De = 3,0

Q0,36

0,18

dengan : D = diameter optimum (in) Q = laju volumetrik (ft 3/s)

(Walas, 1988) = densitas (lbm/ft 3) = viskositas (cP)

Asumsi aliran turbulen, maka diameter pipa pompa : Desain pompa : Di,opt = 3,9 (Q)0,45 ( )0,13 = 3,9 (0,0577 ft3/s )0,45 (42,2973 lbm/ft3)0,13 = 1,7585 in

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

: 3 in

Schedule number

: 40


Diameter Dalam (ID)

: 3,06 in = 0,2550 ft = 0,0777 m

Diameter Luar (OD)

: 3,5 in = 0,2917 ft

Inside sectional area

: 0,0513 ft2

0,0577 ft 3 /s Kecepatan linear, v = Q/A = = 1,1255 ft/s 0,0513 ft 2

Bilangan Reynold : NRe

v D

=

=

(42,2973 lbm/ft 3 )(1,1255 ft/s)(0,2550 ft) 8,736.10-5 lbm/ft.s

=1,3896.105 (Turbulen) Untuk pipa commercial steel diperoleh harga = 4,6.10-5 Pada NRe = 1,3896.105 dan /D =

(Geankoplis,1997)

4,6.10 5 m = 0,0006 0,0777 m

maka harga f = 0,008

(Geankoplis,1997)

Friction loss : 1 Sharp edge entrance= hc = 0,5 1

= 0,5 1 0

Pipa lurus 25 ft = Ff = 4f

1,1255 2 2 1 32,174

= 0,0098 ft.lbf/lbm

1,1255 2 = 2(0,75) 2(32,174)

= 0,0295 ft.lbf/lbm

1,1255 2 v2 = 1(2,0) 2(32,174) 2.g c

= 0,0394 ft.lbf/lbm

v2 2 elbow 90° = hf = n.Kf. 2.g c 1 check valve = hf = n.Kf.

A2 v2 A1 2 .g c

L.v 2 D.2.g c 2

70 . 1,1255 = 4(0,008) 0,255 .2. 32,174

= 0,1729 ft.lbf/lbm


1 Sharp edge exit = hex

Total friction loss :

= 1

A1 A2

2

v2 2. .g c

1,1255 2 = 1 0 2 1 32,174

= 0,0197 ft.lbf/lbm

F

= 0,2713 ft.lbf/lbm

Dari persamaan Bernoulli : 2 1 v2 2

v1

2

g z2

P2

z1

P1

F Ws

dimana :

0

(Geankoplis,1997)

v1 = v2

P1 = 101,32 kpa = 2116,1236 lbf/ft

2

P2 = 1450 kPa = 30.284,0434 lbf/ft²

P

= 28167,9198 ft.lbf/lbm

Z = 25 ft Maka :

28167,9198

32,174 ft/s 2 25 ft 32,174 ft.lbm / lbf .s 2

0 0,2713 ft.lbf/lbm Ws 0

Ws = -691,2224 ft.lbf/lbm

Effisiensi pompa , = 75 % Ws

=-

-691,2224

= -0,75 x Wp

Wp

= 921,6299 ft.lbf/lbm

Daya pompa : P

= m x Wp =

1 hp 3987,8005 lbm/s 921,6299 ft.lbf/lbm x 0,45359 3600 550 ft.lbf / s

= 4,092 hp Maka dipilih pompa dengan daya motor = 4,1 hp

C.8 Heater 3 (E-103) Fungsi : Menaikkan temperatur air sebelum menuju R-102


x Wp

Jenis


Dipakai : 1 1/4 in OD Tube 8 BWG, panjang = 8 ft, 4 pass Jumlah : 1 unit

Fluida panas Laju alir steam masuk =

1219,836769 kg/jam = 2689,2938 lbm/jam

Temperatur awal (T1) = 260 °C = 500°F Temperatur akhir (T2) = 260 °C = 500°F


= 30°C = 86 °F


= 150°C = 302°F



Fluida dingin

Selisih

T1 = 500 F


t2 = 302 F

t1 = 198 F

T2 = 500 F


t1 = 86 F

t2 = 414 F

T1 – T2 = 0 F

Selisih

t2 – t1 = 216 F

LMTD

Δt 2

Δt 1

Δt 2 ln Δt 1

R

T1 T2 t 2 t1

S

t2 T1

t1 t1

0 216

216 414 ln 198

t 2 – t1 = 216 F

292,842 F

0

216 500 212

0,522


(5)

Tc dan tc


Tc tc

T1 T2 2 t1

t2

500 500 2 212 86,6 2

2

500 F 194 F


Diameter luar tube (OD) = 11/4 in

-

Jenis tube = 8 BWG

-

Pitch (PT) = 1 9/16 in Square pitch

-


g. Dari Tabel 8, hal. 840, Kern, 1965, heater untuk fluida panas steam dan fluida dingin heavy organics, diperoleh UD =200-700, dan faktor pengotor (Rd) = 0,003 Diambil UD = 220 Btu/jam ft2 F Luas permukaan untuk perpindahan panas, A

Q

1921167,1816 Btu/jam Btu 220 292,842o F jam ft 2 o F

U D Δt

29,8201 ft 2


A L a"

29,8201ft 2 8 ft 0,3271ft 2 /ft

(Tabel 10, Kern)

11,3956 buah

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

A

L Nt

a"

8 ft 10 0,3271ft 2 /ft

i.

Koreksi UD

26,1680 ft 2

UD

Q A Δt

1921167,1816 Btu/jam 29,8201ft 2 x 292,842 F

250,7039

Btu jam ft 2

F

Fluida panas : steam, tube


(6)

(7)

(8)


at

N t a 't 144 n

at

10 0,665 144 2


0,0115ft 2

Kecepatan massa

Gt

W at

Gt

lb m 2689,2938 232937,3266 0,0115 jam ft 2

(Pers. (7.2), Kern)


(Gbr. 15, Kern)

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

(9)

Re t

ID G t μ

Re t

0,0767 232937,3266 388542,2454 0,0460

(Pers. (7.3), Kern)




Ds


B


PT


C

= Clearance = PT – OD

(Pers. (7.1), Kern)

= 1,31 – 1 = 0,31 in


as

8 0,31 5 144 1,31

0,0694 ft 2


Gs

w as

Gs

lb m 3987,8 126599,6314 0,0694 jam ft 2

(Pers. (7.2), Kern)

(5 ) Bilangan Reynold Pada tc = 194 F = 0,3 cP = 0,7257 lbm/ft2 jam

(Gbr. 15, Kern)


Res

De G s μ

Re s

0,1025 126599,6314 0,7257

(Pers. (7.3), Kern)

17880,5647


ho

s

=1

ho φs φs

ho = 21,9202 1 = 21,9202


h Uc

h

io

ho

io

ho

944 21,9202 21,4228Btu/jam ft 2 944 21,9202



d

UC

UD

U

UD

C

21,4228 250,7039 0,0427 21,4228 250,7039



Rd hitung ≥ Rd batas, maka spesifikasi heater dapat diterima.


Untuk Ret = 388542.2454 f = 0,000088 ft2/in2

(Gbr. 26, Kern)

s = 0,76 t

(2)

(Gbr. 6, Kern)

=1

ΔPt

ΔPt

2 f Gt L n 5,22 1010 ID s φ t


2 0,000088 232937,3266 (8) 2 5,22 1010 0,0767 0,76 1 0,05024 psi

(3)


V

2

2g'

= 0,0005

PT

= Pt + Pr = 0,05024 psi + 0,01053psi = 0,06076 psi Pt yang diperbolehkan = 2 psi


Untuk Res = 17880,5647 f = 0,0015 ft2/in2 s

(Gbr. 29, Kern)

=1

s = 0,96 (2 )

N 1 12

L B

N 1 12

8 5


19,2

Ds = 10/12 = 0,8333 ft


2 f G s Ds N 1 5,22 1010 D e s φ s

ΔPs

(3 )


2 0,0015 126599,6314 0,8333 19,2 5,22 1010 0,1025 0,96 1 0,0749psi

ΔPs

Ps yang diperbolehkan = 2 psi

C.9

Reaktor Karbonasi (R-101) Fungsi

: Tempat berlangsungnya reaksi Etilen Karbonat

Type reaktor

: Fixed Bed Reactor

Bentuk


Bahan konstruksi : carbon steel SA-240 Grade C Jumlah

: 1 unit

Reaksi yang terjadi: Reaksi I: C2H4O + CO2 → C3H4O3 Temperatur masuk

= 100 oC = 373,15 K

Temperatur keluar

= 100 oC = 373,15 K

Tekanan operasi

= 1450 kPa

Laju alir massa

= 15039,2211 kg/jam

Laju alir molar

= 177,174 kmol/jam

Waktu tinggal reaktor

= 400 detik = 0,111 jam

(Kawabe dkk,1998)

Perhitungan Desain Tangki CAO =

P RT

1450kPa = 467,385 M (8,314Pa. m 3 / molK )(373,15 K )

a. Volume reaktor V=

FAO C AO

0,111 jam 1 .(177,174 kmol / jam) 467,385mol / m 3

42,0773 m 3


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

: spherical

Diameter : 0,0075 m ε

Vr

: 0,4

V

42,0773 = 105,193 m3 0,4

b. Jumlah tube Direncanakan: Diameter tube (OD)

= 15 cm

Panjang tube

= 12 m

Pitch (PT)

= 15 square pitch

Jumlah tube

=

105,193 = 19,92 = 20 2 1 π.(0,15) .15 4

c. Tebal tube Tekanan operasi

= 1450 kPa

Faktor kelonggaran

=5%

Maka, Pdesain

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

Joint efficiency

= 0,8

Allowable stress

= 18.750 psia =129.276,75kPa

t

(Brownell dan Young,1959)

PD 2SE 1,2P (1450 kPa) (0,15m) 2(129.276,75 kPa)(0,8) 1,2(1450kPa) 0,0011m 0,0439 in

Faktor korosi

= 0,125 in

Maka tebal tube yang dibutuhkan

= 0,0439 in + 0,125 in = 0,1689 in

Tebal tube standar yang digunakan

= ¼ in


d. Diameter dan tinggi shell


20 tube

D

19

20 tube

PT + OD

Diameter shell (D) =

(19x15)

(19x15) / 100 + 2(15– 15)/100

= 4,03 m Tinggi shell (H) = panjang tube = 12 m

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

f.

(Brownell dan Young,1959) =

1 4,03 2 2

1,0075 m

Tebal shell dan tebal tutup

Tekanan operasi

= 1450 kPa

Faktor kelonggaran

=5%

Maka, Pdesain

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

Joint efficiency

= 0,8

Allowable stress

= 18.750 psia =129.276,75kPa

t


PD 2SE 1,2P (1450 kPa) (4,03 m) 2(129.276,75 kPa)(0,8) 1,2(1450kPa) 0,02849 m 1,12 in

Faktor korosi

= 0,125 in

Maka tebal shell yang dibutuhkan

= 1,12 in + 0,125 in = 1,245 in

Tebal shell standar yang digunakan

= 2 in



Tutup shell dan tutup tangki

= 2 in

Perancangan pipa pendingin Fluida panas

= Umpan masuk

Laju alir massa

= 15039,22111 kg/jam = 33155,9803 lbm/jam

Temperatur masuk

= 100 oC = 212°F

Temperatur keluar

= 105 oC = 221°F

Fluida dingin

= Air pendingin

Laju air

= 8716,679974 kg/jam = 19217,0903 lbm/jam

Temperatur awal

= 30 °C = 86 °F

Temperatur akhir

= 55 °C = 131 °F


Fluida Panas

Fluida dingin

Selisih

T1 = 212 F


t2 = 131 F

t1 = 81 F

T2 = 221 F


t1 = 86 F

t2 = 135 F

Selisih

t2 – t1 = 45 F

t2 – t1 = 54 F

T2 – T1= 9 F

Δt 2

LMTD

R

T2 t2

S

t2 T1

FT = 0,

Δt 1

54 126 ln 81

Δt 2 ln Δt 1 T1 t1 t1 t1

9 45

105,7 F

0,2

45 212 86

0,357

Maka t = 0,98 x 105,7 = 105,7 F

Pipa yang dipilih Ukuran nominal

= 24 in


Schedule

= 20

ID

= 23,25 in = 1,9375ft

OD

= 24 in = 2 ft

Surface perlin ft

= 6,283 ft2/ft

Flow area per pipe

= 425 in2


Panjang

= 10 m = 32,8084 ft

Fluida panas: sisi pipe, umpan (1) at’ = 425 in2

Gt

W at

Gt

15039,22111 11234,0263 lbm/jam.ft 2 425

(2) Pada Tc = 216,5 F = 1,00425 cP = 2,42 lbm/ft2 jam

D Gt

Re t

1,9375 11234,0263 8959,4105 2,4294

Re t

Dari Gbr. 24, Kern, diperoleh jH = 35 c = 0,2675 Btu/lbm. F k = 0,09 Btu/jam lbm ft. F k D

1

c. k

hi

jH

hi

0,09 35 1,9375

3

0,2675 2,4294 0,09

1/ 3

3,1805

ID OD

hio

hi

hio

3,1805

23,25 24

2,9848

Fluida dingin: sisi shell, air pendingin (1’) G’ =

w 2L

19217,0903 2 32,8084

= 292,8685 lbm/jam.ft (2’) Pada tc = 108,5 °F = 0,7 cp = 1,6934 lbm/jam.ft Re = 4G’/


= 4 x 292,8685 /0,7 = 691,8003 Dari Gbr. 28, Kern, diperoleh jH = 13 1/ 3

G'

(3’) ho = jH

OD

292,8685 = 13 2

=68,5211 U C Rd = 0,003, hd = Uc Uc

UD = A=

hd hd

1/ 3

h io h o h io h o

68,5211 2,9848 68,5211 2,9848

2,8602Btu/jam ft 2

F

1 = 333,3333 0,003 2,8602 333,3333 = 2,8359 2,8602 333,3333

Q

863356,6407 = 2879,9313 ft2 2,8359 105,711

U D Δt

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

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

Bentuk

: Silinder vertikal denganalas dan tutup ellipsoidal


: 1 unit

Kondisi operasi : Temperatur

= 100°C

Tekanan

= 2,5 bar

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

Laju alir (kg/jam)

% mol

% berat

Densitas 3

(kg/m )

Densitas cairan (kg/m3)

EC

164.4392 0,9283

0,9628

139,2000 129,2223

CO2

11.8416 0,0669

0,0346

49,2830

0

BM average

81,7480 2,9414


0.8552 0,0048

EO

0,0025

118,2600

0,5710

0,2127 84,9021

Total

Laju alir udara, Fgas

= 521,0325 kg/jam

= 1148,6859 lbm/jam

Laju alir cairan, Fcairan = 14518,1887 kg/jam = 32007,2944 lbm/jam Laju alir udara, Ngas

= 11,8416 kmol/jam

Laju alir cairan, Ncairan = 165,2944 kmol/jam ρgas =

P BM av RT

ρcairan

(2,4673atm) (84,9021kg/kmol) (0,082 m 3 atm/kmol K)(373,15K)

= 6,8464 kg/m3

= 0,4273 lbm/m3

= 129,7933 kg /m3

= 8,1028 lbm/ft3

Volume udara, Vgas

=

BM av N ρ

(84,9021kg/kmol)(11,8416 kmol/jam) 6,8464 kg/m 3

= 146,8541 m3/jam = 1,4406 ft3/detik Volume cairan, Vcairan =

F ρ

14518,1887 kg/jam 129,7933kg/m 3

= 111,8562 m3/jam = 1,0973 ft3/detik

Kecepatan linear yang diinjinkan :

u

0,14

= 0,14

udara 129,7933 6,8461

(Walas,1988)

1

1

0,5934 ft/detik

Diameter tangki : D=

V gas ( / 4)u

1,4406 ( / 4)(0,5934)

1,7586 ft = 0,536 m

Tinggi kolom uap minimum = 5 ft Waktu tinggal = 10 menit

(Walas,1988) (Walas,1988)

= 600 s

V Tinggi cairan, Lcairan = ( / 4) D 2

1,0973 ft 3 / s 600 s = 271,1727 ft ( / 4)(1,7586 ft ) 2


Panjang kolom ; L = Lcairan

+ Luap

= 271,1727 + 5 = 276,1727 ft

L D

271.1727 1,7586

154,1955

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

(Walas, 1988)

Trial D = 9 ft = 2,7432 m Tinggi cairan, Lcairan =

V ( / 4) D 2

1,0973 ft 3 / s 600 s = 10,354 ft = 3,1559 m ( / 4)(9 ft ) 2

Panjang kolom ; L = Lcairan + Luap = 10,354 + 5 = 15,354 ft = 4,6799 m

L D

15,354 9

1,706

Karena L/D <3 maka tangki horizontal dengan L = 15,354 ft dan D = 9 ft dapat diterima (Walas, 1988). Perhitungan tebal shell tangki : PHidrostatik =

xgxl

= 129,7933 kg/m3 x 9,8 m/det2 x 3,1559 m = 4,0142 kPa P0

= Tekanan operasi

= 250 kPa

P

= 250 kPa + 4,0142 kPa

= 254,0142 kPa

Faktor kelonggaran

= 20%

Pdesign = (1,2) (254,0142) = 304,8171 kPa Joint efficiency (E)

= 0,8


Allowable stress (S)

= 107546.4 KPa


Tebal shell tangki:

t

PD 2SE 1,2P (304,8171kPa) (2,7432 m) 2(107546,4kPa)(0,8) 1,2(304,8171 kPa) 0,1917 in

Faktor korosi

= 1/8 in


= 0,1917 in + 1/8 in =0,3167 in



= 1,25 in


Tutup tangki Diameter tutup

= diameter tangki

= 0,536 m

Ratio axis

= Lh : D

= 1: 4

Lh

=

L (panjang tangki)

= Ls + Lh

Ls (panjang shell)

= 15,354 m – 2(0,6858 m) = 13,9824 m

Lh D

D

1 4

2,7432 = 0,6858 m

Tutup atas tangki terbuat dari bahan yang sama dengan shell sehingga tebal tutup 1,25 in.

C.11 Blower 1 (JB-101) Fungsi

: memompa

campuran dari

Separator I (FG-101) menuju



Bahan konstruksi : carbon steel Kondisi operasi

: 100 ºC dan 250 kPa

Laju alir (N3)

= 5,66362 kmol/jam

Laju alir volum gas Q =

5,66362 kmol/jam x 8,314 m 3 Pa/mol.K x 373,15 K 253,3125kPa

= 69,3636 m3 /jam

Daya blower dapat dihitung dengan persamaan,

P

144 efisiensi Q 33000

Efisiensi blower,


= 80

Sehingga,

P

144 0,8 69,3636 = 0,2421 hp 33000

Maka dipilih blower dengan tenaga 1 hp


C.12 Pompa 2 (P-102) Fungsi

: Memompa

campuran dari Separator I (R-101) menuju Reaktor

Hidrolisis (R-102). Jenis

: Pompa sentrifugal

Jumlah

: 1 unit


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

Densitas ( )

= 444,2153 kg/m3

= 27,7314 lbm/ft3

Viskositas ( )

= 2,2349 cP

= 0,0015 lbm/ft.s


9,0567 lbm/s 27,7314 lbm/ft 3

= 0,3266 ft3/s = 146,5817 gal/mnt


Q0,45

0,13

(Walas, 1988)


Q0,36

0,18



Asumsi aliran turbulen, maka diameter pipa pompa : Desain pompa : Di,opt = 3,9 (Q)0,45 ( )0,13 = 3,9 (0,3266 ft3/s )0,45 (27,7314 lbm/ft3)0,13 = 3,6304 in Dari Appendiks A.5 Geankoplis,1997, dipilih pipa commercial steel : Ukuran nominal

: 3,5 in


Schedule number

: 40

Diameter Dalam (ID)

: 3,5480 in = 0,2957 ft = 0,0901 m

Diameter Luar (OD)

: 4 in = 0,3333 ft


: 0,0687 ft2

Kecepatan linear, v = Q/A = Bilangan Reynold : NRe

0,3266 ft 3 /s = 4,7538 ft/s 0,0687 ft 2

v D

=

=

(27,7314 lbm/ft 3 )(4,7538 ft/s)(0,2957 ft) 0,0015 lbm/ft.s

= 2,5953.104 (Turbulen) Untuk pipa commercial steel diperoleh harga = 4,6.10-5

(Geankoplis,1997)

4,6.10 5 m = 0,0005 Pada NRe = 2,5953.10 dan /D = 0,0901m 4


(Geankoplis,1997)


A2 v2 A1 2 .g c 4,75382 2 1 32,174

= 0,1756 ft.lbf/lbm

4,75382 v2 2 elbow 90° = hf = n.Kf. = 2(0,75) 2(32,174) 2.g c

= 0,5268 ft.lbf/lbm

= 0,5 1 0

1 check valve = hf = n.Kf.


4,75382 v2 = 1(2,0) 2(32,174) 2.g c

= 0,7024 ft.lbf/lbm

L.v 2 D.2.g c 2

= 4(0,004)

40 . 4,7538 0,2957 .2. 32,174

= 0,7602 ft.lbf/lbm



= 1

A1 A2

2

v2 2. .g c

4,75382 = 1 0 2 1 32,174


F

= 0,3512 ft.lbf/lbm

= 2,8674 ft.lbf/lbm


v1

2

g z2

P2

z1

P1

F Ws

dimana :

0

(Geankoplis,1997)

v1 = v2

P1 = 250 Kpa = 5221,3868 lbf/ft² P2 = 1450 kPa = 30.284,0434 lbf/ft²

P

= 903,7649 ft.lbf/lbm

Z = 25 ft Maka :

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




=-

-931,6323

= -0,75 x Wp

Wp

= 1242,1763 ft.lbf/lbm

Daya pompa : P

= m x Wp =


= 20,4546 hp


x Wp

Maka dipilih pompa dengan daya motor = 21 hp

C.13 Heater 4 (E-104) Fungsi : Menaikkan temperatur campuran dari separator I (FG-101) sebelum menuju R-102 Jenis





= 100°C = 212°F


= 150°C = 302°F


(1)


Fluida Panas

Fluida dingin

Selisih

T1 = 500 F


t2 = 302 F

t1 = 198 F

T2 = 500 F


t1 = 212 F

t2 = 288 F

T1 – T2 = 0 F

Selisih

t2 – t1 = 90 F

LMTD

R

Δt 2

Δt 1

90 198 ln 288

Δt 2 ln Δt 1

T1 T2 t 2 t1

0 90

t 2 – t1 = 90 F

240,196 F

0


t2 T1

S

t1 t1

90 500 302

0,313

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

Tc dan tc

T1 T2 2

Tc tc

t1

t2

500 500 2 212 302 2

2

500 F 257 F



-

Jenis tube = 18 BWG

-

Pitch (PT) = 1 1/4 in triangular pitch

-


j.

Dari Tabel 8, hal. 840, Kern, 1965, heater untuk fluida panas steam dan fluida dingin heavy organics, diperoleh UD = 6-60, dan faktor pengotor (Rd) = 0,003 Diambil UD = 50 Btu/jam ft2 F Luas permukaan untuk perpindahan panas, A

Q U D Δt

1820747,1125 Btu/jam Btu 50 240.196o F 2 o jam ft F

151,6049 ft 2


A L a"

151,6049 ft 2 12 ft 0,2618ft 2 /ft

(Tabel 10, Kern)

48,2572 buah

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

A

L Nt

a"

12 ft 41,8309 0,2618ft 2 /ft 163,3632 ft 2 l.

Koreksi UD


UD

Q A Δt

1820747,1125 Btu/jam 163,3632ft 2 x 240,196 F

46,4012

Btu jam ft 2

F


(4)

(5)


at

N t a 't 144 n

at

52 0,639 144 2


0,1154 ft 2

Kecepatan massa

Gt

W at

Gt

lb m 2548,7235 22090,7777 0,1154 jam ft 2

(Pers. (7.2), Kern)


(Gbr. 15, Kern)


Re t

ID G t μ

Re t

0,0752 22090,7777 658,0875 1,043034887

(6)


(9)

Kondensasi steam

(Pers. (7.3), Kern)

hio = 60 btu/hr. ft2.oF

Fluida dingin : shell, (bahan berupa Etilen karbonat,etilen oksida dan CO2) (3 ) Flow area shell as

Ds


(Pers. (7.1), Kern)



B


PT


C


as

12 0,25 5 144 1,25

0,0833ft 2


Gs

w as

Gs

lb m 32604,1337 391249,604 0,0833 jam ft 2

(Pers. (7.2), Kern)

(5 ) Bilangan Reynold Pada tc = 257 F =1,043 cP = 2,5232 lbm/ft2 jam

(Gbr. 15, Kern)

Dari Gbr. 28, Kern, untuk 1 in dan 1 ¼ tri. pitch, diperoleh de = 0,72 in. De =0,72/12 = 0,06 ft

Res

De G s μ

Re s

0,06 391249,604 9303,6316 1,043

(Pers. (7.3), Kern)


ho

s

=1

ho φs φs

ho = 50,5198

1 = 50,5198


h Uc

h

io

ho

io

ho

60 50,5198 27,5102Btu/jam ft 2 60 50,5198


(13) Faktor pengotor, Rd


R

d

UC

UD

U

UD

C

27,5102 46,4012 0,1852 27,5102 46,4012



Untuk Ret = 658,0875 f = 0,000088 ft2/in2

(Gbr. 26, Kern)

s = 0,76 t

(2)

(Gbr. 6, Kern)

=1

ΔPt

2 f Gt L n 5,22 1010 ID s φ t

ΔPt

2 0,000088 22090,7777 (12) 2 5,22 1010 0,0752 0,76 1


0,00035 psi (3)


ΔPr

PT

V

2

2g'

= 0,0005

4n V 2 . s 2g' (4).(2) .0,0005 0,76 0,00526 psi

=

Pt +

Pr

= 0,00526 psi + 0,00035psi = 0,00561 psi Pt yang diperbolehkan = 2 psi Fluida panas : bahan, shell (1 )

Untuk Res = 9303,6316 f = 0,002 ft2/in2 s

(Gbr. 29, Kern)

=1


s = 0,8 (2 )

N 1 12

L B

N 1 12

12 5


28,8

Ds = 12/12 = 1 ft

ΔPs

(3 )

ΔPs

2 f G s Ds N 1 5,22 1010 D e s φ s


2 0,002 391249,604 1 28,8 5,22 1010 0,06 0,8 1 3,519 psi


C.14

Reaktor Hidrolisis (R-102)

Fungsi

: Tempat berlangsungnya reaksi Etilen Glikol

Type reaktor

: Fixed Bed Reactor

Bentuk


Bahan konstruksi : carbon steel SA-240 Grade C Jumlah

: 1 unit

Reaksi yang terjadi: Reaksi I: C3H4O3 + H2O → C2H6O2 + CO2 Reaksi II: 2 C3H4O3 + 2 H2O → C4H10O3 + 2CO2 Temperatur masuk

= 150 oC = 423,15 K

Temperatur keluar

= 150 oC = 423,15 K

Tekanan operasi

= 1450 kPa

Laju alir massa

= 18777,464 kg/jam

Laju alir molar

= 392,996887 kmol/jam

Waktu tinggal reaktor

= 600 detik = 0,1667 jam

(Kawabe,1998)

Perhitungan


Desain Tangki CAO =

1450 kPa = 412,158 M (8,314Pa. m 3 / molK )(423,15 K )

P RT

a. Volume reaktor

V=

0,1667 jam 1 .(392,996887 kmol / jam) 158,95 m 3 3 412,158mol / m

FAO C AO

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

: spherical

Diameter : 0,005 m ε

Vr

: 0,5

V

158,95 = 317,9 m3 0,5

b. Jumlah tube Direncanakan: Diameter tube (OD)

= 17,5 cm

Panjang tube

= 20 m

Pitch (PT)

= 20 square pitch

Jumlah tube

=

1 4

317,9 = 25,7 = 26 π.(0,175)2 .20

c. Tebal tube Tekanan operasi

= 1450 kPa

Faktor kelonggaran

=5%

Maka, Pdesain

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

Joint efficiency

= 0,8

Allowable stress

= 18.750 psia =129.276,75kPa



t

PD 2SE 1,2P (1450 kPa) (0,175m) 2(129.276,75 kPa)(0,8) 1,2(1450kPa) 0,0013 m 0,0512 in

Faktor korosi

= 0,125 in

Maka tebal tube yang dibutuhkan

= 0,0512 in + 0,125 in = 0,1762 in

Tebal tube standar yang digunakan

= ¼ in


e. Diameter dan tinggi shell 26 tube

D

25

26 tube

PT + OD

Diameter shell (D) =

(25x 20)

(25x 20) / 100 + 2(20– 17,5)/100

= 7,096 m Tinggi shell (H) = panjang tube = 20 m

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

(Brownell dan Young,1959) =

1 7,096 2 2

1,774 m

f. Tebal shell dan tebal tutup Tekanan operasi

= 1450 kPa

Faktor kelonggaran

=5%

Maka, Pdesain

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

Joint efficiency

= 0,8

Allowable stress

= 18.750 psia =129.276,75kPa



t

PD 2SE 1,2P (1450 kPa) (7,096 m) 2(129.276,75 kPa)(0,8) 1,2(1450kPa) 0,05 m 1,967 in

Faktor korosi

= 0,125 in


= 1,967 in + 0,125 in = 2,092 in


= 2 ¼ in (Brownell dan Young,1959)

Tutup shell dan tutup tangki

= 2 ¼ in

Perancangan pipa pendingin Fluida panas

= Umpan masuk

Laju alir massa

= 18777,464 kg/jam = 41397,4383 lbm/jam

Temperatur masuk

= 150 oC = 302°F

Temperatur keluar

= 155 oC = 311°F

Fluida dingin

= Air pendingin

Laju air

= 199275,322 kg/jam = 439329,1778 lbm/jam

Temperatur awal

= 30 °C = 86 °F

Temperatur akhir

= 55 °C = 131 °F

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

Fluida Panas

Fluida dingin

Selisih

T1 = 302 F


t2 = 131 F

t1 = 171 F

T2 = 311 F


t1 = 86 F

t2 = 225 F

Selisih

t2 – t1 = 45 F

t2 – t1 = 54 F

T2 – T1= 9 F

LMTD

R

T2 t2

S

t2 T1

FT = 0,

Δt 2

Δt 1

54 225 ln 171

Δt 2 ln Δt 1 T1 t1 t1 t1

9 45

196,77 F

0,2

45 302 86

0,208

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


Pipa yang dipilih

Ukuran nominal

= 24 in


Schedule

= 20

ID

= 23,25 in = 1,9375 ft

OD

= 24 in = 2 ft

Surface perlin ft

= 6,283 ft2/ft

Flow area per pipe

= 425 in2

Panjang

= 12 m = 39,3701 ft

Fluida panas: sisi pipe, umpan (1) at’ = 425 in2

Gt

W at

Gt

41397,4383 14026,4261lbm/jam.ft 2 2,95138

(2) Pada Tc = 306,5 F = 0,138 cP = 0,3 lbm/ft2 jam

Re t

Re t

D Gt

1,9375 14026,4261 81018,8178 0,3

Dari Gbr. 24, Kern, diperoleh jH = 200 c = 0,54 Btu/lbm. F k = 0,398 Btu/jam lbm ft. F k D

c. k

1

3

hi

jH

hi

0,398 3,5 0,3 200 0,54 1,9375 0,398

1/ 3

31,6407

ID OD

hio

hi

hio

31,6407

1,9375 29,694 2


Fluida dingin: sisi shell, air pendingin (1’) G’ =

w 2L

439329,1778 2 39,3701

= 5579,4806 lbm/jam.ft (2’) Pada tc = 108,5 °F = 0,7 cp = 1,6934 lbm/jam.ft Re = 4G’/ = 4 x 5579,4806 /0,7 = 13179,5899 Dari Gbr. 28, Kern, diperoleh jH = 60

(3’) ho = jH

G'

1/ 3

OD

= 60

5579,4806 2

1/ 3

=844,6417 UC

h io h io

ho ho

844,6417 29,694 844,6417 29,694

Rd = 0,003, hd = UD = A=

Uc Uc

hd hd

Q UD

Δt

28,6856 Btu/jam ft 2

F

1 = 333,3333 0,003 28,6856 333,3333 = 26,4126 28,6856 333,3333

19737523,1003 = 3797,7835 f t2 26,4126 196,767


C.15

Cooler 1 (E-106) Fungsi

: Mendinginkan campuran dari Reaktor Hidrolisis (R-102) menuju Separator II (FG-102).

Jenis


Dipakai

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

Jumlah

: 1 unit

Fluida panas Laju alir umpan masuk = 18777,46402 kg/jam = 41397,438 lbm/jam Temperatur awal (T1) = 150oC = 302°F Temperatur akhir (T2) = 100°C = 212°F Fluida dingin Laju alir air pendingin = 22526,2559 kg/jam = 49662,1528 lbm/jam Temperatur awal (t 1)

= 30 °C = 86 °F


= 55 °C = 131 °F

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

t = beda suhu sebenarnya Fluida Panas

Fluida dingin Temperatur yang

T1 = 302 F

lebih tinggi Temperatur yang

T2 = 212 F

lebih rendah

T1 – T2 = 90 F LMTD

Δt 2

Selisih Δt 1

- 45 126 ln 171

Δt 2 ln Δt 1

R

T1 T2 t 2 t1

S

t2 T1

t1 t1

90 45

Selisih

t2 = 131 F

t1 = 171 F

t1 = 86 F

t2 = 126 F

t2 – t1 = 45 F

t2 – t1 =-45 F

147,35659 F

2

45 302 86

0.208


Dari Fig 19, Kern, 1965 diperoleh FT = 0,925 Maka t = FT

(2)

LMTD = 0,925

147,35659= 136,30485 F

Tc dan tc Tc tc

T1

T2 2

t1

t2 2

302 212 2

257 F

86 140 108,5 F 2

Dalam perancangan ini digunakan kondensor dengan spesifikasi: -

Diameter luar tube (OD) = 11/4 in

-

Jenis tube = 10 BWG

-

Pitch (PT) = 1 9/16 in Square pitch

-


a. Dari Tabel 8, hal. 840, Kern, 1965, kondensor untuk fluida panas heavy organic dan fluida dingin air, diperoleh UD = 5-75, faktor pengotor (Rd) = 0,003. Diambil UD = 65 Btu/jam ft2 F Luas permukaan untuk perpindahan panas,

A


Q UD

Δt


A L a"

251,82769ft 2 8 ft 0,3271 ft 2 /ft

251,82769ft 2

(Tabel 10, Kern)

96,23498buah

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

A

L Nt

a"

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


UD

Q A Δt

2231146,79961 Btu/jam 293,0816ft 2 136,304 F

55,85

Btu jam ft 2

F

Fluida dingin : air, tube (3)

Flow area tube, at = 0,639 in2 N t a 't at 144 n

at (4)

(5)


112 0,639 0,2485 ft 2 144 2

Kecepatan massa

Gt

w at

Gt

lb m 49662,15284 199847,69756 0,2485 jam ft 2

(Pers. (7.2), Kern)

Bilangan Reynold Pada tc = 108,5 F = 0,9 cP = 2,17719 lbm/ft2 jam

(Gbr. 15, Kern)

Dari Tabel 10, Kern, untuk 1 ¼ in OD, 18 BWG, diperoleh ID = 0,652 in = 0,05433 ft

(6)

Re t

ID G t μ

Re t

0,05433 199847,697566 = 4987,3422 0,9

(Pers. (7.3), Kern)

Taksir jH dari Gbr 24, Kern, diperoleh jH = 18

h

io φt

h

i x ID φ t OD 218,16459x

0,652 1

= 113,79465 (9)

Karena viskositas rendah, maka diambil

hio

t

=1

hio φt φt


hio = 113,79465

1 = 113,79465

Fluida panas : shell, bahan (3 )

Flow area shell as


(Pers. (7.1), Kern)

Ds

= Diameter dalam shell = 23,25 in

B


PT


C

= Clearance = PT – OD = 1 19/16 – 1 = 0,3125 in

as (4 )

(5 )

23,25 0,3125 10 144 1 ,5625

0,32292ft 2

Kecepatan massa

Gs

W as

Gs

lb m 41397,438 128198,51847 0,32292 jam ft 2

(Pers. (7.2), Kern)


(Gbr. 15, Kern)

Dari Gbr. 28, Kern, untuk 1 in dan 1 1/4 tri pitch, diperoleh de = 0,73 in. De =0,73/12 = 0,06083 ft

Res

De G s μ

Re s

0,06083 128198,51847 0,36554

(Pers. (7.3), Kern)

21334,917

(6 )


(9 )


s

=1


ho

ho φs φs

ho = 410,4358 1 = 410,4358 (10)

Clean Overall coefficient, UC UC

h io h io

ho ho

113,79465 410,4358 89,09326 Btu/jam ft 2 113,79465 410,4358

F


(11)

Faktor pengotor, Rd Rd

UC UC

UD UD

89,09326 55,85066 0,00668 89,09326 55,85066

(Pers. (6.13), Kern) Pressure drop Fluida dingin : air, tube (1)

Untuk Ret = 4987,3422 f = 0,0001 ft2/in2

(Gbr. 26, Kern)

s = 0,99 t

(2)

(Gbr. 6, Kern)

=1

ΔPt

2 f Gt L n 5,22 1010 ID s φ t

ΔPt

2 0,0001 199847,69756 (8) 2 5,22 1010 0,05433 0,99 1


0,02276psi (3)


ΔPr

PT

V

2

2g'

= 0,001

4n V 2 . s 2g' (8).(4) .0,1 0,99 0,80808psi

=

Pt +

Pr

= 0,80808 psi + 0,02276 psi


= 0,83084 psi Pt yang diperbolehkan = 10 psi


Untuk Res = 21334,91734 f = 0,0007 ft2/in2 s

(Gbr. 29, Kern)

=1

s = 2,6 (2 )

N 1 12

L B

N 1 12

8 10


9,6

Ds = 23,25 in = 1,937 ft (3 )

2 1 f G s Ds N 1 2 5,22 1010 D s φ e s

ΔPs

ΔPs


2 0,0007 128198,51847 1,9375 2 5,22 1010 0,06083 0,98 1 0,0258 psi 1 2


C.16 Separator Tekanan Rendah II (FG-102) Fungsi

: Memisahkan uap dan cairan dari reaktor II (R-102)

Bentuk

: Silinder vertical dengan alas dan tutup ellipsoidal


: 1 unit


= 100°C

Tekanan

= 2,5 bar

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

Laju alir (kg/jam)

% mol

% berat

Densitas 3

(kg/m )

Densitas

BM

cairan

average


(kg/m3)

EG

10012,63612 0,4105

0,5332

247,7861

101,7111

25,4744

DEG

155,4511224 0,0037

0,0083

301,2468

1,1241

0,3956

H2O

1057,333469 0,1495

0,0563

854,2316

-

2,6904

EC

14,42118964 0,0004

0,0008

708,9906

0,2954

0,0367

CO2

7503,146334 0,4339

0,3996

575,7819

-

19,0921

EO

34,47577855 0,0020

0,0018

625,6153

-

0,0877

18777,4640

Total

Laju alir udara, Fgas

47,7769

= 8609,3768 kg/jam = 18980,5260 lbm/jam

Laju alir cairan, Fcairan = 10168,0872 kg/jam = 22416,9123 lbm/jam Laju alir udara, Ngas

= 230,2132 kmol/jam

Laju alir cairan, Ncairan = 162,7837 kmol/jam ρgas =

P BM av RT

ρcairan

(2,4673atm) (47,7769kg/kmol) (0,082 m 3 atm/kmol K)(373,15K)

= 3,8525 kg/m3

= 0,2404 lbm/m3

= 103,1307 kg /m3

= 6,4383 lbm/ft3

Volume udara, Vgas

=

BM av N ρ

(47,7769 kg/kmol)(230,2132 kmol/jam) 3,8525kg/m3

= 2854,9865 m3/jam = 28,0064 ft3/detik Volume cairan, Vcairan =

F ρ

10168,0872kg/jam 103,1307 kg/m 3

= 98,5942 m3/jam =0,9672 ft3/detik Kecepatan linear yang diinjinkan :

u

0,14

= 0,14

udara 6,4383 0,2404

(Walas,1988)

1

1

0,7108 ft/detik

Diameter tangki :


D=

V gas

28,0064 ( / 4)(0,7108)

( / 4)u

7,0848 ft = 2,1594 m

Tinggi kolom uap minimum = 5,5 ft Waktu tinggal = 10 menit

(Walas,1988)

= 600 s

0,9672 ft 3 / s 600 s = 14,7277 ft ( / 4)(7,0848 ft ) 2

V ( / 4) D 2

Tinggi cairan, Lcairan =

(Walas,1988)

Panjang kolom ; L = Lcairan

+ Luap

= 14,7277 + 5,5 = 20,2277 ft

L D

20,2277 7,0848

2,8551

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

(Walas, 1988)

Trial D = 8 ft = 2,4384 m Tinggi cairan, Lcairan =

V ( / 4) D 2

0,9672 ft 3 / s 600 s = 11,5505 ft = 3,52 m ( / 4)(8 ft ) 2

Panjang kolom ; L = Lcairan + Luap = 11,5505 + 5,5 = 17,05 ft = 5,197 m

L D

17,05 8

2,1313

Karena L/D <3 maka tangki horizontal dengan L = 17,05 ft dan D = 8 ft dapat diterima (Walas, 1988).

Perhitungan tebal shell tangki : PHidrostatik =

xgxl

= 103,1307 kg/m3 x 9,8 m/det2 x 3,52m

= 3,5582 kPa

P0

= Tekanan operasi

= 250 kPa

P

= 250 kPa + 14.0598 kPa

= 253,5582 kPa

Faktor kelonggaran

= 20%

Pdesign = (1,2) (253,5582) = 304,2699 kPa


Joint efficiency (E)

= 0,8



= 107546,4 Kpa


Tebal shell tangki: t

PD 2SE 1,2P (304,2699kPa) (2,4384 m) 2(107546,4kPa)(0,8) 1,2(304,2699 kPa) 0,1701in

Faktor korosi

= 1/8 in


= 0,1701 in + 1/8 in = 0,2951 in


= 1,5 in


Tutup tangki Diameter tutup

= diameter tangki

= 2,16 m

Ratio axis

= Lh : D

= 1: 4

Lh

=

L (panjang tangki)

= Ls + Lh

Ls (panjang shell)

= 14,7277 m – 2(0,6096 m) = 15,8314 m

Lh D

D

1 4

2,16

= 0,54 m

Tutup atas tangki terbuat dari bahan yang sama dengan shell sehingga tebal tutup 1,5 in.


: memompa

campuran dari

Separator II (FG-102) menuju



Bahan konstruksi : carbon steel Kondisi operasi Laju alir (N3)


= 174,1067 kmol/jam

174,1067 kmol/jam x 8,314 m 3 Pa/mol.K x 373,15 K Laju alir volum gas Q = 101kPa


= 2132,3193 m3 /jam


P


Efisiensi blower,


= 80

Sehingga,

P

144 0,8 2132,3193 = 7,4437 hp 33000

Maka dipilih blower dengan tenaga 8 hp.

C.18 Evaporator (FE-101) Fungsi

: Menghilangkan air dari campuran bottom Separator II (FG-102) sebelum dimasukkan ke kolom destilasi T-101

Jenis

: Long tube vertical evaporator

Fluida panas Laju alir steam masuk = 240,8679 kg/jam = 6531,0258 lbm/jam Temperatur awal (T1) = 260 °C = 500°F Temperatur akhir (T2) = 260 °C = 500°F Fluida dingin Laju alir cairan masuk = 11264,3365 kg/jam = 24833,7409 lbm/jam Temperatur awal (t 1)

= 100°C = 212°F


= 120°C = 248°F


(1)


Fluida Panas T1 = 500 F

Fluida dingin Temperatur yang lebih

t2 =248 F

Selisih t1 = 252 F


tinggi Temperatur yang lebih

T2 = 500 F

t1 =212 F

t2 = 288 F

t2 – t1 = 36 F

t2 – t1 = 36 F

rendah

T1 – T2 = 0 F

Selisih Δt 2

LMTD

Δt 1

36 288 ln 252

Δt 2 ln Δt 1

R

T1 T2 t 2 t1

S

t2 T1

t1 t1

0 36

269,6 F

0

36 500 212

0,125


Tc dan tc

T1 T2 2

Tc tc

t1

t2 2

500 500 2 212 248 2

500 F 230 F

Dalam perancangan ini digunakan reboiler dengan spesifikasi: -

Diameter luar tube (OD) = 1 ¼ in

-

Jenis tube = 12 BWG

-


-


a

Dari Tabel 8, hal. 840, Kern, 1965, evaporator untuk fluida panas steam dan fluida dingin heavy organics, diperoleh UD =6-60, dan faktor pengotor (Rd) = 0,003 Diambil UD = 25 Btu/jam ft2 F Luas permukaan untuk perpindahan panas,

A

Q UD

Δt



56,2838 ft 2

(Tabel 10, Kern)


Jumlah tube, N t

b

A L a"

56,2838 ft 2 14,3391buah 12 ft 0,3271ft 2 /ft

Dari Tabel 9, hal 842, Kern, 1965, nilai yang terdekat adalah 18 tube dengan ID shell 10 in.

c

Koreksi UD

L Nt a"

A

12 ft 18 0,3271ft 2 /ft 70,65 ft 2 UD

Q A Δt

400239,2044 Btu/jam 70,65 ft 2 x 269,6 F

19,915

Btu jam ft 2

F


(4)

(5)

Flow area tube, at = 0,836 in2 at

N t a 't 144 n

at

24 0,836 0,0523ft 2 144 2


Kecepatan massa

Gt

W at

Gt

lb m 240,8679 10163,1726 0,0523 jam ft 2

(Pers. (7.2), Kern)


(Gbr. 14, Kern)


Re t

ID G t μ

(Pers. (7.3), Kern)


Re t

0,0752 10163,1726 17543,9858 0,0435

(6)


(9)


Fluida dingin : shell, bahan (3 )

Flow area shell as


(Pers. (7.1), Kern)

Ds


B


PT

= Tube pitch = 1 9/16 in

C

= Clearance = PT – OD =1 9/16 – 1 = 0,31 in

as

(4 )

(5 )

12 0,31 5 0,0694 ft 2 144 1.5625

Kecepatan massa

Gs

w as

Gs

lb m 24833,7409 357605,8688 0,0694 jam ft 2

(Pers. (7.2), Kern)

Bilangan Reynold Pada tc = 230 F = 1,172 cP = 2.8340 lbm/ft2 jam

(Gbr. 15, Kern)

Dari Gbr. 28, Kern,untuk 1 ¼ in dan 1 9/16 tri. pitch, diperoleh de = 0,72 in. De =0,72/12 = 0,06 ft

Res

De G s μ

Re s

0,06 x 357605,8688 2,834

(Pers. (7.3), Kern)

7571,024


(6 )


(9 )


ho

ho φs

s

=1

φs

ho = 395,3874 1 = 395,3874

(10)

Clean Overall coefficient, UC

h UC

h

io

ho

io

ho

78 395,3874 78 395,3874

65,1787 Btu/jam ft 2

F


(11)


UC UC

UD UD

54,1785 19,915 0,0349 54,1785 19,915

(Pers. (6.13),

Kern) Rd hitung ≥ Rd batas, maka spesifikasi Evaporator dapat diterima.

Pressure drop Fluida panas : Steam, tube (1) Untuk Ret = 17543,9858 f = 0,0002 ft2/in2 s = 0,76 t

(2)


=1

ΔPt

2 f Gt L n 5,22 1010 ID s φ t

ΔPt

2 0,0002 17543,9858 (12) 2 5,22 1010 0,0752 0,76 1


0,00002 psi


(3)


V

2

= 0,0005

2g'

ΔPr

PT

4n V 2 . s 2g' (4).(2) .0,0005 0,76 0,00526 psi =

Pt +

Pr

= 0,00002 psi + 0,00526psi = 0,00528psi Pt yang diperbolehkan = 2 psi Fluida panas : bahan, shell (1 )

Untuk Res = 7571,024 f = 0,0015 ft2/in2 s

(Gbr. 29, Kern)

=1

s = 0,96 (2 )

N 1 12

L B

N 1 12

12 5


28,8

Ds = 10/12 = 0,838 ft (3 )

ΔPs

2 f G s Ds N 1 5,22 1010 D e s φs

ΔPs

2 0,0015 357605,8688 0,8333 28,8 5,22 1010 0,06 0,96 1




: Memompa

campuran dari






: 120ºC dan 101 kPa

Laju alir (N3)

= 55,9427 kmol/jam

55,9427 kmol/jam x 8,314 m 3 Pa/mol.K x 393,15 K Laju alir volum gas Q = 101kPa = 1804,6601 m3 /jam


P


Efisiensi blower,


= 80

Sehingga,

P

144 0,8 1804,6601 33000

= 6,2999 hp

Maka dipilih blower dengan tenaga 7 hp C.20 Pompa 3 (P-103) Fungsi

: Memompa

campuran dari Evaporator (FE-101) menuju kolom

destilasi (T-101). Jenis

: Pompa sentrifugal

Jumlah

: 1 unit


= 10182,5084 kg/jam = 6,2358 lbm/s

Densitas ( )

= 26,7834 kg/m3

= 1,6720 lbm/ft3

Viskositas ( )

= 2,1024 cP

= 1,4128.10-4 lbm/ft.s


6,2358 lbm/s 1,6720 lbm/ft 3

= 3,7294 ft3/s = 1673,8839 gal/mnt

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


De = 3,9

Q0,45

0,13

(Walas, 1988)


Q0,36

0,18



Asumsi aliran turbulen, maka diameter pipa pompa : Desain pompa : Di,opt = 3,9 (Q)0,45 ( )0,13 = 3,9 (3,7294 ft3/s )0,45 (1,6720 lbm/ft3)0,13 = 7,5392 in Dari Appendiks A.5 Geankoplis,1997, dipilih pipa commercial steel : Ukuran nominal

: 8 in

Schedule number

: 40

Diameter Dalam (ID)

: 7,981 in = 0,6651 ft = 0,2027 m

Diameter Luar (OD)

: 8,625 in


: 0,3474 ft2

Kecepatan linear, v = Q/A =


=

= 0,7188 ft

3,7294 ft 3 /s = 10,7353 ft/s 0,3474 ft 2

v D

(1,6720 lbm/ft 3 )(10,7353 ft/s)(0,6651ft) = 1,4128.10- 4 lbm/ft.s

=8,4499.104 (Turbulen) Untuk pipa commercial steel diperoleh harga = 4,6.10-5 Pada NRe = 8,4499.104 dan /D = maka harga f = 0,005

(Geankoplis,1997)

4,6.10 5 m = 0,0002 0,0901m (Geankoplis,1997)

Friction loss :


1 Sharp edge entrance= hc = 0,5 1

A2 v2 A1 2 .g c

= 0,5 1 0


= 0,8955 ft.lbf/lbm

10,73532 = 2(0,75) 2(32,174)


10,73532 2 1 32,174

10,73532 v2 = 1(2,0) 2.g c 2(32,174)

= 2,6865 ft.lbf/lbm

= 3,582 ft.lbf/lbm

L.v 2 D.2.g c 2

= 4(0,005)

= 1


= 1 0 Total friction loss :

40 . 10,7353 0,6651 .2. 32,174 A1 A2

2

= 2,1543 ft.lbf/lbm

v2 2. .g c

10,73532 2 1 32,174

= 1,791 ft.lbf/lbm

F

= 11,1093 ft.lbf/lbm


v1

2

g z2

z1

P2

P1

dimana :

F Ws

0

(Geankoplis,1997)

v1 = v2

P1 ≈ P2 = 100 kPa = 2088,5547 lbf/ft²

P

= 0 ft.lbf/lbm

Z = 25 ft Maka :

0

32,174 ft/s 2 25 ft 32,174 ft.lbm / lbf .s 2





=-

-36,1093

= -0,75 x Wp

Wp


Daya pompa : P

= m x Wp =


= 0,5459 hp Maka dipilih pompa dengan daya motor = 1 hp

C.21 Heater 5 (E-106) Fungsi : Menaikkan temperatur campuran sebelum menuju kolom destilasi (T-101) Jenis



Fluida panas Laju alir steam masuk = 1579,694432 kg/jam = 3282,6483 lbm/jam Temperatur awal (T1) = 260 °C = 500°F Temperatur akhir (T2) = 260 °C = 500°F Fluida dingin Laju alir cairan masuk = 10182,5084 kg/jam = 22448,7057 lbm/jam Temperatur awal (t 1)

= 100°C = 212°F


= 197°C = 368,5°F

Panas yang diserap (Q) = 2624905,328 kJ/jam = 2487920,4292 Btu/jam (6)



Fluida dingin Temperatur yang lebih tinggi

t2 = 368,5 F

Selisih t1 = 113.4 F


x Wp

T2 = 500 F


t1 = 212 F

T1 – T2 = 0 F

Selisih

t2 – t1 = 174.6 F

Δt 2

LMTD

Δt 1

Δt 2 ln Δt 1

R

T1 T2 t 2 t1

S

t2 T1

t1 t1

174,6 288 ln 113,4

0 174,6

t2 = 288 F t 2 – t1 = 174.6 F

187,331 F

0

174,6 500 174,6

0,606


Tc dan tc

T1 T2 2

Tc

tc

t1 t 2 2

500 500 2

212 368,8 2

500 F

299,3 F



-

Jenis tube = 18 BWG

-


-


m. Dari Tabel 8, hal. 840, Kern, 1965, heater untuk fluida panas steam dan fluida dingin heavy organics, diperoleh UD =6-60, dan faktor pengotor (Rd) = 0,003 Diambil UD = 50 Btu/jam ft2 F Luas permukaan untuk perpindahan panas,

A

Q UD

Δt



265,6173ft 2

(Tabel 10, Kern)


Jumlah tube, N t

A L a"

265,6173 ft 2 12 ft 0,2618ft 2 /ft

84,5484buah

n. Dari Tabel 9, hal 842, Kern, 1965, nilai yang terdekat adalah 86 tube dengan ID shell 13,25 in.

A

L Nt

a"

12 ft 86 0,2618ft 2 /ft 270,1776 ft 2 o. Koreksi UD

UD

Q A Δt

2487920,4292 Btu/jam 270,1776 ft 2 x 187,331 F

49,1561

Btu jam ft 2

F



at

N t a 't 144 n

at

86 0,639 0,1908 ft 2 144 2


(10) Kecepatan massa

Gt

W at

Gt

lb m 3482,6483 18251,6778 0,1908 jam ft 2

(Pers. (7.2), Kern)

(11) Bilangan Reynold Pada Tc = 500 F = 0,018 cP = 0,0435 lbm/ft2 jam

(Gbr. 14, Kern)


Re t

ID G t μ

(Pers. (7.3), Kern)


Re t (12)

0,0752 18251,6778 31506,616 0,0435

Kondensasi steam hio =156 btu/hr. ft2.oF



(Pers. (7.1), Kern)

Ds


B


PT


C


as

15,25 0,25 5 144 1,25

0,1059ft 2


Gs

w as

Gs

lb m 22448,7057 211974,664 0,1059 jam ft 2

(Pers. (7.2), Kern)

(5 ) Bilangan Reynold Pada tc = 299,3 F = 1,244 cP = 3,01 lbm/ft2 jam

(Gbr. 15, Kern)


Res

De G s μ

Re s

0,06 211974,664 4223,7988 3,01

(Pers. (7.3), Kern)

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


(9 ) Karena viskositas rendah, maka diambil

s

=1

ho φs φs

ho

ho = 117.8927

1 = 117,8927


h Uc

h

io

ho

io

ho

156 117,8927 67,164 Btu/jam ft 2 156 117,8927



d

UC

UD

U

UD

C

67,164 49,1561 0,0055 67,164 49,1561



Untuk Ret = 31506,616 f = 0,00025 ft2/in2

(Gbr. 26, Kern)

s = 0,76 t

(2)

(Gbr. 6, Kern)

=1

ΔPt

2 f Gt L n 5,22 1010 ID s φ t

ΔPt

2 0,00025 3106,616 (12) 2 5,22 1010 0,0752 0,76 1


0.00007psi (3)

dari grafik 27, hal:837, Kern, pada diperoleh

V

2

2g'

= 0,0005


ΔPr

PT

4n V 2 . s 2g' (4).(2) .0,0005 0,79 0,00526 psi =

Pt +

Pr

= 0,00526 psi + 0,00007 psi = 0,00533 psi Pt yang diperbolehkan = 2 psi Fluida panas : bahan, shell (1 )

Untuk Res = 4223,7988 f = 0,002 ft2/in2 s

(Gbr. 29, Kern)

=1

s = 0,8 (2 )

N 1 12

L B

N 1 12

12 5


28,8

Ds = 12/12 = 1 ft (3 )

ΔPs

ΔPs

2 f G s Ds N 1 5,22 1010 D e s φ s


2 0,002 4223,7988 1 28,8 5,22 1010 0,06 0,8 1 1,3127 psi


C.22 Kolom Distilasi 1 (T-101) Fungsi

: memisahkan campuran etilen glikol dan dietilen glikol

Jenis

: sieve – tray

Bentuk


Bahan konstruksi: carbon steel SA-240 grade A Jumlah

: 1 unit


Data: Dari perhitungan neraca massa dan neraca panas diperoleh: XLW = 0,2482

XLF = 0,991

XHW = 0,6263

D

= 161,2982 kmol/jam

XHD = 0,0072

W

= 1,30211 kmol/jam

XLD = 0,9928

LD

= 6,5029

XHF = 0,009

LW

= 3,1968

L , av

LD

.

LW

6,5029 3,1968

4,5595

(Geankoplis,1997)

log[( X LD D / X HD D)( X HW W / X LW W )] log( L,av )

Nm

(Geankoplis,1997)

log[0,9941/ 0,0059)(0,2482 / 0,6263)] log(4,5595) = 3,9913 Dari Fig 11.7-3, Geankoplis, hal:688 diperoleh N=

Nm 0,55

Nm = 0,55 maka: N

3,9913 = 7,257 0,65

Efisiensi kolom destilasi dapat dinyatakan dengan persamaan

Eo a 1 a

EXP

EXP

Eo

( Doherty dan Malone, 2001) o

5,0664

1,24 1,2500

0,1058 0,3562

a = 0,28 µ0 = 1,25 cP

Keterangan: E0 = efisiensi kolom destilasi

µ = viskositas campuran liquid pada umpan (cP)

= volatilitas key komponen umpan


Maka jumlah piring yang sebenarnya = 7,257/0,3562 = 20,3743 piring 21 piring Penentuan lokasi umpan masuk 0,206 log

N log e Ns

0,009 1,30211 0,2482 0,206 log 0,99 161,2982 0,0059

Ne Ns

X HF X LF

W D

X LW X HD

2

N log e Ns

(Geankoplis,1997) 2

0,6577

Ne = 0,6577 Ns N = Ne + Ns 21 = 0,6577 Ns + Ns Ns = 12,6681

13

Ne = 21 – 13 = 8 Jadi, umpan masuk pada piring ke – 8 dari atas. Rancangan kolom Direncanakan : Tray spacing (t)

= 0,5 m

Hole diameter (do)

= 4,5 mm

(Treybal, 1984)

Space between hole center (p’) = 12 mm Weir height (hw)

= 5 cm

Pitch

= triangular ¾ in

(Treybal, 1984)

Data : Suhu dan tekanan pada kolom distilasi T-101 adalah 468,15 K dan 1,09 atm Tabel LC.7 Komposisi bahan pada alur Vd destilasi 1 (T-101) Komponen

Alur Vd(kmol/jam)

%mol

Mr

%mol x Mr


C2H6O2

233,0907

0,9928

62,06

61,5563

C4H10O3

1,68

0,0072

106

0,7585

234,7706

1

BMavg

62,3149

Total

Laju alir massa gas (G`) = 0,0652 kmol/s v=

P BM av RT

(1,09 atm) (62,3149kg/kmol) = 1,7623 kg/m3 (0,082 m 3 atm/kmol K)(468,15K)

Laju alir volumetrik gas (Q) = 0,0652x22,4 x

468,15 = 2,5061 m3/s 273,15

Tabel LC.8 Komposisi bahan pada alur Lb destilasi 1 (T-101) Komponen

L (kg/m3)

%massa x

Alur Lb(kg/jam)

%massa

C2H6O2

1119,9763

1,3942

20,9740

29,2413

C4H10O3

4825,2654

6,0066

28,5200

171,3078

C3H4O3

803,3291

1,0000

28,6600

28,6600

L

200,5491

Total

Laju alir massa cairan (L`) = 11,0487 kg/s Laju alir volumetrik cairan (q) =

0,0899 = 0.0004 m3/s 200,5491

Surface tension ( ) = 0,04 N/m 2

Ao Aa

d 0,907 o p'

Ao Aa

0,0045 = 0,1275 0,907 0,0120

q ρL Q' ρ V

(Lyman, 1982)

2

1/ 2

0,0086 435,1819 2,6299 5,8873

1/ 2

= 0,0047

α = 0,0744t + 0,01173 = 0,0744(0,4) + 0,01173 = 0,0489 β = 0,0304t + 0,015 = 0,0304(0,40) + 0,015 = 0,0302 CF = αlog

1 (q/Q)(ρ L / ρ V ) 0,5

β

σ 0,02

0, 2


= 0,0489 log

1 0,04 0,0302 0,0019 0,02

0, 2

= 0,1875 VF = C F

ρL

ρV

0,5

ρV 0,5

200,5491 1,7623 = 0,1875 1,7623 = 1,9918 m/s Asumsi 80 % kecepatan flooding An =

(Treybal, 1984)

2,5061 = 1,5727 m2 0,8 1,9918

Untuk W = 0,7 T dari tabel 6.1 Treybal, diketahui bahwa luas downspout sebesar 8,8%. At =

1,5727 1,7245m2 1 0,088

Column Diameter (T) = [4(1,7245)/π]0,5 = 1,4822 m Weir length (W)

= 0,7(1,4822) = 1,0375 m

Downsput area (Ad)

= 0,088(1,7245) = 0,1518 m2

Active area (Aa)

= At – 2Ad =1,7245– 2(0,1518) = 1,421 m2

Weir crest (h1) Misalkan h1 = 0,035 m h1/T = 0,035/1,4822 = 0,0236

Weff W Weff W

Weff W

2

T W

2

T W

2

0,5

2

1

2

h1 T

T W

2

1,4286

2

1,4286

2

1

0, 5

2

2 0,0111 1,4286

0,9262


2/3

h1

q 0,666 W

h1

0,0004 0,666 1,0375

h1

0,0033 m

Weff W

2/3

2/3

0,9262

2/3

perhitungan diulangi dengan memakai nilai h1 = 0,0033 m hingga nilai h1 konstan pada nilai 0,0035 m

Perhitungan Pressure Drop Dry pressure drop Ao = 0,1275 x 1,421 = 0,1812 m2 uo =

Q Ao

2,5061 13,8275 0,1812

hd

51,0

hd

51

hd

196,7066mm 0,1967 m

uo

2

Co

2

ρv ρL

13,82752 0,662

1,7623 435,1819

Hydraulic head

Va

Q Aa

z

T W 2

2,5061 = 1,7637 m/s 1,421

1,4822 1,0375 = 1,2598 m 2 0,238 h w Va ρ V

0,5

1,225

q z

hL

0,0061 0,725 h w

hL

0,0061 0,725 (0,013) 0,238 (0,013)(1,7637)(1,7623)0,5

hL

0,0087 m

1,225

0,0004 1,2598

Residual pressure drop


hR

6 σ gc ρLdog

hR

6 (0,04) (1) = 0,0271 m 200,5491(0,0045)(9,8)

Total gas pressure drop hG = hd + hL + hR hG = 0,1967+ 0,0087 + 0,0271 hG = 0,2326 m

Pressure loss at liquid entrance Ada = 0,025 W = 0,025(1,0375) = 0,0259 m2 2

h2

3 q 2g A da

h2

3 0,0004 2g 0,0259

2

= 3,64011E-05 m

Backup in downspout h3 = hG + h2 h3 = 0,2326 + 3,64011E-05 h3 = 0,2326 m

Karena nilai hw + h1 + h3 lebih kecil dari t/2, maka spesifikasi ini dapat diterima, artinya dengan rancangan plate seperti ini diharapkan tidak terjadi flooding. Check on flooding hw + h1 + h3 = 0,013 +0,0035+0,2326 hw + h1 + h3 = 0,2491 m t/2 = 0,5/2 = 0,25 m Spesifikasi kolom destilasi Tinggi kolom

= 21 x 0,5 m = 10,5 m


1 1,4822 = 0,3705 m 4

Tinggi tutup

=

Tinggi total

= 10,5 + 2(0,3705) = 11,2411 m

Tekanan operasi = 1,09 atm = 101 kPa

Faktor kelonggaran = 5 % Joint efficiency = 0,8

(Brownell,1959)

Allowable stress = 14.600 psia = 100662,6200 kPa

(Brownell,1959)

Tekanan uap pada bagian dalam kolom destilasi: Basis perhitungan = 1 jam operasi Laju volumetrik gas = 2,5061 m3/s Densitas gas (ρv) = 1,7623 kg/m3 Massa gas pada kolom destilasi = 2,5061 m 3 /s 1,7623kg / m 3 3600 s = 15899,2544 kg

P

F A

m g A 15899,2544kg 9,8 m/s 2 1,421m 2 109650,7179 N/m 2

109,6507 kPa

Maka Pdesign = (1 + 0,05) x (101 kPa + 109,6507 kPa) = 221,1833 kPa Tebal shell tangki:

t

PD 2SE - 1,2P

t

(221,1833)(1,4822) = 0,002 m = 0,0803 in 2(100662.6200)(0,8)- 1,2(221,1833)

Faktor korosi = 0,125 in Maka tebal shell yang dibutuhkan

= 0,0803 in +0,125 in = 0,2053in

Tebal shell standar yang digunakan = 1/2 in

(Brownell,1959)

C.23 Kondensor (E-107) Fungsi

: Mengubah fasa uap campuran etilen glikol menjadi fasa cair


Jenis


Dipakai

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

Jumlah

: 1 unit

Fluida panas Laju alir umpan masuk = 10101,0101 kg/jam = 22269,0317 lbm/jam Temperatur awal (T1) = 197oC = 386,6°F Temperatur akhir (T2) = 100°C = 212°F

Fluida dingin Laju alir air pendingin = 31087,66789 kg/jam = 68536,934 lbm/jam Temperatur awal (t 1)

= 30 °C = 86 °F


= 55 °C = 131 °F

Panas yang diserap (Q) = -2842578,632 kJ/jam = 2694234,1028 Btu/jam

(3)

t = beda suhu sebenarnya Fluida Panas


T1 = 386,6 F


T2 = 212 F

lebih rendah

T1 – T2 =174,6 F

LMTD

Δt 2

Δt 1

Δt 2 ln Δt 1

R

T1 T2 t 2 t1

S

t2 T1

t1 t1

174,6 45

129,6 126 ln 255,6

t2 = 131 F

t1 = 255,6 F

t1 = 86 F

t2 = 126 F

t 2 – t1 =

Selisih

Selisih

45 F

t2 – t1 = 129,6 F

183,22 F

3,9

45 386,6 86

0,1497



(4)

LMTD = 0,98

183,22 = 179,559 F

Tc dan tc Tc tc

T1

T2

386,6 212 2

2 t1

t2

299,3 F

86 131 108,5 F 2

2



-

Jenis tube = 10 BWG

-


-


d. Dari Tabel 8, hal. 840, Kern, 1965, kondensor untuk fluida panas heavy organic dan fluida dingin air, diperoleh UD = 5-75, faktor pengotor (Rd) = 0,003. Diambil UD = 27 Btu/jam ft2 F

Luas permukaan untuk perpindahan panas,

A


Q UD

Δt

555,7298ft 2


A L a"

555,7298ft 2 8 ft 0,2618 ft 2 /ft

(Tabel 10, Kern)

265,3408buah

e. Dari Tabel 9, hal 842, Kern, 1965, nilai yang terdekat adalah 282 tube dengan ID shell 25 in. f. Koreksi UD

A

L Nt

a"

8 ft 282 0,2618ft 2 /ft 590,6208 ft 2


UD

Q A Δt

2694234,1028 Btu/jam 590,6208ft 2 179,559 F

25,405

Btu jam ft 2

F

Fluida dingin : air, tube (4)

Flow area tube, at = 0,639 in2 (Tabel 10, Kern)

(5)

(6)

at

N t a 't 144 n

at

282 0,639 0,6257 ft 2 144 2


Kecepatan massa

Gt

w at

Gt

lb m 2694234,1028 109538,6019 0,6257 jam ft 2

(Pers. (7.2), Kern)


(Gbr. 15, Kern)


Re t

ID G t μ

Re t

0,0631 109538,6019 = 4394,5524 1,5724

L D

(Pers. (7.3), Kern)

8 126,8164 0,0631

(Taksir jH dari Gbr 24, Kern, diperoleh jH = 7 (9) Karena viskositas rendah, maka diambil

hio

t

=1

hio φt φt

hio = 49,8120

1 = 49,8120


Fluida panas : shell, (bahan yaitu Etilen glikol) (3 )

Flow area shell as


(Pers. (7.1), Kern)

Ds


B


PT


C

= Clearance = PT – OD = 1¼ – 1 = ¼ in

as (4 )

(5 )

25 0,25 5 144 1 ,25

0,174 ft 2

Kecepatan massa

Gs

W as

Gs

lb m 22269,0317 128269,6227 0,174 jam ft 2

(Pers. (7.2), Kern)

Bilangan Reynold Pada Tc = 299,3 F = 1,1 cP =2,661 lbm/ft2 jam

(Gbr. 15, Kern)

Dari Gbr. 28, Kern, untuk 1 in dan 1 1/4 tri pitch, diperoleh de = 0,72 in. De =0,72/12 = 0,06 ft

Res

De G s μ

Re s

0,06 128269,6227 2892,2016 0,174

(Pers. (7.3), Kern)

(6 )

Taksir jH dari Gbr. 28, Kern, diperoleh jH =25

(9 )


ho

s

=1

ho φs φs

ho = 69,948

1 = 69,948


(10)


h io h io

ho ho

49,8120 69,948 49,8120 69,948

29,094 Btu/jam ft 2

F

(Pers. (6.38), Kern) (12)


UC UD UC UD

29,094 25,405 29,094 25,405

0,00499

(Pers. (6.13), Kern) Rd hitung ≥ Rd batas, maka spesifikasi condensor dapat diterima.

Pressure drop Fluida dingin : air, tube (1)

Untuk Ret = 4394,5524 f = 0,00042 ft 2/in2

(Gbr. 26, Kern)

s = 0,98 t

(3)

(Gbr. 6, Kern)

=1

ΔPt

2 f Gt L n 5,22 1010 ID s φ t

ΔPt

2 0,00042 109538,6019 (8) 2 5,22 1010 0,0631 0,98 1


0,02499 psi

(3)


ΔPr

PT

V

2

2g'

= 0,001

4n V 2 . s 2g' (4).(2) .0,001 0,98 0,0082 psi =

Pt +

Pr


= 0,0082 psi + 0,02499 psi = 0,03315 psi Pt yang diperbolehkan = 2 psi

Fluida panas : shell (bahan yaitu Etilen glikol) (1 )

Untuk Res = 2892,2016 f = 0,0012 ft2/in2 s

(Gbr. 29, Kern)

=1

s = 0,58 (2 )

N 1 12

L B

N 1 12

8 19,2 5


Ds = 25 in = 2,0833 ft (3 )

ΔPs

2 1 f G s Ds N 1 2 5,22 1010 D s φ e s

ΔPs

1 2


2 0,0012 128269,6227 2,0833 19,2 5,22 1010 0,06 0,58 1

0,2174psi Ps yang diperbolehkan = 2 psi

C.24 Drum Penampung (D-101) Fungsi

: Menampung distilat dari kolom destilasi (T-101)

Bentuk

: Silinder horizontal dengan tutup ellipsoidal

Bahan konstruksi


Jenis sambungan


Jumlah

: 1 unit

Tabel LC.4 Komposisi bahan pada akumulator (V-102) Laju massa (kg/jam)

% berat

densitas (kg/m^3)


C2H6O2

10000

0,99

247,7861

C4H10O3

101

0,01

301,2468

10101,0101

1

248,3207


= 100°C

Tekanan

= 1,01 bar

Laju alir massa

= 10101,0101kg/jam

Kebutuhan perancangan = 1 jam Faktor kelonggaran

= 20 %

Densitas campuran

= 248,3207 kg/m3

Perhitungan: a. Volume tangki 10101,0101 kg/jam x 0,5 jam = 20,3386 m3 3 248,3207kg/m

Volume larutan, Vl

=

Volume tangki, Vt

= (1 + 0,2) x 20,3386 m3

Fraksi volum

=

Vl Vt

=

20,3386 24,4064

= 24,4064 m3 = 0,8333

Dari tabel 10.64 pada buku Perry, Chemical Engineering Handbook diperoleh Untuk fraksi volum 0,8333 maka H/D = 0,6667 Volume tangki, Vt

= LR 2

57,30

sin cos

Dimana cos α = 1-2H/D cos α = 1-2(0,6667) cos α = -0,3333 α = 1,9106 derajat Asumsi panjang tangki (Lt) = 10 m Maka, volume tangki, Vt

= LR 2

57,30

sin cos


24,4064 m3

= 10R 2

1,9106 sin 1,9106cos1,9106 57,30

R (radius) = 2,4189 m D (diameter) = 4,8377 m H (tinggi cairan) = 3,2252 m

b. Tebal shell tangki PHidrostatik

=

xgxl

= 248,3207 kg/m3 x 9,8 m/det2 x 3,2252 m = 7849 Pa = 7,849 kPa P0

= Tekanan operasi

= 1,01 bar

P

= 7,849 kPa + 101 kPa

= 101 kPa = 108,849 kPa

Faktor kelonggaran

= 20%

Pdesign = (1,2) (108,849)

= 130,618 kPa

Joint efficiency (E)

= 0,8


= 14.600 psia = 12650 kPa


(Brownell dan Young,1959) Tebal shell tangki: t

PD 2SE 1,2P (130,618)(4,8377 m) 2(14600kPa)(0,8) 1,2(130,618 kPa) 0,027 m 1,072 in

Faktor korosi = 1/8 in Maka tebal shell yang dibutuhkan

= 1,072 in + 1/8 in = 1,197 in

Tebal shell standar yang digunakan = 1 3/8 in (Brownell dan Young,1959) c. Tutup tangki Diameter tutup

= diameter tangki

= 4,8377 m

Ratio axis

= L:D

= 1: 4

Lh

=

Hh D

D

1 4

4,8377 = 1,2094 m


Lt (panjang tangki)

= Ls + Lh

Ls (panjang shell)

= 12 m – 2(1,2904 m) = 9,5811 m

Tutup atas tangki terbuat dari bahan yang sama dengan shell sehingga tebal tutup 1 3/8 in.

C.25 Pompa Refluk Destilat (P-104) Fungsi

: Memompa campuran refluk destilat dari drum penampung (D-101) ke Destilasi (T-101).

Jenis

: Pompa sentrifugal

Jumlah

: 1 unit

Kondisi operasi : P = 1,01 bar T = 100 0C

Laju alir massa (F)

= 72,7041 kg/jam

= 0,0445 lbm/s

Densitas ( )

= 15,0338 kg/m3

= 0,9385 lbm/ft3

Viskositas ( )

= 0,2689 cP

= 1,8070.10-4 lbm/ft.s


0,0445 lbm/s 0,9385 lbm/ft 3

= 0,0474 ft3/s = 21,293 gal/mnt


Q0,45

0,13

(Walas, 1988)


Q0,36

dengan : D = diameter optimum (in) Q = laju volumetrik (ft3/s)

0,18


Asumsi aliran turbulen, maka diameter pipa pompa : Desain pompa : Di,opt = 3,9 (Q)0,45 ( )0,13


= 3,9 (0,0474 ft3/s )0,45 (0,9385 lbm/ft3)0,13 = 0,9812 in


: 1 in

Schedule number

: 40

Diameter Dalam (ID)

: 1,049 in = 0,0874 ft = 00266 m

Diameter Luar (OD)

: 1,315 in = 0,1096 ft


: 0,006 ft2



=

=

v D (0,9385 lbm/ft 3 )(7,9066 ft/s)(0,0874 ft) 1,8070.10-4 lbm/ft.s

= 3,589.103 (Laminar) Untuk pipa commercial steel diperoleh harga = 4,6.10-5

(Geankoplis,1997)

4,6.10 5 m = 0,0017 Pada NRe = 2,8533.10 dan /D = 0,0266 m 4


(Geankoplis,1997)


A2 v2 A1 2 .g c

= 0,5 1 0

7,90662 2 1 32,174

= 0,9715 ft.lbf/lbm


2 elbow 90° = hf = n.Kf.

v2 2.g c

= 2(0,75)

7,90662 2(32,174)

7,90662 v2 1 check valve = hf = n.Kf. = 1(2,0) 2.g c 2(32,174)

= 1,4572 ft.lbf/lbm

= 1,943 ft.lbf/lbm

L.v 2 Pipa lurus 80 ft = Ff = 4f D.2.g c 2

80 . 7,9066 = 4(0,005) 0,0874 .2. 32,174 1 Sharp edge exit = hex

= 1


A1 A2

2

v2 2. .g c

7,90662 2 1 32,174

F

= 1,943 ft.lbf/lbm = 24,0963 ft.lbf/lbm

Dari persamaan Bernoulli : P2 P1 2 1 2 v 2 v1 g z 2 z1 F Ws 0 2 dimana : v1 = v2 P1 ≈ P2 = 110 kPa = 2297,4102 lbf/ft²

P


(Geankoplis,1997)

= 0 ft.lbf/lbm

Z = 50 ft Maka :

32,174 ft/s 2 80 ft 32,174 ft.lbm / lbf .s 2 Ws = -64,0963 ft.lbf/lbm 0


Effisiensi pompa , = 75 % Ws -64,0963 Wp

== -0,75 x Wp = 85,4618 ft.lbf/lbm


x Wp

Daya pompa : P

= m x Wp


=

= 0,0069 Maka dipilih pompa dengan daya motor = 1/20 hp

C.26 Pompa Destilat (P-104) Fungsi

: Memompa destilat dari Drum penampung (D-101) ke Cooler 2 (E-107)

Jenis

: Pompa sentrifugal

Jumlah

: 1 unit

Kondisi operasi : P = 1,01 bar T = 100 0C

Laju alir massa (F)

= 10101,0101 kg/jam = 6,1858 lbm/s

Densitas ( )

= 15,0338 kg/m3

= 0,9385 lbm/ft3

Viskositas ( )

= 0,2689 cP

= 1,8070.10-4 lbm/ft.s


6,1858 lbm/s 0,9385 lbm/ft 3

= 6,591 ft3/s = 2958,237 gal/mnt


Q0,45

0,13

(Walas, 1988)


Q0,36


0,18


Asumsi aliran turbulen, maka diameter pipa pompa :


Desain pompa : Di,opt = 3,9 (Q)0,45 ( )0,13 = 3,9 (6,591 ft3/s )0,45 (0,9385 lbm/ft3)0,13 = 9,0367 in


: 10 in

Schedule number

: 80

Diameter Dalam (ID)

: 9,564 in = 0,797 ft = 0,2429 m

Diameter Luar (OD)

: 10,75 in


: 0,4986 ft2


=

=

= 0,8958 ft

6,591 ft 3 /s = 13,2183 ft/s 0,4986 ft 2

v D (0,9385 lbm/ft 3 )(13,2183 ft/s)(0,797 ft) 1,8070.10-4 lbm/ft.s

= 5,4717.104 (Turbulen) Untuk pipa commercial steel diperoleh harga = 4,6.10-5 Pada NRe = 5,4717.104 dan /D =

(Geankoplis,1997)

4,6.10 5 m = 0,0002 0,2429 m


(Geankoplis,1997)


A2 v2 A1 2 .g c

= 0,5 1 0


v2 2.g c

13,21832 2 1 32,174

= 2(0,75)

13,21832 2(32,174)

= 1,3576 ft.lbf/lbm

= 4,0729 ft.lbf/lbm




13,21832 v2 = 1(2,0) 2.g c 2(32,174)

= 5,4305 ft.lbf/lbm

L.v 2 D.2.g c 2

80 . 13,2183 = 4(0,005) 0,797 .2. 32,174 = 1



A1 A2

2

= 5,451 ft.lbf/lbm

v2 2. .g c

13,21832 2 1 32,174

= 5,4305 ft.lbf/lbm

F



v1

2

g z2

P2

z1

P1

F Ws

dimana :

0

(Geankoplis,1997)

v1 = v2

P1 ≈ P2 = 100 kPa = 2088,5547 lbf/ft²

P

= 0 ft.lbf/lbm

Z = 40 ft Maka :

0

32,174 ft/s 2 80 ft 32,174 ft.lbm / lbf .s 2



Effisiensi pompa , = 75 % Ws -61,7427 Wp

== -0,75 x Wp = 82,3236 ft.lbf/lbm


x Wp

Daya pompa : P

= m x Wp =


= 0,9259 Maka dipilih pompa dengan daya motor = 1 hp

C.27 Cooler 2 (E-108) Fungsi

: Mendinginkan campuran etilen glikol menjadi fasa cair

Jenis


Dipakai

: ¾ in OD Tube 10 BWG, panjang = 12 ft, 2 pass

Jumlah

: 1 unit

Fluida panas Laju alir umpan masuk = 10101,0101 kg/jam = 22269,03173 lbm/jam Temperatur awal (T1) = 100oC = 212°F Temperatur akhir (T2) = 31°C = 87,8°F Fluida dingin Laju alir air pendingin = 20602,4046 kg/jam = 45420,76458 lbm/jam Temperatur awal (t 1)

= 30 °C = 86 °F


= 55 °C = 131 °F

Panas yang diserap (Q)

= -2152951,281 kJ/jam = 2040596,06208 Btu/jam

(1) t = beda suhu sebenarnya Fluida Panas T1 = 212 F

T2 = 86,18 F T1 – T2 = 124,2 F

Fluida dingin Temperatur yang lebih tinggi Temperatur yang lebih rendah Selisih

Selisih

t2 = 131 F

t1 = 81 F

t1 = 86 F

t2 = 1,8 F

t 2 – t1 =

t2 – t1 =

45 F

79,2 F


Δt 2

LMTD

Δt 1

Δt 2 ln Δt 1

R

T1 T2 t 2 t1

S

t2 T1

79,2 1,8 ln 81

124,2 45

t1 t1

45 212 86

20,8 F

2,76

0,357


LMTD = 0,98

20,8= 19,77 F

(2) Tc dan tc Tc

tc

T1

T2 2

t1

t2 2

212 86,18 149,9 F 2

86 131 108,5 F 2


Diameter luar tube (OD) = ¾ in

-

Jenis tube = 10 BWG

-

Pitch (PT) = 15/16 in triangular pitch

-


g. Dari Tabel 8, hal. 840, Kern, 1965, kondensor untuk fluida panas heavy organic dan fluida dingin air, diperoleh UD = 5-75, faktor pengotor (Rd) = 0,003. Diambil UD = 70 Btu/jam ft2 F


A

Q UD

Δt

2040596,06208 Btu/jam 1474,87288 ft 2 Btu 70 19,77 o F 2 o jam ft F


(Tabel 10, Kern)


Jumlah tube, N t

A L a"

1474,8788ft 2 12 ft 0,1963 ft 2 /ft

626,11347buah

h. Dari Tabel 9, hal 842, Kern, 1965, nilai yang terdekat adalah 640 tube dengan ID shell 29 in. i.

Koreksi UD

A

L Nt

a"

12 ft 640 0,1963ft 2 /ft 1507,584 ft 2 UD

Q A Δt

2040596,06208 Btu/jam 1507,584ft 2 19,77 F

68,48116

Btu jam ft 2

F

Fluida dingin : air, tube (3) Flow area tube, at = 0,182 in2 at

N t a 't 144 n

at

640 0,182 0,20222ft 2 144 4


(4) Kecepatan massa

Gt

w at

Gt

45420,76548 0,20222

(Pers. (7.2), Kern)

224608,17649

lb m jam ft 2

(5) Bilangan Reynold Pada tc = 108,5 F = 0,75 cP = 1,814 lbm/ft2 jam

(Gbr. 15, Kern)

Dari Tabel 10, Kern, untuk ¾ in OD, 10 BWG, diperoleh ID = 0,482 in = 0,04 ft

Re t

ID G t μ

Re t

0,04 224608,17649 = 4972,51692 1,814

(Pers. (7.3), Kern)


L D

12 298,75 0,04

(6) Taksir jH dari Gbr 24, Kern, diperoleh jH = 8 Karena viskositas rendah, maka diambil

hio

t

=1

hio φt φt

hio = 79,322

1 = 79,322

Fluida panas : shell, bahan (3 )

Flow area shell as


(Pers. (7.1), Kern)

Ds


B


PT

= Tube pitch = 15/16 in =0,9375 in

C

= Clearance = PT – OD = 1 ¼ – 15/16 = 0,1875 in

as

(4 )

(5 )

29 0,1875 5 144 0,9375

0,20139ft 2

Kecepatan massa

Gs

W as

Gs

lb m 22269,03173 110577,26099 0,20139 jam ft 2

(Pers. (7.2), Kern)

Bilangan Reynold Pada Tc = 149,9 F = 1,12 cP 2,70939 lbm/ft2 jam

(Gbr. 15, Kern)

Dari Gbr. 28, Kern, untuk ¾ in dan 15/16 triangular pitch, diperoleh de = 0,55 in. De =0,55/12 = 0,046 ft


Res

De G s μ

Re s

0,046 110577,26099 1870,5763 2,70939

(Pers. (7.3), Kern)

(6 )


(9 )


ho

s

=1

ho φs φs

ho = 296,15736 1 = 296,15736

(10)


h io h io

ho ho

79,32212 296,15736 87,56488Btu/jam ft 2 79,32212 296,15736

F

(Pers. (6.38), Kern) (13)


UC UC

UD UD

87,56488 68,48116 0,00318 87,56488 68,48116

(Pers. (6.13), Kern) Rd hitung ≥ Rd batas, maka spesifikasi cooler dapat diterima. Pressure drop Fluida dingin : air, tube (1)

Untuk Ret = 4972,51692 f = 0,00036 ft2/in2 s = 0,99 t

(4)


=1

ΔPt

2 f Gt L n 5,22 1010 ID s φ t

ΔPt

2 0,00036 5224608,17649 (12) 4 5,22 1010 0,046 017 0,99 1


0,41997 psi


(3)


V

2

= 0,001

2g'

ΔPr

PT

4n V 2 . s 2g' (4).(4) .0,001 0,99 0,01616 psi

=

Pt +

Pr



Untuk Res = 1870,5763 f = 0,0015 ft2/in2 s

(Gbr. 29, Kern)

=1

s = 0,66 (2 )

N 1 12

L B

N 1 12

8 4


28,8

Ds = 29 in = 2,41667 ft (3 )

ΔPs

2 1 f G s Ds N 1 2 5,22 1010 D s φ e s

ΔPs

1 2


2 0,0015 110577,26099 2,41667 28,8 5,22 1010 0,06 0,66 1


C.28 Tangki Penyimpanan Etilen Glikol (TT-104) Fungsi : Untuk menyimpan larutan Etilen Glikol Bentuk : Tangki silinder vertikal dengan alas datar dan tutup ellipsoidal


Bahan : Carbon steel, SA – 240 Grade A Jumlah : 10 unit Lama Penyimpanan : 7 hari Kondisi Operasi

A.

:

-


-

Tekanan ( P)

= 1,1 bar

Volume Tangki Kebutuhan larutan Etilen Glikol per jam = 10101,0101 kg/jam Total massa bahan dalam tangki


Direncanakan 10 buah tangki, sehingga: 1.696.969,6970 kg 10


=


= 1,1151 kg/liter


=

169.969,9697 kg

169.969,9697 kg =152185,3104 liter 1,1151 kg/liter = 152,1853 m3

Faktor kelonggaran = 20 % Volume tangki, VT


= (1 + 0,2) x 152185,3104 liter

= 1,2 x 152185,3104 = 182622,3725 liter = 182,6224 m3

Perbandingan tinggi tangki dengan diameter tangki (Hs : Dt) = 3 : 2 Volume silinder (Vs) Vs

=

1 4

=

3 8

Dt2 Hs (Hs : Dt = 3 : 2) Dt3





D2Hh

= /4

D2(1/6

= /24

D3

Vt = Vs + Vh Vt = (3 /8

D)


Vt = 10 /24

D3)

D3

Diameter tangki (D)

3

24 Vt 10

3

24 182622,3725 10

51,028 dm

= 5,1028 m = 200,8973 in D

= 3 /2

5,1028 m = 7,6542 m


= 1 /4

D = 1 /4


5,1028 m = 1,2757 m



D3 (5,1028 m) 3


= 8,9299 m


=


=

152,1853 8,9299 173,9261


= Densitas bahan

g

= 1115,068

7,8137

9,8


= 85442,1926 Pa = 0,8432 atm

Tekanan operasi

= 1,01 bar = 0,9968 atm


= (1 + 0,2)

(0,8432 + 0,9968)

= 2,208 atm = 32,4495 psia


C.


: 0,125 in/tahun (Timmerhaus dkk,2004)



: 0,8



P R SE 0,6P

(C A )




32,4495 100,4486 16250 0,80 0,6 32,4495 1,5011 in

0,125 10

Dipilih tebal silinder standar = 1,5 in

D.


: 0,125 in/tahun (Timmerhaus dkk,2004)



: 0,8

- Umur alat (A) direncanakan : 10 tahun - Tebal head (dh)

P Di 2SE 0,2P

(C A)


dimana : dh = tebal dinding head (tutup tangki) (in) P = tekanan desain (psi) Di = diameter tangki (in) S = stress yang diizinkan E = efisiensi pengelasan dh

32,4495 200,8973 2 16250 0,8 0,2 32,4495 1,5008in

0,125 10



C.29 Pompa Reboiler (P-106) Fungsi

: Memompa campuran bottom destilasi ke reboiler

Jenis

: Pompa sentrifugal

Jumlah

: 1 unit

Kondisi operasi : P = 1,41 bar T = 1970C

Laju alir massa (F)

= 6748,5708 kg/jam = 4,1328 lbm/s

Densitas ( )

= 18,4425 kg/m3

= 1,1513 lbm/ft3

Viskositas ( )

= 0,2246 cP

= 1,5096.10-4 lbm/ft.s


4,1328 lbm/s 1,1513 lbm/ft 3

= 3,5896 ft3/s = 1611,1663 gal/mnt


Q0,45

0,13

(Walas, 1988)


Q0,36

0,18






: 8 in

Schedule number

: 80

Diameter Dalam (ID)

: 7,625 in = 0,6354 ft = 0,1937m

Diameter Luar (OD)

: 8,625in


: 0,3171 ft2

Kecepatan linear, v = Q/A =


= 0,7187 ft

3,5896 ft 3 /s = 11,3199 ft/s 0,3171ft 2

=

v D

(1,1513 lbm/ft 3 )(11,3199 ft/s)(0,6354 ft) = 1,4128.10- 4 lbm/ft.s


(Geankoplis,1997)

4,6.10 5 m = 0,0002 0,1937m


(Geankoplis,1997)


A2 v2 A1 2 .g c

= 0,5 1 0


= 0,9957 ft.lbf/lbm

11,31992 = 2(0,75) 2(32,174)

= 2,9871 ft.lbf/lbm

11,31992 v2 = 1(2,0) 2.g c 2(32,174)

= 3,9827 ft.lbf/lbm


11,31992 2 1 32,174

L.v 2 D.2.g c


2

= 4(0,005)



A1 A2

= 1

= 1 0

30 . 11,3199 0,6354 .2. 32,174 2

= 1,8804 ft.lbf/lbm

v2 2. .g c

11,31992 2 1 32,174

= 1,9914 ft.lbf/lbm

F



v1

2

g z2

P2

z1

P1

F Ws

dimana :

0

(Geankoplis,1997)

v1 = v2

P1 ≈ P2 = 100 kPa = 2088,5547 lbf/ft²

P

= 0 ft.lbf/lbm

Z = 30 ft Maka :

0

32,174 ft/s 2 30 ft 32,174 ft.lbm / lbf .s 2




=-

-41,8373 Wp

= -0,75 x Wp = 55,783 ft.lbf/lbm

Daya pompa : P

= m x Wp =

1 hp 6748,5708 lbm/s 55,783 ft.lbf/lbm x 0,45359 3600 550 ft.lbf / s = 0,4192 hp

Maka dipilih pompa dengan daya motor = 1 hp


x Wp

C.30 Reboiler (E-109) Fungsi

: Menaikkan temperatur campuran bottom sebelum dimasukkan ke kolom destilasi T-101

Jenis


Dipakai



Fluida dingin Laju alir cairan masuk = 6748,5708 kg/jam = 14878,12965lbm/jam Temperatur awal (t 1)

= 197°C = 386,6°F


= 252°C = 485,6°F


(7)



T2 = 500 F

Fluida dingin Temperatur yang lebih tinggi Temperatur yang lebih rendah

T1 – T2 = 0 F LMTD

R

Selisih Δt 2

Δt 1

Δt 2 ln Δt 1

T1 T2 t 2 t1

99 113,4 ln 14,4

0 40,104

Selisih

t2 =386,6 F

t1 = 14,4 F

t1 = 485,6 F

t2 = 113,4 F

t2 – t1 = 99 F

t2 – t1 = 99 F

47,97225 F

0


S

t2 T1

t1 t1

99 500 485,5

0,87302


Tc dan tc

T1 T2 2

Tc

t1

tc

t2 2

500 500 2

500 F

386,6 485,6 2

436,1 F

Dalam perancangan ini digunakan reboiler dengan spesifikasi: -


-

Jenis tube = 18 BWG

-

Pitch (PT) = 1 9/16 in Triangular pitch

-


d

Dari Tabel 8, hal. 840, Kern, 1965, reboiler untuk fluida panas steam dan fluida dingin heavy organics, diperoleh UD =6-60, dan faktor pengotor (Rd) = 0,001 Diambil UD = 59 Btu/jam ft2 F Luas permukaan untuk perpindahan panas,

A

Q UD

Δt



e

A L a"

294,40868 ft 2 12 ft 0,3271ft 2 /ft

294,40868ft 2

(Tabel 10, Kern)

75,00476 buah

Dari Tabel 9, hal 842, Kern, 1965, nilai yang terdekat adalah 95 tube dengan ID shell 19 ¼ in.

f

Koreksi UD


A

L Nt

a"

12 ft 95 0,3271ft 2 /ft 372,894 ft 2 UD

Q A Δt

833283,31932 Btu/jam 372,894 ft 2 x 47,97225 F

46,5819

Btu jam ft 2

F


(7)

(8)

Flow area tube, at = 1,04in2 at

N t a 't 144 n

at

95 1,04 144 2


0,34306ft 2

Kecepatan massa

Gt

W at

Gt

lb m 1166,44917 3400,17571 0,34306 jam ft 2

(Pers. (7.2), Kern)


(Gbr. 14, Kern)


(9)

Re t

ID G t μ

Re t

0,09583 3400,17571 7483,27368 0,0435

(Pers. (7.3), Kern)


Fluida dingin : shell, bahan (3 )

Flow area shell


as


(Pers. (7.1), Kern)

Ds


B


PT


C


as (4 )

(5 )

19,25 0,25 5 144 1,56

0,13368ft 2

Kecepatan massa

Gs

w as

Gs

lb m 14878,12965 111296,13868 0,13368 jam ft 2

(Pers. (7.2), Kern)


(Gbr. 15, Kern)


Res

De G s μ

Re s

0,123 x 111296,13868 3,06228

(Pers. (7.3), Kern)

4482,45363

(6 )


(9 )


ho

ho φs

=1

φs

ho = 132,11737 (10)

s

1 = 132,11737

Clean Overall coefficient, UC

h UC

h

io

ho

io

ho

92 132,11737 92 132,117377

54,26602 Btu/jam ft 2

F


(Pers. (6.38), Kern) (12)


UC UC

UD UD

54,266028 46,5819 0,00304 54,26602 46,5819

(Pers. (6.13), Kern) Rd hitung ≥ Rd batas, maka spesifikasi reboiler dapat diterima.


Untuk Ret = 7483,27368 f = 0,00025 ft2/in2

(Gbr. 26, Kern)

s = 0,0244 t

(2)

(Gbr. 6, Kern)

=1

ΔPt

2 f Gt L n 5,22 1010 ID s φ t

ΔPt

2 0,00018 3400,17571 (12) 2 5,22 1010 0,09583 0,024 1


0,00057psi (3)


ΔPr

PT

V

2

2g'

= 0,0005

4n V 2 . s 2g' (4).(2) .0,0005 0,024 0,16363psi

=

Pt +

Pr


Fluida panas : bahan, shell


(1 )

Untuk Res = 4482,45363 f = 0,0012 ft2/in2 s

(Gbr. 29, Kern)

=1

s = 0,946 (2 )

N 1 12

L B

N 1 12

12 5


28,8

Ds = 19,25/12 = 1,60417 ft (3 )

f Gs

2

ΔPs

Ds N 1 10 5,22 10 De s φs

ΔPs

2 0,0012 111296,13868 1,60417 28,8 5,22 1010 0,123 0,95 1



C.31 Flash Drum (V-101) Fungsi

: Memisahkan fasa cair Etilen karbonat dan dietilen glikol dari campuran fasa gas

Bentuk

: Silinder vertikal dengan alas dan tutup elipsoidal

Bahan konstruksi

: Carbon steel SA-240, Grade A

Jenis sambungan


Jumlah

: 1 unit

Tabel LC.6 Komposisi bahan masuk ke Flash Drum Komponen

F (kg/jam)

N (kmol)

Xi

Mr

Mravg

C2H6O2

12,6361 0,2179

0,1423

62,06

8,83

C4H10O3

59,2110 0,8001

0,5287

106

56,05

C3H4O3

9,0636 0,5035

0,3289

88

28,95

Total

80,911

93,83

Data perhitungan


Temperatur

T = 250 C (523,15 K)

Tekanan operasi

P = 1,41 atm (141,325 kPa)

Kebutuhan perancangan t = 0,75 jam

Perhitungan ukuran flash drum : 1. mcampuran

= F × t = 60,683 kg =

campuran

=

P Mr avg

(Perry, 1997)

RT 1,41 (atm) 93,75 0,082057(atm m 3 /kmol K) 523,15 (K)

= 3,079 kg/m3

Vcampuran

= mcampuran /

campuran

= 60,683 / 3,079 = 19,7066 m3 Faktor kelonggaran : 20 %

Volume tangki flash drum :

V = 1,2 × Vcampuran V = 1,2 × 19,7066 = 23,648 m³

2. Direncanakan Tinggi shell tangki : diameter tangki

; Hs : D = 3 : 2

Tinggi tutup tangki : diameter tangki

; Hh : D = 1 : 4

Volume shell tangki (Vs) Vs = ¼ π D2 Hs Vs =

3 π D3 8

Volume tutup tangki (Vh) elipsoidal Vh =

24

D3

(Brownell,1959)


Volume tangki (V) V = Vs + 2 Vh 23,648 =

11 π D3 24

Maka, diameter tangki

D = 2,316 m

tinggi shell tangki

Hs =

Hs D

D = 3,474 m

tinggi tutup tangki

Hh =

Hh D

D = 0,579 m

tinggi tangki

Ht = Hs + 2 Hh = 6,632 m

3. Tebal shell tangki dan tutup tangki Tekanan operasi : Poperasi = 141,325 kPa Faktor keamanan : 20 % Pdesign = (1,2) (141,325 kPa) = 169,590 kPa = 24,597 psia

Joint efficiency : E = 0,8

(Brownell, 1959)

Allowable stress : S = 14150 psia

(Brownell, 1959)

Faktor korosi : C

= 1/10 in

(Timmerhause,2004)

Umur alat : n = 10 tahun

Tebal shell tangki : t

PD nC 2 S E 1,2 P (24,597 psia) (2,316 m) (39,37 in/m) 2(14150psia)(0,8) 1,2(24,579psia) 1,0992 in

Tebal shell standar yang digunakan = 1 1/8 in

10 ( 110 in)

(Brownell, 1959)


Tebal tutup tangki : t

PD nC 2 S E 1,2 P (24,597 psia) (2,316 m) (39,37 in/m) 2(14150psia)(0,8) 1,2(24,579psia) 1,0992 in

10 ( 110 in)

Tebal tutup standar yang digunakan = 1 1/8 in

(Brownell,1959)


: mengalirkan cairan dietilen glikol dari flash drum (V-101) menuju kondensor (E-110)

Jenis




Laju alir (N32)

= 71,8471 kmol/jam

Laju alir volum gas Q =

71,8471kmol/jam x 8,314 m 3 Pa/mol.K x 523,15 K 140 kPa

= 23,6791 m3 /jam Daya blower dapat dihitung dengan persamaan,

P


Efisiensi blower,

(Perry, 1997)

= 80

Sehingga,

P

144 0,8 23,6791 33000

= 0,0827 hp

Maka dipilih blower dengan tenaga 1/10 hp

C.33 Kondensor Subcooler (E-110) Fungsi

: Mendinginkan uap campuran dietilen glikol

Jenis


Dipakai

: 1¼ in OD Tube 10 BWG, panjang = 12 ft, 2 pass

Jumlah

: 1 unit


Fluida panas Laju alir umpan masuk = 71,84714578 kg/jam = 158,39667 lbm/jam Temperatur awal (T1) = 250oC = 482°F Temperatur akhir (T2) = 30°C = 86,18°F


= 30 °C = 86 °F


= 55 °C = 131 °F

Panas yang diserap (Q)

= -22418,4205 kJ/jam = 21248,47923 Btu/jam



T1 = 482 F


T2 = 86,18 F

lebih rendah

T1 – T2 = 395,82 F

LMTD

Δt 2

Δt 1

Δt 2 ln Δt 1

R

T1 T2 t 2 t1

S

t2 T1

t1 t1

350,82 0,18 ln 351

t2 = 131 F

t1 = 351 F

t1 = 86 F

t2 = 0.18 F

t 2 – t1 =

Selisih

Selisih

45 F

t2 – t1 = 350,82 F

46,309 F

395,82 8,796 45 45 482 86

0,11364


LMTD = 0,98

46,309= 43,99383 F


(2) Tc dan tc Tc

tc

T1 T2 2

t1

t2 2

257,144 205,142 2

284,09 F

86 140 108,5 F 2



-

Jenis tube = 10 BWG

-


-


j.

Dari Tabel 8, hal. 840, Kern, 1965, kondensor untuk fluida panas heavy organic dan fluida dingin air, diperoleh UD = 5-75, faktor pengotor (Rd) = 0,003. Diambil UD = 12 Btu/jam ft2 F


A


Q UD

Δt

40,24897 ft 2


A L a"

(Tabel 10, Kern)

40,24897 ft 2 10,25399 buah 12 ft 0,3271 ft 2 /ft

k. Dari Tabel 9, hal 842, Kern, 1965, nilai yang terdekat adalah 18 tube dengan ID shell 10 in. l.

Koreksi UD

A

L Nt a" 12 ft 18 0,3271ft 2 /ft 70,653 ft 2

UD

Q A Δt

21248,47923 Btu/jam 70,653ft 2 43,99383 F

6,836

Btu jam ft 2

F



N t a 't 144 n

at

18 0,757 144 2


0,04731ft 2

(4) Kecepatan massa

Gt

w at

Gt

lb m 472,96091 9996,53181 0,04731 jam ft 2

(Pers. (7.2), Kern)


(Gbr. 15, Kern)


Re t

ID G t μ

Re t

0,082 9996,53181 = 450,88367 1,81

L D

(Pers. (7.3), Kern)

12 146,63951 0,082

(6) Taksir jH dari Gbr 24, Kern, diperoleh jH = 10 (7) Pada tc = 108,5 °F c = 0,99 Btu/lbm°F

(Gbr 3, Kern)

k = 0,364 Btu/jam.ft°F

1 3

c

0,99 1,81 0,364

k (8)

hi s

jH

(Tabel 5, Kern)

k D

1 3

1 3

c k

1,70248



h

i φs h

io φt

10

0,364 1,70248 75,72759 0,082

h

i x ID φ t OD 75,72759x

0,982 1

= 59,49159

(12) Karena viskositas rendah, maka diambil

hio

t

=1

hio φt φt

hio = 59,49159 1 = 59,49159 Fluida panas : shell, bahan (3 )

Flow area shell as


(Pers. (7.1), Kern)

Ds


B


PT


C

= Clearance = PT – OD = 1 1/4 – 1 = 5/16 in

as

(4 )

(5 )

10 1,5625 5 144 0,3125

0,06944ft 2

Kecepatan massa

Gs

W as

Gs

lb m 58,39667 2280,91206 0,06944 jam ft 2

(Pers. (7.2), Kern)

Bilangan Reynold


Pada Tc = 284,09 F = 0,507 cP = 1,226 lbm/ft2 jam

(Gbr. 15, Kern)

Dari Gbr. 28, Kern, untuk 1¼ in dan 1 9/16 tri pitch, diperoleh de = 0,72 in. De =1,23/12 = 0,1 ft

Res

De G s μ

Re s

0,1 2280,91206 190,60224 1,226

(Pers. (7.3), Kern)

(6 )


(7 )

Pada Tc = 284,09 F c = 0,8 Btu/lbm F

(Gbr 3, Kern)

k = 0,0582 Btu/jam.ft.oF

1 3

c

0,8 1,226 0,058

k (8 )

(9 )

(Tabel 5, Kern)

1 3

2,56285

1 3

ho s

jH

k De

c

ho φs

10

0,058 2,56285 14,57552 0,1


ho


k

s

=1

ho φs φs

ho = 14,57552 1 = 14,57552

(13)


h io h io

ho ho

59,49159 14,57552 11,70723 Btu/jam ft 2 59,49159 14,57552

F

(Pers. (6.38), Kern) (14) Faktor pengotor, Rd


Rd

UC UC

UD UD

11,70723 6,836 0,06087 11,2435 6,836

(Pers. (6.13), Kern) Rd hitung ≥ Rd batas, maka spesifikasi condensor dapat diterima.


Untuk Ret = 190,60224 f = 0,00036 ft2/in2

(Gbr. 26, Kern)

s = 0,99 t

(5)

(Gbr. 6, Kern)

=1

ΔPt

2 f Gt L n 5,22 1010 ID s φ t

ΔPt

2 0,00036 9996,53181 (12) 2 5,22 1010 0,082 0,99 1


0,0002psi (3)


ΔPr

PT

V

2

2g'

= 0,001

4n V 2 . s 2g' (4).(2) .0,001 0,99 0,00808 psi =

Pt +

Pr

= 0,00808psi + 0,0002 psi = 0,00828 psi Pt yang diperbolehkan = 2 psi


Untuk Res = 190,60224


f = 0,0015 ft2/in2 s

(Gbr. 29, Kern)

=1

s = 0,66 (2 )

N 1 12

L B

N 1 12

12 5


28,8

Ds = 10 in = 0,8333 ft (3 )

ΔPs

ΔPs

2 1 f G s Ds N 1 2 5,22 1010 D s φ e s


2 0,0015 190,60224 0,83 28,8 5,22 1010 0,1 0,99 1 0.00005 psi 1 2


C.34 Pompa Destilat DEG (P-107) Fungsi

: : Memompa campuran atas dari Kondensor subcooler ke tangki penyimpan Dietilen Glikol.

Jenis

: : Pompa sentrifugal

Jumlah

: : 1 unit


Laju alir massa (F)

= 71,8471 kg/jam

= 0,044 lbm/s

Densitas ( )

= 0,0272 kg/m3

= 1,6976 lbm/ft3

Viskositas ( )

= 2,444 cP

= 1,642.10-3 lbm/ft.s


0,044 lbm/s 1,6976 lbm/ft 3

= 0,0259 ft3/s = 11,633 gal/mnt



Q0,45

0,13

(Walas, 1988)


Q0,36

0,18



Asumsi aliran turbulen, maka diameter pipa pompa :

Desain pompa : Di,opt = 3,9 (Q)0,45 ( )0,13 = 3,9 (0,0259 ft3/s )0,45 (1,6976lbm/ft3)0,13 = 0,8074 in


: 3/4 in

Schedule number

: 40

Diameter Dalam (ID)

: 0,824 in = 0,0687 ft = 0,0209 m

Diameter Luar (OD)

: 1,05 in = 0,0875ft


: 0,0037 ft2



=

=

v D (1,6976 lbm/ft 3 )(6,9861ft/s)(0,0687 ft) 1,642.10-3 lbm/ft.s

= 4,957.102 (Turbulen) Untuk pipa commercial steel diperoleh harga = 4,6.10-5

(Geankoplis,1997)


Pada NRe = 4,957.102 dan /D =

4,6.10 5 m = 0,0022 0,0209 m (Geankoplis,1997)

maka harga f = 0,03


A2 v2 A1 2 .g c

6,98612 = 0,5 1 0 2 1 32,174 2 elbow 90° = hf = n.Kf.

6,98612 2(32,174)

= 1,1377 ft.lbf/lbm

6,98612 v2 = 1(2,0) 2.g c 2(32,174)

= 1,5169 ft.lbf/lbm

v2 2.g c



= 0,3792 ft.lbf/lbm

= 2(0,75)

L.v 2 D.2.g c 2

= 4(0,03)

= 1



25 . 6,9861 0,797 .2. 32,174 A1 A2

2

= 3,3137 ft.lbf/lbm

v2 2. .g c

6,98612 2 1 32,174

= 0,7585 ft.lbf/lbm

F

= 7,1061 ft.lbf/lbm


v1

2

g z2

z1

P2

P1

dimana :

F Ws

0

(Geankoplis,1997)

v1 = v2

P1 ≈ P2 = 141 kPa = 2944,8622 lbf/ft²


P

= 0 ft.lbf/lbm

Z = 50 ft Maka :

0

32,174 ft/s 2 50 ft 32,174 ft.lbm / lbf .s 2

0 7,1061ft.lbf/lbm Ws 0



=-

-57,1061

= -0,75 x Wp

Wp


Daya pompa : P

= m x Wp


=


C.35 Tangki Penyimpanan Dietilen Glikol (TT-105) Fungsi : Untuk menyimpan larutan Dietilen Glikol Bentuk : Tangki silinder vertikal dengan alas datar dan tutup ellipsoidal Bahan : Carbon steel, SA – 240 Grade A Jumlah : 1 unit Lama Penyimpanan : 10 hari Kondisi Operasi

A.

:

-


-

Tekanan ( P)

= 1,41 bar

Volume Tangki


x Wp

Kebutuhan larutan Dietilen Glikol per jam = 71,8471 kg/jam Total massa bahan dalam tangki


Direncanakan 1 buah tangki, sehingga: 17243,315 kg 1


=


= 1,2671 kg/liter


=

17243,315 kg

17243,315 kg =12.016,9933 liter 1,2671 kg/liter = 13607,9882 m3



= (1 + 0,2) x 13607,9882 liter

= 1,2 x 13607,9882 = 16329,5858 liter = 16,3296 m3 Perbandingan tinggi tangki dengan diameter tangki (Hs : Dt) = 3 : 2 Volume silinder (Vs) Vs

=

1 4

=

3 8

Dt2 Hs (Hs : Dt = 3 : 2) Dt3




D2Hh

= /4

D2(1/6

= /24

D3

Vt = Vs + Vh Vt = (3 /8 Vt = 10 /24

D)


D3)

D3

Diameter tangki (D)

3

24 Vt 10

3

24 16,3296 10

22,8183dm


= 2,2818 m =89,8355 in Tinggi silinder (Hs) = 3/2

D

= 3 /2

2,2818 m = 3,4227 m


= 1 /6

D = 1 /6

2,2818 m = 0,5705 m

Tinggi Tangki (HT) = Hs + Hh = 3,9932 m

B.


D3 (2,2818 m) 3


= 3,9932 m


=


=

13,608 3,9932 15,552

= 3,494 m

Tekanan hidrostatis

= Densitas bahan = 1267,1465

9,8

g

tinggi cairan dalam tangki 3,494


= 1,41 bar = 1,3916 atm


= (1 + 0,2)

(0,4285 + 1,3916)

= 2,1841 atm = 32,0972 psia

C.


: 0,1 in/tahun



: 0,8




P R SE 0,6P


(C A )



32,0972 44,9177 16250 0,80 0,6 32,0972 1,1427 in

0,1 10

Dipilih tebal silinder standar = 1 1/4 in

D.


: 0,1 in/tahun

- Allowable working stress (S) : 16.250 lb/in - Efisiensi sambungan (E)

2


: 0,8

- Umur alat (A) direncanakan : 10 tahun - Tebal head (dh)

P Di 2SE 0,2P

(C A)



32,0972 89,8355 2 16250 0,8 0,2 32,0972 1,1425 in

0,1 10

Dipilih tebal head standar = 1 1/4 in

C.36 Pompa Bottom EC Fungsi

: Memompa campuran bawah dari Cooler 4 ke tangki penyimpan Etilen Karbonat.

Jenis

: Pompa sentrifugal


Jumlah

: 1 unit


Laju alir massa (F)

= 80,9107 kg/jam

= 0,0495 lbm/s

Densitas ( )

= 27,3572 kg/m3

= 1,7079 lbm/ft3

Viskositas ( )

= 0,1796 cP

= 1,2068.10-4 lbm/ft.s


0,0495 lbm/s 1,7069 lbm/ft 3

= 0,029 ft3/s = 13,0222 gal/mnt


Q0,45

0,13

(Walas, 1988)


Q0,36

0,18





: 1 in

Schedule number

: 80

Diameter Dalam (ID)

: 0,957 in = 0,0797 ft = 0,0282 m

Diameter Luar (OD)

: 1,315 in = 0,1096 ft


: 0,00499 ft2



0,029 ft 3 /s = 5,8141 ft/s 0,00499ft 2

=

v D

(1,7079lbm/ft 3 )(5,8141 ft/s)(0,0797 ft) = 1,206.10-4 lbm/ft.s


(Geankoplis,1997)

4,6.10 5 m = 0,0016 0,0797 m


(Geankoplis,1997)


A2 v2 A1 2 .g c

= 0,5 1 0


v2 2.g c



5,81412 2 1 32,174

= 2(0,75)

5,81412 2(32,174)

5,81412 v2 = 1(2,0) 2.g c 2(32,174)

= 0,2627 ft.lbf/lbm

= 0,788 ft.lbf/lbm

= 1,0507 ft.lbf/lbm

L.v 2 D.2.g c 2

30 . 5,8141 = 4(0,005) 0,797 .2. 32,174

= 3,9524ft.lbf/lbm




= 1

A1 A2

2

v2 2. .g c

5,81412 = 1 0 2 1 32,174

= 0,5253 ft.lbf/lbm

F

= 6,579 ft.lbf/lbm


v1

2

g z2

P2

z1

P1

F Ws

dimana :

0

(Geankoplis,1997)

v1 = v2

P1 ≈ P2 = 140 kPa = 2923,9766 lbf/ft²

P

= 0 ft.lbf/lbm

Z = 40 ft

Maka :

0

32,174 ft/s 2 40 ft 32,174 ft.lbm / lbf .s 2


Ws = -46,579 ft.lbf/lbm Effisiensi pompa , = 75 % Ws

=-

-46,579

= -0,75 x Wp

Wp


Daya pompa : P

= m x Wp = 1,7079 lbm/ft 3 x0,029 ft 3 / s 73,9649 ft.lbf/lbm x

1 hp 550 ft.lbf / s



: Mendinginkan uap campuran Etilen karbonat


x Wp

Jenis


Dipakai


Jumlah

: 1 unit

Fluida panas Laju alir umpan masuk = 9,06355 kg/jam = 19,98182 lbm/jam Temperatur awal (T1) = 250oC = 482°F Temperatur akhir (T2) = 100°C = 212°F


= 30 °C = 86 °F


= 55 °C = 131 °F




T1 = 482 F


T2 = 212 F

lebih rendah

T1 – T2 = 270 F

LMTD

Δt 2

Δt 1

Δt 2 ln Δt 1

225 126 ln 351

t2 = 131 F

t1 = 351 F

t1 = 86 F

t2 = 126 F

t 2 – t1 =

Selisih

Selisih

45 F

t2 – t1 = 225 F

219,6 F


R

T1 T2 t 2 t1

S

t2 T1

270 45

t1 t1

6

45 482 86

0,11


LMTD = 0,925

219,6 = 203,14 F

(2) Tc dan tc Tc tc

T1

T2 2

t1

t2 2

482 212 2

347 F

86 131 108,5 F 2



-

Jenis tube = 10 BWG

-

Pitch (PT) = 1 in square pitch

-


a. Dari Tabel 8, hal. 840, Kern, 1965, kondensor untuk fluida panas heavy organic dan fluida dingin air, diperoleh UD = 5-75, faktor pengotor (Rd) = 0,003. Diambil UD = 5 Btu/jam ft2 F


A

Q UD

Δt

3829,6337Btu/jam Btu 5 203,147o F 2 o jam ft F


A L a"

3,57355 ft 2

(Tabel 10, Kern)

3,57355 ft 2 1,36562buah 8 ft 0,3271 ft 2 /ft

b. Dari Tabel 9, hal 842, Kern, 1965, nilai yang terdekat adalah 10 tube dengan ID shell 10 in. c. Koreksi UD


A

a"

L Nt

8 ft 10 0,3271ft 2 /ft 26,16 ft 2

UD

Q A Δt

3829,6337Btu/jam 26,16 ft 2 203,147 F

5,68281

Btu jam ft 2

F


N t a 't 144 n

at

10 0,182 144 4


0,00316ft 2

(4) Kecepatan massa

Gt

w at

Gt

lb m 80,7937 25569,87293 0,00316 jam ft 2

(Pers. (7.2), Kern)


(Gbr. 15, Kern)


Re t

ID G t μ

Re t

0,1 25569,87293 = 1203,80489 2,17719

L D

8 0,1

(Pers. (7.3), Kern)

80

(6) Taksir jH dari Gbr 24, Kern, diperoleh jH = 8 (12)


hio

t

=1

hio φt φt


hio = 50,575 1 = 50,575

Fluida panas : shell (bahan berupa etilen karbonat) (3 )

Flow area shell as


(Pers. (7.1), Kern)

Ds


B


PT

= Tube pitch = 1 in

C


as (4 )

(5 )

10 0,25 5 144 1

0,08681ft 2

Kecepatan massa

Gs

W as

Gs

lb m 19,98182 230,19058 0,0868 jam ft 2

(Pers. (7.2), Kern)


(Gbr. 15, Kern)

Dari Gbr. 28, Kern, untuk 1 ¼ in dan 1 square pitch, diperoleh de = 0,72 in. De =0,73/12 = 0,06083 ft

Res

De G s μ

Re s

0,06083 230,19058 5,21498 2,685

(Pers. (7.3), Kern)

(6 )

Taksir jH dari Gbr. 28, Kern, diperoleh jH = 0,8

(9 )


ho

s

=1

ho φs φs


ho = 8,06363 1 = 8,06363 (10)


h io h o h io h o

50,575 8,06363 6,95478 Btu/jam ft 2 50,575 8,06363

F

(Pers. (6.38), Kern) (11)


UC UC

UD UD

6,95478 5,68281 0,03218 6,95478 5,68281

(Pers. (6.13), Kern) Rd hitung ≥ Rd batas, maka spesifikasi cooler dapat diterima. Pressure drop Fluida dingin : air, tube (1)

Untuk Ret = 1203,80489 f = 0,0001 ft2/in2

(Gbr. 26, Kern)

s = 0,99 t

(6)

(Gbr. 6, Kern)

=1

ΔPt

2 f Gt L n 5,22 1010 ID s φ t

ΔPt

2 0,0001 25569,87293 (8) 4 5,22 1010 0,0752 0,99 1


1,61656psi (3)


ΔPr

PT

V

2

2g'

= 0,001

4n V 2 . s 2g' (4).(4) .0,001 0,99 1,61616 psi =

Pt +

Pr

= 1,61616 psi + 0,00039 psi


= 1,61656 psi Pt yang diperbolehkan = 2 psi Fluida panas : shell (bahan berupa etilen karbonat) (1 )

Untuk Res = 5,21498 f = 0,0007 ft2/in2 s

(Gbr. 29, Kern)

=1

s = 0,714 (2 )

N 1 12

L B

N 1 12

12 19,2 4


Ds = 10 in = 0,8333 ft (3 )

ΔPs

2 1 f G s Ds N 1 2 5,22 1010 D s φ e s

ΔPs

1 2


2 0,0007 230,19058 0,833 19,2 5,22 1010 0,06 0,98 1



: Mendinginkan uap campuran Etilen karbonat

Jenis


Dipakai


Jumlah

: 1 unit

Fluida panas Laju alir umpan masuk = 9,06355 kg/jam = 19,98182 lbm/jam Temperatur awal (T1) = 100°C = 212°F Temperatur akhir (T2) = 35°C = 95°F Fluida dingin


Laju alir air pendingin = 13,9139 kg/jam = 30,67507 lbm/jam Temperatur awal (t 1)

= 30 °C = 86 °F


= 55 °C = 131 °F




T1 = 212 F

lebih tinggi

t1 = 81 F

t1 = 86 F

t2 = 9 F

lebih rendah

T1 – T2 = 117 F

Δt 1

72 9 ln 81

Δt 2 ln Δt 1

R

T1 T2 t 2 t1

S

t2 T1

117 45

t1 t1

t 2 – t1 =

Selisih

Δt 2

LMTD

t2 = 131 F

Temperatur yang

T2 = 95 F

Selisih

45 F

t2 – t1 = 72 F

32,7 F

2,6

45 212 86

0,357


LMTD = 0,925

32,77 = 30,31 F

(4) Tc dan tc Tc

tc

T1

T2 2

t1

t2 2

212 95 153,5 F 2

86 131 108,5 F 2




-

Jenis tube = 10 BWG

-

Pitch (PT) = 1 in square pitch

-


a. Dari Tabel 8, hal. 840, Kern, 1965, kondensor untuk fluida panas heavy organic dan fluida dingin air, diperoleh UD = 5-75, faktor pengotor (Rd) = 0,003. Diambil UD = 6 Btu/jam ft2 F Luas permukaan untuk perpindahan panas,

A

1378,12359Btu/jam Btu 6 30,31097o F 2 o jam ft F

Q UD

Δt

7,5777 ft 2


A L a"

(Tabel 10, Kern)

7,5777 ft 2 8 ft 0,3271 ft 2 /ft

2,89579 buah

b. Dari Tabel 9, hal 842, Kern, 1965, nilai yang terdekat adalah 10 tube dengan ID shell 10 in. c. Koreksi UD

A

L Nt

a"

8 ft 10 0,3271ft 2 /ft 26,16 ft 2 UD

Q A Δt

1378,12359Btu/jam 26,16 ft 2 30,3 F

5,73747

Btu jam ft 2

F


N t a 't 144 n

at

10 0,182 144 4


0,00316ft 2

(8) Kecepatan massa

Gt

w at

(Pers. (7.2), Kern)


Gt

lb m 30,67507 9708,15406 0,00316 jam ft 2


(Gbr. 15, Kern)


Re t

ID G t μ

Re t

0,1 9708,15406 = 457,05051 2,17719

L D

8 0,1

(Pers. (7.3), Kern)

80

Taksir jH dari Gbr 24, Kern, diperoleh jH = 4

(10)

Pada tc = 108,5 °F c = 0,99 Btu/lbm°F

(Gbr 3, Kern)

k = 0,364 Btu/jam.ft°F

1 3

c

0,99 1,5724 0,364

k

(8)

hi s

jH

h

i φs

h

io φt

(Tabel 5, Kern)

k D

1 3

1,809

1 3

c


k

0,364 1,809 25,699 0,1

8

h

i x ID φ t OD 25,699 x

1,23 1

= 25,288 (13)


t

=1


hio

hio φt φt

hio = 25,288

1 = 25,288

Fluida panas : shell, (bahan yaitu etilen karbonat) (3 )

Flow area shell as


(Pers. (7.1), Kern)

Ds


B


PT

= Tube pitch = 1 in

C


as (4 )

(5 )

10 0,25 5 144 1

0,08681ft 2

Kecepatan massa

Gs

W as

Gs

lb m 19,98182 230,19058 0,0868 jam ft 2

(Pers. (7.2), Kern)

Bilangan Reynold Pada Tc = 153,5 F = 1,11 cP = 2,685 lbm/ft2 jam

(Gbr. 15, Kern)

Dari Gbr. 28, Kern, untuk 1 ¼ in dan 1 square pitch, diperoleh de = 0,72 in. De =0,73/12 = 0,06083 ft

(6 )

Res

De G s μ

Re s

0,06083 230,19058 5,21498 2,685

(Pers. (7.3), Kern)

Taksir jH dari Gbr. 28, Kern, diperoleh jH = 0,8


(7 )

Pada Tc = 153,5 F c = 0,5 Btu/lbm F

(Gbr 3, Kern)

k = 0,0398 Btu/jam.ft.oF

1 3

c

0,5 2,685 0,0398

k (8 )

(9 )

(Tabel 5, Kern)

1 3

1,54

1 3

ho s

jH

k De

c

ho φs

0,8

0,0398 1,54 8,06363 0,06083


ho


k

s

=1

ho φs φs

ho = 8,06363 1 = 8,06363

(10)


h io h o h io h o

25,288 8,06363 6,114Btu/jam ft 2 25,288 8,06363

F

(Pers. (6.38), Kern) (12)


UC UC

UD UD

6,114 5,73747 0,01073 6,114 5,73747

(Pers. (6.13), Kern) Rd hitung ≥ Rd batas, maka spesifikasi cooler dapat diterima.


Untuk Ret = 457,05051 f = 0,0001 ft2/in2 s = 0,99



t

(7)

=1

ΔPt

2 f Gt L n 5,22 1010 ID s φ t

ΔPt

2 0,0001 9708,15406 (8) 4 5,22 1010 0,0752 0,99 1


0,00006psi (3)


ΔPr

PT

V

2

2g'

= 0,001

4n V 2 . s 2g' (4).(4) .0,001 0,99 1,61616 psi

=

Pt +

Pr


Fluida panas : shell (bahan yaitu etilen karbonat) (1 )

Untuk Res = 5.21498 f = 0,0012 ft2/in2 s

(Gbr. 29, Kern)

=1

s = 0,98 (2 )

N 1 12

L B

N 1 12

12 19,2 4


Ds = 10 in = 0,8333 ft (3 )

ΔPs

2 1 f G s Ds N 1 2 5,22 1010 D s φ e s



ΔPs

1 2

2 0,0007 230,19058 0,833 19,2 5,22 1010 0,06 0,98 1


C.39 Tangki Penyimpanan Etilen Karbonat Fungsi : Untuk menyimpan larutan Etilen Karbonat Bentuk : Tangki silinder vertikal dengan alas datar dan tutup ellipsoidal Bahan : Carbon steel, SA – 240 Grade A Jumlah : 1 unit Lama Penyimpanan : 10 hari Kondisi Operasi

A.

:

-


-

Tekanan ( P)

= 1,41 bar

Volume Tangki Kebutuhan larutan Etilen Karbonat per jam = 9,0636 kg/jam Total massa bahan dalam tangki


Direncanakan 1 buah tangki, sehingga:

2175,253kg 1


=


= 1,32 kg/liter


=

2175,253 kg

2175,253kg =1647,9189 liter 1,32 kg/liter = 1,6479 m3



= (1 + 0,2) x 1647,9189 liter

= 1,2 x 1647,9189 = 1977,5027 liter = 1,9775 m3 Perbandingan tinggi tangki dengan diameter tangki (Hs : Dt) = 3 : 2


Volume silinder (Vs) Vs

=

1 4

=

3 8

Dt2 Hs (Hs : Dt = 3 : 2) Dt3




D2Hh

= /4

D2(1/6

= /24

D3

D)

Vt = Vs + Vh Vt = (3 /8


Vt = 10 /24

D3)

D3

Diameter tangki (D)

3

24 Vt 10

3

24 1977,5027 10

11,2892dm

= 1,1289 m =44,4456 in Tinggi silinder (Hs) = 3/2

D

= 3 /2

1,1289 m = 1,6934 m


= 1 /6

D = 1/6 1,1289 m = 0,2822 m



D3 (1,1289 m) 3


= 1,9756 m


=


=

1,6479 1,9756 1,8833

= 1,7287 m


Tekanan hidrostatis


9,8

g


1,7287


= 1,41 bar = 1,3916 atm


= (1 + 0,2)

(0,2208 + 1,3916)

= 1,9349 atm = 28,4351 psia

C.


: 0,1 in/tahun

- Allowable working stress (S) : 12650 lb/in2 - Efisiensi sambungan (E)


: 0,8



P R SE 0,6P

(C A )




28,4351 22,2228 12650 0,80 0,6 28,4351 1,0625 in

0,1 10

Dipilih tebal silinder standar = 1 1/8 in

D.


: 0,1 in/tahun


- Allowable working stress (S) : 12650 lb/in2


- Efisiensi sambungan (E)

: 0,8



- Tebal head (dh)

P Di 2SE 0,2P

(C A)



28,4351 2 12650 0,8 1,0625 in

44,44567 0,2 28,4351

0,1 10

Dipilih tebal head standar = 1 1/8 in


LAMPIRAN D PERHITUNGAN SPESIFIKASI ALAT UTILITAS

D.1 Screening (SC) Fungsi

: menyaring partikel-partikel padat yang besar

Jenis

: bar screen

Jumlah

: 1

Bahan konstruksi : stainless steel Kondisi operasi: -

Temperatur

= 30°C

-

Densitas air ( )

= 995,904 kg/m3

Laju alir massa (F)

=

Laju alir volume (Q)

=

(Geankoplis, 1997)

20810,3936 kg/jam

20810,3936 kg / jam 1 jam / 3600s 995,904 kg / m 3

= 0,0058 m3/s Dari tabel 5.1 Physical Chemical Treatment of Water and Wastewater Ukuran bar: Lebar bar = 5 mm; Tebal bar = 20 mm; Bar clear spacing = 20 mm; Slope = 30°

Direncanakan ukuran screening: Panjang screen

= 2m

Lebar screen

= 2m

Misalkan, jumlah bar = x Maka,

20x + 20 (x + 1) = 2000 40x = 1980 x = 49,5

50 buah

Luas bukaan (A2) = 20(50 + 1) (2000) = 2.040.000 mm2 = 2,04 m2 Untuk pemurnian air sungai menggunakan bar screen, diperkirakan Cd = 0,6 dan 30% screen tersumbat.


Head loss ( h) =

Q2 2

2 g Cd A 2

2

(0,0058)2 2 (9,8) (0,6)2 (2,04)2

= 2 10-6 m dari air = 0,002 mm dari air

2000

2000

20

Gambar LD-1: Sketsa sebagian bar screen , satuan mm (dilihat dari atas)

D.2 Pompa Screening (PU-01) Fungsi


Jenis

: Pompa sentrifugal

Bahan konstruksi

: Commercial steel

Jumlah

: 1 unit


= 300C

- Densitas air ( )

= 995,904 kg/m3 = 62,1726 lbm/ft3

- Viskositas air ( )

= 0,8148 cP = 1,9712 lbm/ft jam

Laju alir massa (F)

= 20810,3936 kg/jam = 12,7443 lbm/detik

Debit air/laju alir volumetrik, Q

F ρ

(Geankoplis, 1997) (Geankoplis, 1997)

20810,3936 lb m /detik 62,1726 lb m /ft 3

= 0,205 ft3/s = 0,0058 m3/s


Desain pompa = 0,363 (Q)0,45( )0,13

Di,opt

(Timmerhaus,

2004) = 0,363 × (0,0058 m3/s)0,45 × (995,904 kg/m3)0,13 = 0,0878 m = 3,4557 in Dari Appendiks A.5 (Geankoplis, 1997), dipilih pipa commercial steel : -

Ukuran nominal

: 3 1/2 in

-

Schedule number

: 40

Diameter Dalam (ID)

: 3,548 in = 0,2957 ft

Diameter Luar (OD)

: 4 in

Luas penampang dalam (At)

: 0,0687 ft2

Kecepatan linier: v =

Q 0,205 ft 3 / s = = 2,9837 ft/s A 0,0687 ft 2


=

= 0,333 ft

=

v D

(62,1726 lbm / ft 3 )(2,9837 ft / s)(0,2957 ft) 0,0005 lbm/ft.s

= 100167,9987

Karena NRe > 4000, maka aliran turbulen. Dari Gbr. 12.1, Timmerhaus (2004): -

Untuk pipa commercial steel, diperoleh: ε = 0,00015

-

Untuk NRe = 100167,9987dan

D

= 0,0005, diperoleh f = 0,005

Friction loss: 1 Sharp edge entrance: hc = 0,5 1

2,5882 2 A2 v 2 = 0,5 (1 0) 2(1)(32,174) A1 2

= 0,0692 ft.lbf/lbm 2 elbow 90°:

hf

2,5882 2 v2 = n.Kf. = 2(0,75) = 0,2075 ft.lbf/lbm 2(32,174) 2.g c

1 check valve:

hf

= n.Kf.

2,5882 2 v2 = 1(2) = 0,2767 ft.lbf/lbm 2(32,174) 2.g c


2

Pipa lurus 70 ft:

Ff

= 4f

70 . 2,5882 L.v 2 = 4(0,005) 0,2957 .2. 32,174 D.2.g c

= 0,6551 ft.lbf/lbm 1 Sharp edge exit:

hex

A1 A2

=n 1

2

v2 =11 0 2. .g c

2

2,5882 2 2 1 32,174

= 0,1384ft.lbf/lbm F

Total friction loss:

= 1,3469 ft.lbf/lbm

Dari persamaan Bernoulli: 2 1 v2 2

v1

2

g z2

P2

z1

P1

dimana :

F Ws

0

(Geankoplis,1997)

v1 = v2

P1 = P2 Z = 50 ft

maka : 0

32,174 ft / s 2 50 ft 32,174 ft.lbm / lbf .s 2

0 1,3469 Ws

0

Ws = –51,3469 ft.lbf/lbm

Untuk efisiensi pompa 80 Ws = -

, maka:

× Wp

–51,3469 = –0,8 × Wp Wp = 64,1836 ft.lbf/lbm

Daya pompa : P

= m × Wp =

1 hp 20810,3936 lbm / s 64,1836 ft.lbf / lbm × 0,45359 3600 550 ft.lbf / s

= 1,4872 hp Maka dipilih pompa dengan daya motor 1 1/2 hp.

D.3 Bak Sedimentasi (BS) Fungsi

: untuk mengendapkan lumpur yang terikut dengan air.

Jumlah

:1


Jenis

: beton kedap air

Data

:

Kondisi penyimpanan

: temperatur = 30 oC tekanan

= 1 atm

Laju massa air

: F = 20810,3936

Densitas air

: 995,904 kg/m3

F ρ

Laju air volumetrik, Q

kg/jam

=

12,7443

lbm/detik

62,1725 lbm/ft3

=

20810,3936kg/jam 995,904 lbm/ft 3 x60men / jam

0,0058m 3 /s

= 12,2988 ft3/menit

Desain Perancangan : Bak dibuat dua persegi panjang untuk desain efektif (Kawamura, 1991). Perhitungan ukuran tiap bak : Kecepatan pengendapan 0,1 mm pasir adalah (Kawamura, 1991) : 0

= 1,57 ft/min atau 8 mm/s

Desain diperkirakan menggunakan spesifikasi : Kedalaman tangki 10 ft Lebar tangki 2 ft

Q At

Kecepatan aliran v

Desain panjang ideal bak :

12,2988ft 3 /min 10 ft x 2 ft L=K

h

0,6149 ft/min

v

(Kawamura, 1991)

0

dengan : K = faktor keamanan = 1,5 h = kedalaman air efektif ( 10 – 16 ft); diambil 10 ft.

Maka :

L

= 1,5 (10/1,57) . 0,6149 = 5,8752 ft

Diambil panjang bak = 5,9 ft = 1,7983 m Uji desain : Waktu retensi (t) : t

Va Q

= panjang x lebar x tinggi laju alir volumetrik


(10 x 2 x 5,9) ft 3 = 9,5944 menit 12,2988ft 3 / min

Desain diterima ,dimana t diizinkan 6 – 15 menit (Kawamura, 1991).

Q A

Surface loading :

laju alir volumetrik luas permukaan masukan air 12,2988 ft3/min (7,481 gal/ft3) 2 ft x 5,9 ft

=

= 7,7973 gpm/ft2 Desain diterima, dimana surface loading diizinkan diantara 4 – 10 gpm/ft2 (Kawamura, 1991). Headloss ( h); bak menggunakan gate valve, full open (16 in) : h = K v2 2g = 0,12 [0,6149 ft/min. (1min/60s) . (1m/3,2808ft) ]2 2 (9,8 m/s2) = 0,000006 m dari air.

D.4. Pompa Sedimentasi (PU-02) Fungsi


Jenis

: Pompa sentrifugal

Bahan konstruksi

: Commercial steel

Jumlah

: 1 unit

Kondisi operasi: -

Temperatur

= 300C

-

Densitas air ( )

= 995,904 kg/m3 = 62,1726 lbm/ft3

-

Viskositas air ( )

= 0,8148 cP = 1,9712 lbm/ft jam

Laju alir massa (F)


= 20810,3936 kg/jam = 12,7443 lbm/detik


F ρ

12,7443 lb m /detik 62,1726 lb m /ft 3


= 0,205 ft3/s = 0,0058 m3/s Desain pompa = 0,363 (Q)0,45( )0,13

Di,opt (Timmerhaus, 2004)

= 0,363 × (0,0058 m3/s)0,45 × (995,904 kg/m3)0,13 = 0,0878 m = 3,4557 in Dari Appendiks A.5 (Geankoplis, 1997), dipilih pipa commercial steel : -

Ukuran nominal

: 3 1/2 in

-

Schedule number

: 40

Diameter Dalam (ID)

: 3,548 in = 0,2957 ft

Diameter Luar (OD)

: 4 in


: 0,0687 ft2


= 0,3333 ft

Q 0,205 ft 3 / s = = 2,9837 ft/s A 0,0687 ft 2


v D

=

=


= 100167,9987


Untuk pipa commercial steel, diperoleh: ε = 0,00015 Untuk NRe = 100167,9987dan

D

= 0,0005, diperoleh f = 0,005

Friction loss: 1 Sharp edge entrance: hc

= 0,5 1

2,9837 2 A2 v 2 = 0,5 (1 0) 2(1)(32,174) A1 2


hf

2,9837 2 v2 = n.Kf. = 3(0,75) = 0,3113 ft.lbf/lbm 2(32,174) 2.g c


1 check valve:

2,9837 2 v2 = 1(2) = 0,2767 ft.lbf/lbm 2(32,174) 2.g c

hf

= n.Kf.

Ff

30 . 2,9837 L.v 2 = 4f = 4(0,005) 0,3333 .2. 32,174 D.2.g c

2

Pipa lurus 30 ft:


=n 1

hex

A1 A2

2

v2 =11 0 2. .g c

2

2,98372 2 1 32,174

= 0,1384 ft.lbf/lbm F


= 1,0763 ft.lbf/lbm


v1

2

g z2

z1

P2

P1

F Ws

0

(Geankoplis,1997)

dimana : v1 = v2 P1 = P2 Z = 30 ft

maka : 0

32,174 ft / s 2 30 ft 32,174 ft.lbm / lbf .s 2

0 1,0763 ft.lbf / lbm Ws

0


Untuk efisiensi pompa 80

, maka:

Ws

=-

–31,0763

× Wp

= –0,8 × Wp

Wp


Daya pompa : P = m × Wp =


= 0,9001 hp Maka dipilih pompa dengan daya motor 1 hp.


D.5

Tangki Pelarutan Alum [Al2(SO4)3] (TP-01)

Fungsi

: Membuat larutan alum [Al2(SO4)3]

Bentuk


Bahan konstruksi


Jumlah

: 1 unit

Kondisi operasi: Temperatur

= 300C

Tekanan

= 1 atm

Al2(SO4)3 yang digunakan

= 50 ppm

Al2(SO4)3 yang digunakan berupa larutan 30

(

berat)

Laju massa Al2(SO4)3

= 1,0405 kg/jam

Densitas Al2(SO4)3 30

= 1363 kg/m3 = 85,0898 lbm/ft3

Kebutuhan perancangan

= 30 hari

Faktor keamanan

= 20

(Perry, 1997)

Desain Tangki a. Ukuran Tangki Volume larutan, Vl

1,0405 kg/jam 24 jam/hari 30 hari = 1,8322 m3 3 0,3 1363kg/m

Volume tangki, Vt = 1,2

1,8322 m3 = 2,1986 m3

Direncanakan perbandingan diameter dengan tinggi tangki, D : H = 2 : 3

V 2,1986m3 2,1986 m 3

1 πD 2 H 4 1 3 πD 2 D 4 2 3 3 πD 8

Maka: D = 1,2314 m; H = 1,8471 m


Tinggi cairan dalam tangki

=

1,8322 1,8471 = 1,5392 m 2,1986

b. Tebal Dinding Tangki Tekanan hidrostatik: P =

×g×h

= 1363 kg/m3 × 9,8 m/det2 × 1,5392 m = 20,5602 kPa Tekanan operasi = 1 atm = 101,325 kPa PT = 20,5602 kPa + 101,325 kPa = 121,8852 kPa Faktor kelonggaran = 5% Maka, Pdesign = (1,05) × (121,8852kPa ) = 127,9795 kPa Joint efficiency = 0,8

(Brownell,1959)

Allowable stress = 12650 psia = 87218,714 kPa

(Brownell,1959)

Tebal shell tangki:

t

PD 2SE 1,2P (12 ,9795kPa) (1,2314 m) 2 (87218,714kPa) (0,8) 1,2 (127,9795kPa) 0,0011m 0,0445 in

Faktor korosi = 1/8 in Maka tebal shell yang dibutuhkan = 0,0445 in + 1/8 in = 0,1695 in Tebal shell standar yang digunakan = ¼ in

(Brownell,1959)

c. Daya pengaduk Jenis pengaduk


Jumlah baffle

: 4 buah

Untuk turbin standar (McCabe, 1999), diperoleh: Da/Dt = 1/3

; Da

= 1/3 × 1,2314 m = 0,4105 m = 1,3466 ft

E/Da = 1

; E

= 0,4105 m

L/Da = 1/4

; L

= 1/4 × 0,4105 m

= 0,1026 m

W/Da = 1/5

;W

= 1/5 × 0,4105 m

= 0,0821 m

; J

= 1/12 × 1,2314 m

= 1026 m

J/Dt

= 1/12


dengan: Dt = diameter tangki Da = diameter impeller E = tinggi turbin dari dasar tangki L = panjang blade pada turbin W = lebar blade pada turbin J

= lebar baffle

Kecepatan pengadukan, N = 1 putaran/det Viskositas Al2(SO4)3 30

= 6,72 10-4 lbm/ft detik

(Othmer, 1968)

Bilangan Reynold, 2

N Re

ρ N Da μ

N Re

85,0898 1 4105 6,72 10 4

(Geankoplis, 1997) 2

229623,1823

NRe > 10.000, maka perhitungan dengan pengadukan menggunakan rumus: 5

P

K T .n 3 .D a ρ gc

(McCabe,1999)

KT = 6,3 P

(McCabe,1999)

6,3 (1 put/det) 3 (1,3466 ft)5 (85,0898lbm/ft 3 ) 1 hp 2 550 ft lbf/det 32,174 lbm.ft/lbf.det 0,1342hp

Efisiensi motor penggerak = 80 Daya motor penggerak =

D.6 Fungsi

0,1342 = 0,1677 hp 0,8

Pompa Alum (PU-03) : Memompa air dari Tangki Pelarutan Alum (TP-01) ke Clarifier (CL)

Jenis

: Pompa injeksi

Bahan konstruksi : Commercial steel Jumlah

: 1 unit


Kondisi operasi: -

Temperatur

= 30°C

-

Densitas alum ( )

= 1363 kg/m3 = 85,0889 lbm/ft3

-

Viskositas alum ( )

= 4,5158.10-7 lbm/ft detik = 6,72 10-7 Pa.s

Laju alir massa (F)

(Geankoplis, 1997) (Othmer, 1967)

= 1,0405 kg/jam = 0,0006 lbm/detik


0,0006 lb m /detik 85,0889 lb m /ft 3

F ρ

= 7,488.10-6 ft3/s = 2,12.10-7 m3/s

Desain pompa = 0,363 (Q)0,45( )0,13


= 0,363 × (2,12.10-7 m3/s)0,45 × (1363 kg/m3)0,13 = 0,0009 m = 0,0363 in

Dari Appendiks A.5 Geankoplis (1997), dipilih pipa commercial steel: -

Ukuran nominal

: 1/8 in

-

Schedule number

: 40

-

Diameter Dalam (ID)

: 0,269 in = 0,0224 ft

-

Diameter Luar (OD)

: 0,405 in = 0,0338 ft

-


: 0,0004 ft2


Q 7,488.10-6 ft 3 / s = = 0,0187 ft/s A 0,0004 ft 2


=

v D

(85,0889 lbm / ft 3 )(0,0187 ft / s)(0,0224 ft) = 6,72 10-4 lbm/ft.s

= 79078,2088 Karena NRe > 4000, maka aliran turbulen. Dari Gbr. 12.1, Timmerhaus (2004): -



-

Untuk NRe = 79078,2088 dan

D

= 0,0067, diperoleh f = 0,005


= 0,5 1

0,01872 A2 v 2 = 0,5 (1 0) 2(1)(32,174) A1 2

= 0,000003 ft.lbf/lbm 2 elbow 90°:

hf

= n.Kf.

0,01872 v2 = 2(0,75) = 0,000008 ft.lbf/lbm 2(32,174) 2.g c

1 check valve:

hf

= n.Kf.

0,01872 v2 = 1(2) = 0,000011 ft.lbf/lbm 2(32,174) 2.g c

Pipa lurus 30 ft:

Ff

= 4f

2

30 . 0,0187 L.v 2 = 4(0,005) 0,0224 .2. 32,174 D.2.g c


hex

=n 1

A1 A2

2

v2 =11 0 2. .g c

2

0,01872 2 1 32,174

= 0,000005 ft.lbf/lbm Total friction loss:

F = 0,000173 ft.lbf/lbm


v1

2

g z2

z1

P2

P1

F Ws

0

(Geankoplis,1997)

dimana : v1 = v2 P1 = 2545,6390 lbf/ft² P2 = 2727,7774 lbf/ft²

P

= 2,1405 ft.lbf/lbm

Z = 20 ft maka:

0

32,174 ft / s 2 20 ft 32,174 ft.lbm / lbf .s 2

2,1405 ft.lbf / lbm 0,000173ft.lbf / lbm Ws

0




, maka:

Ws

=-

–22,1407

= –0,8 × Wp

Wp Daya pompa: P

× Wp

= 27,676 ft.lbf/lbm = m × Wp =


= 3,2 × 10-5 hp Maka dipilih pompa dengan daya motor 1/20 hp.

D.7

Tangki Pelarutan Soda Abu (Na2CO3) (TP-02)

Fungsi

: Membuat larutan soda abu (Na2CO3)

Bentuk


Bahan konstruksi


Jumlah

: 1 unit

Data: Temperatur

= 30°C

Tekanan

= 1 atm

Na2CO3 yang digunakan

= 27 ppm

Na2CO3 yang digunakan berupa larutan 30

(

berat)

Laju massa Na2CO3

= 0,5619 kg/jam

Densitas Na2CO3 30

= 1327 kg/m3 = 82,8423 lbm/ft3


= 30 hari

Faktor keamanan

= 20

(Perry, 1999)

Desain Tangki a. Ukuran tangki


0,5619kg/jam 24 jam/hari 30 hari 0,3 1327 kg/m 3

Volume larutan, Vl

= 1,0162 m3 1,0162 m3


= 1,2195 m3 Direncanakan perbandingan diameter dengan tinggi silinder tangki, D : H = 2 : 3

V 1,2195m 3 1,2195 m 3 Maka:

1 πD 2 H 4 1 3 πD 2 D 4 2 3 3 πD 8 D = 1,0117 m H = 1,5176 m

b. Tebal dinding tangki Tinggi cairan dalam tangki =

= Tekanan hidrostatik, Phid =

volume cairan tinggi silinder volume silinder

1,0162 1,5176 = 1,2647 m 1,2195 ×g×h

= 1327 kg/m3 × 9,8 m/det2 × 1,2647 m = 16,4466 kPa Tekanan udara luar, Po = 1 atm = 101,325 kPa Poperasi = 16,4466 kPa + 101,325 kPa = 117,7716 kPa Faktor kelonggaran = 5 % Maka, Pdesain = (1,05) (117,7716 kPa) = 123,6601 kPa Joint efficiency = 0,8

(Brownell,1959)


(Brownell,1959)


Tebal shell tangki:

t

PD 2SE 1,2P (123,6601 kPa) (1,0117 m) 2(87218,714 kPa)(0,8) 1,2(123,6601 kPa) 0,0009 m 0,0353in


= 0,0353 in + 1/8 in = 0,1603 in

Tebal shell standar yang digunakan = ¼ in

(Brownell,1959)



Jumlah baffle

: 4 buah


; Da = 1/3 × 1,0117 m = 0,3372 m

E/Da = 1

; E = 0,3372 m

L/Da = ¼

; L = ¼ × 0,3372 m = 0,0843 m

W/Da = 1/5

; W = 1/5 × 0,3372 m = 0,0674 m

J/Dt

= 1/12

; J = 1/12 × 1,0117 m= 0,0843m

dengan: Dt = diameter tangki Da = diameter impeller E = tinggi turbin dari dasar tangki L = panjang blade pada turbin W = lebar blade pada turbin J

= lebar baffle

Kecepatan pengadukan, N = 1 putaran/det Viskositas Na2CO3 30

= 3,69 10-4 lbm/ft detik

(Othmer, 1967)

Bilangan Reynold, N Re

ρ N Da μ

2

(Geankoplis, 1997)


N Re

82,8423 1 0,3372 3,2808 3,69 10 4

2

249982,221

NRe > 10.000, maka perhitungan dengan pengadukan menggunakan rumus: 5

P

K T .n 3 .D a ρ gc

(McCabe,1999)

KT= 6,3 P

(McCabe,1999)

6,3.(1 put/det) 3 .(0,3216 3,2808 ft)5 (82,8423lbm/ft 3 ) 1hp 2 550 ft.lbf/det 32,174 lbm.ft/lbf.det 0,0489hp


0,0489 = 0,0611 hp 0,8

Maka daya motor yang dipilih 1/4 hp.

D.8

Pompa Soda Abu (PU-04)

Fungsi

: Memompa larutan soda abu dari tangki pelarutan soda abu (TP-02) ke Clarifier (CL)

Jenis

: Pompa injeksi

Bahan konstruksi

: Commercial steel

Jumlah

: 1 unit

Kondisi operasi: -

Temperatur

= 30°C

-

Densitas soda abu ( )

= 1327 kg/m3 = 82,8423 lbm/ft3

-

Viskositas soda abu ( )

= 2,4797.10-7 lbm/ft detik = 3,69 10-7 Pa.s (Othmer, 1967) = 0,5618 kg/jam = 3,441.10-4 lbm/detik

Laju alir massa (F) Laju alir volume, Q

(Othmer, 1967)

F ρ

3,441.10 4 lb m /detik = 1,176.10-7 m3/s 3 82,8423 lb m /ft

Desain pompa Di,opt = 0,133

Q0,4

0,13

(Peters et.al., 2004)


= 0,133

(1,176.10-7)0,4 (3,69.10-7)0,2

= 0,00003 m = 0,0013 in

Dari Appendiks A.5 Geankoplis (1997), dipilih pipa commercial steel : -

Ukuran pipa nominal

= 1/8 in

-

Schedule number

= 40

-

Diameter dalam (ID)

= 0,269 in = 0,0224 ft

-

Diameter luar (OD)

= 0,405 in = 0,0338 ft

-


= 0,0004 ft2

Kecepatan linier: v

4,154.10 6 ft 3 /s 0,0004ft 2

Q At

ρvD μ

Bilangan Reynold: N Re

0,0104 ft/s

82,8423 0,0104 0,0224 = 77766,6677 2,4797.10- 7

Dari Gbr. 12.1, Timmerhaus (2004): -


-


-

Friction loss:

1 Sharp edge entrance: hc

D

= 0,0067, diperoleh f = 0,005

= 0,5 1

0,01042 A2 v 2 = 0,5 (1 0) 2(1)(32,174) A1 2

= 0,0000008 ft.lbf/lbm 2 elbow 90°:

1 check valve:

hf = n.Kf.

0,01042 v2 = 2(0,75) = 0,0000025ft.lbf/lbm 2(32,174) 2.g c

hf

0,01042 v2 = n.Kf. = 1(2) = 0,0000034 ft.lbf/lbm 2(32,174) 2.g c

Ff

30 . 0,0104 L.v 2 = 4f = 4(0,005) 0,0224 .2. 32,174 D.2.g c

2

Pipa lurus 30 ft:


hex

=n 1

A1 A2

2

v2 =11 0 2. .g c

2

0,01042 2 1 32,174

= 0,0000017 ft.lbf/lbm



F = 0,0000801 ft.lbf/lbm


v1

2

g z2

P2

z1

P1

F Ws

0

(Geankoplis,1997)

dimana: v1 = v2 P1 = 2582,7098 lbf/ft2 P2 = 2727,7774 lbf/ft2

P

= 1,953 ft.lbf/lbm

Z = 20 ft maka:

0

32,174 ft / s 2 20 ft 32,174 ft.lbm / lbf .s 2

1,7511ft.lbf / lbm 0,0000532ft.lbf / lbm Ws

0



, maka:

Ws

=-

= –0,8 × Wp

–21,7511 Wp

Daya pompa: P

× Wp

= 27,189 ft.lbf/lbm

= m × Wp =


= 1,701× 10-5 hp Maka dipilih pompa dengan daya motor 1/20 hp. D.9 Fungsi

Clarifier (CL) : Memisahkan endapan (flok-flok) yang terbentuk karena penambahan alum dan soda abu

Tipe

: External Solid Recirculation Clarifier

Bentuk

: Circular desain


Bahan konstruksi


Jumlah

: 1 unit


= 300C

Tekanan

= 1 atm

Laju massa air (F1)

= 20810,3936 kg/jam

Laju massa Al2(SO4)3 (F2)

= 1,0405 kg/jam

Laju massa Na2CO3 (F3)

= 0,5619 kg/jam

Laju massa total, m

= 20811,996 kg/jam = 5,7811 kg/s

Densitas Al2(SO4)3

= 2,71 gr/ml

(Perry, 1997)

Densitas Na2CO3

= 2,533 gr/ml

(Perry, 1997)

Densitas air

= 0,995904 gr/ml

(Perry, 1997)

Reaksi koagulasi: Al2(SO4)3 + 3 Na2CO3 + 3 H2O

2 Al(OH)3 + 3 Na2SO4 + 3CO2

Dari Metcalf & Eddy (1984) diperoleh bahwa untuk clarifier tipe upflow (radial): -

Kedalaman air = 3-5 m

-

Settling time = 1-3 jam

Dipilih : Kedalaman air (H) = 3 m Settling time = 1 jam Diameter dan Tinggi Clarifier Densitas larutan, 20811,996 = 995,9518 kg/m3 20810,3936 1,0405 0,5619 995,904 2710 2533

Volume cairan, V =

20811,996kg / jam 1 jam 995,9518

20,8966 m 3

V = ¼ D2H


D= (

4V 1 / 2 ) H

4 20,8966 3,14 3

1/ 2

2,9788 m

Maka, diameter clarifier = 2,9788 m Tinggi clarifier = 1,5 × D = 4,4682 m

Tebal Dinding Tangki Tekanan hidrostatik: Phid

=

×g×h

= 995,9518 kg/m3 × 9,8 m/det2 × 3 m = 29,281 kPa Tekanan operasi = 1 atm = 101,325 kPa P = 29,281 kPa + 101,325 kPa = 130,6060 kPa Faktor kelonggaran = 5% Maka, Pdesign = (1,05) × (130,6060) kPa = 137,1363 kPa Joint efficiency = 0,8

(Brownell,1959)


(Brownell,1959)

Tebal shell tangki:

t

PD 2SE 1,2P (137,1363kPa) (2,9788 m) 2 (87218,7140 kPa) (0,8) 1,2 (137,1363kPa) 0,0029 m 0,1154 in

Faktor korosi = 1/8 in Maka tebal shell yang dibutuhkan = 0,1154 in + 1/8 in = 0,2404 in Tebal shell standar yang digunakan = 1/4 in

(Brownell,1959)

Daya Clarifier P = 0,006 D2 dimana:

(Ulrich, 1984)

P = daya yang dibutuhkan, kW

Sehingga, P = 0,006

(2,9788)2 = 0,0532 kW = 0,0714 hp


D.10

Pompa Clarifier (PU-05)

Fungsi

: Memompa air dari Clarifier (CL) ke Sand Filter (SF)

Jenis

: Pompa sentrifugal

Bahan konstruksi

: Commercial steel

Jumlah

: 1 unit

Kondisi operasi: -

Temperatur

= 30 C

-

Densitas air ( )

= 995,904 kg/m3 = 62,1726 lbm/ft3

(Geankoplis, 1997)

-

Viskositas air ( )

= 0,8148 cP = 0,0005 lbm/ft s

(Geankoplis, 1997)

Laju alir massa (F)

= 20810,3936 kg/jam = 12,7443 lbm/detik


12,7443lb m /detik 62,1726 lb m /ft 3

F ρ

= 0,205 ft3/s = 0,0058 m3/s Desain pompa: = 0,363 (Q)0,45( )0,13


= 0,363 × (0,0058 m3/s)0,45 × (995,904 kg/m3)0,13 = 0,0878 m = 3,4557 in


Ukuran nominal

: 3 1/2 in

-

Schedule number

: 40

-

Diameter Dalam (ID)

: 3,548 in = 0,2957 ft

-

Diameter Luar (OD)

: 4 in = 0,3333 ft

-


: 0,0687 ft2


Q 0,205 ft 3 / s = = 2,9837 ft/s A 0,0687 ft 2


=

=

v D (62,1726 lbm / ft 3 )(2,9837 ft / s)(0,3333 ft) 0,0005 lbm/ft.s




-


D

= 0,0005, diperoleh f = 0,005


= 0,5 1

2,98372 A2 v 2 = 0,5 (1 0) 2(1)(32,174) A1 2


1 check valve:

2,98372 v2 = 2(0,75) = 0,2075 ft.lbf/lbm 2(32,174) 2.g c

hf

= n.Kf.

hf

2,98372 v2 = n.Kf. = 1(2) = 0,2767 ft.lbf/lbm 2(32,174) 2.g c

Ff

50 . 2,9837 L.v 2 = 4f = 4(0,005) 0,3333 .2. 32,174 D.2.g c

2

Pipa lurus 50 ft:


hex

=n 1

A1 A2

2

v2 =11 0 2. .g c

2

2,98372 2 1 32,174


F = 1,1597 ft.lbf/lbm


v1

2

g z2

z1

P2

P1

F Ws

0

(Geankoplis,1997)

dimana : v1 = v2 P1 = 2727,7774 lbf/ft2 P2 = 3521,3046 lbf/ft2

P


Z = 50 ft


maka:

0

32,174 ft / s 2 50 ft 32,174 ft.lbm / lbf .s 2

12,7633ft.lbf / lbm 1,1597 ft.lbf / lbm Ws

0



, maka:

Ws

=-

–64,185

= –0,8 × Wp

Wp

Daya pompa: P

× Wp


= m × Wp =



D.11

Sand Filter (SF)

Fungsi

: Menyaring partikel-partikel yang masih terbawa dalam air yang keluar dari Clarifier (CL)

Bentuk


Bahan konstruksi


Jumlah

: 1 unit


= 300C

Tekanan

= 1 atm

Laju massa air

= 20810,3936 kg/jam

Densitas air

= 995,904 kg/m3 = 62,1725 lbm/ft3

Faktor keamanan

= 20

(Geankoplis, 1997)

Sand filter dirancang untuk penampungan 1/4 jam operasi.


Sand filter dirancang untuk volume bahan penyaring 1/3 volume tangki. Desain Sand Filter a. Volume tangki

20810,3936 kg/jam 0,25 jam = 5,224 m3 3 995,904 kg/m

Volume air: Va

Volume air dan bahan penyaring: Vt = (1 + 1/3) × 5,224 = 6,9653 m3 Volume tangki = 1,2

6,9653 m3 = 8,3584 m3

b. Diameter tangki Direncanakan perbandingan diameter dengan tinggi, D : H = 3 : 4

1 πD 2 H 4 1 4 πD 2 D 4 3 1 3 πD 3

V 8,3584 m 3 8,3584 m 3 Maka:

D = 1,9988 m H = 5,9964 m

c. Diameter dan tinggi tutup Diameter tutup = diameter tangki = 1,9988 m Direncanakan perbandingan diameter dengan tinggi tutup D : H = 4 : 1 Tinggi tutup

=

1 4

1,9988 = 0,4997 m

Tinggi tangki total = 5,9964+ 2(0,4997) = 6,9958m d. Tebal shell dan tutup tangki Tinggi penyaring

=

Tinggi cairan dalam tangki = Phidro

=

1 4

5,9964 = 1,4991 m

5,224m3 8,3584 m 3

5,9964 m = 3,7478 m

×g×h

= 995,904 kg/m3 × 9,8 m/det2 × 3,7478 m = 36,57777 kPa


Ppenyaring

=

×g×l

= 2089,5 kg/m3 × 9,8 m/det2 × 1,4991 m = 30,6974 kPa Tekanan operasi = 1 atm = 101,325 kPa PT = 36,5777 kPa + 30,6974 kPa + 101,325 kPa = 168,6001 kPa Faktor kelonggaran

= 5%

Maka, Pdesign

= (1,05) × (168,6001 kPa) = 177,0301 kPa

Joint efficiency

= 0,8

(Brownell,1959)

Allowable stress

= 12650 psia = 87218,714 kPa

(Brownell,1959)

Tebal shell tangki:

t

PD 2SE 1,2P (177,0301kPa) (1,9988 m) 2 (87218,714kPa) (0,8) 1,2 (177,0301kPa) 0,0025 m 0,1 in

Faktor korosi = 1/8 in Maka tebal shell yang dibutuhkan = 0,1 in + 1/8 in = 0,225 in Tebal shell standar yang digunakan = 1/4 in Tutup terbuat dari bahan yang sama dengan dinding tangki dan ditetapkan tebal tutup ¼ in.

D.12

Pompa Filtrasi (PU-06)

Fungsi

: Memompa air dari Sand Filter (SF) ke Tangki Utilitas 1 (TU-01)

Jenis

: Pompa sentrifugal

Bahan konstruksi: Commercial steel Jumlah

: 1 unit

Kondisi operasi: -

Temperatur

= 30 C

-

Densitas air ( )

= 995,904 kg/m3 = 62,1726 lbm/ft3

(Geankoplis, 1997)

-

Viskositas air ( )

= 0,8148 cP = 0,0005 lbm/ft s

(Geankoplis, 1997)


Laju alir massa (F)

= 20810,3936 kg/jam = 12,7443 lbm/detik 12,7443lb m /detik 62,1726 lb m /ft 3

F ρ


= 0,205 ft3/s = 0,0058 m3/s

Desain pompa = 0,363 (Q)0,45( )0,13


= 0,363 × (0,0058 m3/s)0,45 × (995,904 kg/m3)0,13 = 0,0878 m = 3,4557 in


Ukuran nominal

: 3 1/2 in

-

Schedule number

: 40

-

Diameter Dalam (ID)

: 3,548 in = 0,2957 ft

-

Diameter Luar (OD)

: 4 in = 0,3333 ft

-


: 0,0687 ft2


Q 0,205 ft 3 / s = = 2,9837 ft/s A 0,0687 ft 2

Bilangan Reynold: NRe

v D

=

=

(62,1726 lbm / ft 3 )(2,9837 ft / s)(0,3333ft) 0,0005 lbm/ft.s



-


D

= 0,0005, diperoleh f = 0,005



= 0,5 1

2,98372 A2 v 2 = 0,5 (1 0) 2(1)(32,174) A1 2


hf

2,98372 v2 = n.Kf. = 3(0,75) = 0,3113 ft.lbf/lbm 2(32,174) 2.g c

1 check valve:

hf

= n.Kf.

Pipa lurus 30 ft:

Ff

= 4f

2,98372 v2 = 1(2) = 0,2767 ft.lbf/lbm 2(32,174) 2.g c 2

30 . 2,9837 L.v 2 = 4(0,005) 0,3333 .2. 32,174 D.2.g c


hex

=n 1

A1 A2

2

v2 =11 0 2. .g c

2

2,98372 2 1 32,174




v1

2

g z2

z1

P2

P1

F Ws

0

(Geankoplis,1997)


P

= -6,2163 ft.lbf/lbm

Z = 30 ft maka:

0

32,174 ft / s 2 30 ft 32,174 ft.lbm / lbf .s 2

6,2163 ft.lbf / lbm 1,0763 ft.lbf / lbm Ws

0



, maka:


Ws

=-

–24,86

= –0,8 × Wp

Wp Daya pompa: P

× Wp

= 31,075 ft.lbf/lbm = m × Wp = 12,7443lbm / s 31,075 ft.lbf / lbm ×

1 hp 550 ft.lbf / s


D.13

Tangki Utilitas 1 (TU-01)

Fungsi

: Menampung air sementara dari Sand Filter (SF)

Bentuk


Bahan konstruksi


Jumlah

: 1 unit


= 300C

Tekanan

= 1 atm

Laju massa air

= 20810,3936 kg/jam

Densitas air

= 995,904 kg/m3


= 3 jam

Faktor keamanan

= 20

(Geankoplis, 1997)

Desain Tangki a. Volume tangki Volume air, Va

20810,3936kg/jam 3 jam = 62,688 m3 3 995,904kg/m


62,688 m3 = 75,2255 m3


b. Diameter tangki Direncanakan perbandingan diameter dengan tinggi silinder, D : H = 2 : 3

V 75,2255m 3 75,2255 m 3

1 D2H 4 1 3 D2 D 4 2 3 3 πD 8

Maka, D = 3,9976 m H = 5,9964 m

c. Tebal tangki Tinggi air dalam tangki =

62,688 m 3 75,2255m3

Tekanan hidrostatik: P

=

5,9964 m = 4,997 m

×g×h

= 995,904 kg/m3 × 9,8 m/det2 × 4,997m = 48,7703 kPa Tekanan operasi = 1 atm = 101,325 kPa P = 48,7703 kPa + 101,325 kPa = 150,0953 kPa Faktor kelonggaran

= 5%

Maka, Pdesign

= (1,05) × (150,0953 kPa) = 157,6 kPa

Joint efficiency

= 0,8

(Brownell,1959)

Allowable stress

= 12650 psia = 87218,714 kPa

(Brownell,1959)

Tebal shell tangki:

t

PD 2SE 1,2P (157,6 kPa) (3,9976 m) 2 (87.218,714 kPa) (0,8) 1,2 (157,6 kPa) 0,0045 m 0,178 in

Faktor korosi

= 1/8 in


= 0,178 in + 1/8 in = 0,303 in


= 1/2 in


D.14

(Brownell,1959)

Pompa ke Cation Exchanger (PU-07)

Fungsi

: Memompa air dari Tangki Utilitas 1 (TU-01) ke Cation Exchanger (CE)

Jenis

: Pompa sentrifugal


: 1 unit

Kondisi operasi: -

Temperatur

= 30 C

-

Densitas air ( )

= 995,904 kg/m3 = 62,1726 lbm/ft3

(Geankoplis, 1997)

-

Viskositas air ( )

= 0,8148 cP = 0,0005 lbm/ft s

(Geankoplis, 1997)

Laju alir massa (F)

= 1489,5768 kg/jam = 0,9122 lbm/detik


0,9122 lb m /detik 62,1726 lb m /ft 3

F ρ

= 0,0147 ft3/s = 0,0004 m3/s

Desain pompa = 0,363 (Q)0,45( )0,13


= 0,363 × (0,0004 m3/s)0,45 × (995,904 kg/m3)0,13 = 0,0268 m = 1,0548 in


Ukuran nominal

: 1¼ in

-

Schedule number

: 40

-

Diameter Dalam (ID)

: 1,38 in = 0,1150 ft

-

Diameter Luar (OD)

: 1,66 in = 0,1383 ft

-


: 0,0104 ft2



Q 0,0147 ft 3 / s = = 1,4108 ft/s A 0,0104 ft 2


v D

=

(62,1726 lbm / ft 3 )(1,4108 ft / s)(0,1150 ft) = 0,0005 lbm/ft.s



-


D

= 0,0013, diperoleh f = 0,007


= 0,5 1

1,41082 A2 v 2 = 0,5 (1 0) 2(1)(32,174) A1 2


hf

= n.Kf.

1,41082 v2 = 3(0,75) = 0,0696 ft.lbf/lbm 2(32,174) 2.g c

1 check valve:

hf

= n.Kf.

1,41082 v2 = 1(2) = 0,0619 ft.lbf/lbm 2(32,174) 2.g c

Pipa lurus 20 ft:

Ff

= 4f

2

20 . 1,4108 L.v 2 = 4(0,007) 0,115 .2. 32,174 D.2.g c


hex

=n 1

A1 A2

2

v2 =11 0 2. .g c

2

1,41082 2 1 32,174

= 0,0309 ft.lbf/lbm Total friction loss :



v1

2

g z2

z1

P2

P1

F Ws

0

(Geankoplis,1997)



P


Z = 20 ft maka:

0

32,174 ft / s 2 20 ft 32,174 ft.lbm / lbf .s 2


0

Ws = 6,4435 ft.lbf/lbm Untuk efisiensi pompa 80 , maka: Ws

=

6,4435

= 0,8 × Wp

Wp Daya pompa: P

× Wp

= 8,0544 ft.lbf/lbm = m × Wp =


= 0,0134 hp Maka dipilih pompa dengan daya motor 1/20 hp. D.15

Pompa ke Menara Pendingin Air (PU-08)

Fungsi

: Memompa air dari Tangki Utilitas 1 (TU-01) ke Menara Pendingin (CT)

Jenis

: Pompa sentrifugal


: 1 unit

Kondisi operasi: -

Temperatur

= 30 C

-

Densitas air ( )

= 995,904 kg/m3 = 62,1726 lbm/ft3

(Geankoplis, 1997)

-

Viskositas air ( )

= 0,8148 cP = 0,0005 lbm/ft s

(Geankoplis, 1997)


Laju alir massa (F)

= 14369,0164 kg/jam = 8,7996 lbm/detik 8,7996 lb m /detik 62,1726 lb m /ft 3

F ρ


= 0,1415 ft3/s = 0,004 m3/s

Desain pompa = 0,363 (Q)0,45( )0,13


= 0,363 × (0,004 m3/s)0,45 × (995,904 kg/m3)0,13 = 0,0743 m = 2,9252 in


Ukuran nominal

: 3 in

-

Schedule number

: 40

-

Diameter Dalam (ID)

: 3,068 in = 0,2557 ft

-

Diameter Luar (OD)

: 3,5 in = 0,2917 ft

-


: 0,0513 ft2


Q 0,1415 ft 3 / s = = 2,759 ft/s A 0,0513 ft 2


v D

=

=




-


D

= 0,0006, diperoleh f = 0,0053


= 0,5 1

2,7592 A2 v 2 = 0,5 (1 0) 2(1)(32,174) A1 2

= 0,0591 ft.lbf/lbm


2 elbow 90°:

1 check valve:

2,7592 v2 = 2(0,75) = 0,1774 ft.lbf/lbm 2(32,174) 2.g c

hf

= n.Kf.

hf

2,7592 v2 = n.Kf. = 1(2) = 0,2366 ft.lbf/lbm 2(32,174) 2.g c

Ff

50 . 2,759 L.v 2 = 4f = 4(0,0053) 0,2557 .2. 32,174 D.2.g c

2

Pipa lurus 50 ft:

= 0,4904ft.lbf/lbm 1 Sharp edge exit:

hex

=n 1

A1 A2

2

v2 =11 0 2. .g c

2

2,7592 2 1 32,174

= 0,1183 ft.lbf/lbm F = 1,0819 ft.lbf/lbm



v1

2

g z2

z1

P2

P1

F Ws

0

(Geankoplis,1997)


P

= -16,3833 ft.lbf/lbm

Z = 40 ft maka:

0

32,174 ft / s 2 40 ft 32,174 ft.lbm / lbf .s 2


0

Ws = 24,6986 ft.lbf/lbm Untuk efisiensi pompa 80 , maka: Ws 24,6986 Wp

=

× Wp

= 0,8 × Wp = 30,8732 ft.lbf/lbm


Daya pompa: P

= m × Wp = 14369,0164lbm / s 30,8732 ft.lbf / lbm ×

1 hp 550 ft.lbf / s

= 0,4939 hp Maka dipilih pompa dengan daya motor ½ hp.

D.16

Pompa ke Tangki Utilitas 2 (PU-09)

Fungsi

: Memompa air dari Tangki Utilitas 1 (TU-01) ke Tangki Utilitas 2 (PU-09)

Jenis

: Pompa sentrifugal


: 1 unit

Kondisi operasi: -

Temperatur

= 30 C

-

Densitas air ( )

= 995,904 kg/m3 = 62,1726 lbm/ft3

(Geankoplis, 1997)

-

Viskositas air ( )

= 0,8148 cP = 0,0005 lbm/ft s

(Geankoplis, 1997)

Laju alir massa (F)

= 964 kg/jam = 0,5904 lbm/detik


0,5904 lb m /detik 62,1726 lb m /ft 3

F ρ

= 0,0095 ft3/s = 0,0003 m3/s Desain pompa = 0,363 (Q)0,45( )0,13


= 0,363 × (0,0003 m3/s)0,45 × (995,904 kg/m3)0,13 = 0,022 m = 0,8672 in


Ukuran nominal

: 1 in

-

Schedule number

: 40

-

Diameter Dalam (ID)

: 1,049 in = 0,0874 ft


-

Diameter Luar (OD)

: 1,315 in = 0,1096 ft

-


: 0,006 ft2


Q 0,0095 ft 3 / s = = 1,5826 ft/s A 0,006 ft 2


v D

=

=




-


D

= 0,0017, diperoleh f = 0,007


= 0,5 1

1,58262 A2 v 2 = 0,5 (1 0) 2(1)(32,174) A1 2


hf

= n.Kf.

1,58262 v2 = 3(0,75) = 0,0292 ft.lbf/lbm 2(32,174) 2.g c

1 check valve:

hf

= n.Kf.

1,58262 v2 = 1(2) = 0,0778 ft.lbf/lbm 2(32,174) 2.g c

Ff

30 . 1,5826 L.v 2 = 4f = 4(0,007) 0,0874 .2. 32,174 D.2.g c

2

Pipa lurus 30 ft:


hex

=n 1

A1 A2

2

v2 =11 0 2. .g c

2

1,58262 2 1 32,174





v1

2

g z2

z1

P2

P1

F Ws

0

(Geankoplis,1997)


P


Z = 20 ft maka:

32,174 ft / s 2 0 20 ft - 4,6155 ft.lbf / lbm 0,5394 ft.lbf / lbm Ws 32,174 ft.lbm / lbf .s 2

0

Ws = 15,924 ft.lbf/lbm

Untuk efisiensi pompa 80 , maka: Ws

=-

–15,924

= –0,8 × Wp

Wp

Daya pompa: P

× Wp


= m × Wp =

1 hp 964 lbm / s 19,9049 ft.lbf / lbm × 0,45359 3600 550 ft.lbf / s

= 0,0214 hp Maka dipilih pompa dengan daya motor 1/20 hp.

D.17

Tangki Pelarutan Asam Sulfat (H2SO4) (TP-03)

Fungsi

: Membuat larutan asam sulfat

Bentuk


Bahan konstruksi


Jumlah

: 1 unit

Kondisi pelarutan:


Temperatur

= 30°C

Tekanan

= 1 atm

H2SO4 yang digunakan mempunyai konsentrasi 5

(

berat)

Laju massa H2SO4

= 0,737 kg/hari

Densitas H2SO4

= 1061,7 kg/m3 = 66,2801 lbm/ft3


= 30 hari

Faktor keamanan

= 20

(Perry, 1999)

Desain Tangki a. Diameter tangki Volume larutan, Vl

0,737 kg/hari 30 hari = 9,9964 m3 3 0,05 1061,7kg/m


9,9964 m3 = 11,9956 m3

Direncanakan perbandingan diameter dengan tinggi silinder tangki, D : H = 2 : 3.

V 11,9956m 3 11,9956m 3 Maka:

1 πD 2 H 4 1 3 πD 2 D 4 2 3 3 πD 8

D = 2,1678 m H = 3,2517 m

b. Tebal Dinding Tangki Tinggi larutan H2SO4 dalam tangki = Tekanan hidrostatik: Phid =

9,9964 m 3 11,9956 m 3

3,2517 m = 2,7098 m

×g×h

= 27,927 kg/m3 × 9,8 m/det2 × 2,7098 m = 28,1941 kPa Tekanan udara luar, Po = 1 atm = 101,325 kPa Poperasi = 28,1941 kPa + 101,325 kPa = 129,5191 kPa


Faktor kelonggaran = 5 %. Maka, Pdesign = (1,05) (129,5191 kPa) = 135,9951 kPa Joint efficiency = 0,8

(Brownell, 1959)


(Brownell, 1959)

Tebal shell tangki:

t

PD 2SE 1,2P (135,9951kPa) (2,1678 m) 2(87218,714 kPa)(0,8) 1,2(135,9951 kPa) 0,0021m 0,0833 in = 1/8 in

Faktor korosi


= 0,0833 in + 1/8 in = 0,2083 in


(Brownell, 1959)

c. Daya Pengaduk Jenis pengaduk


Jumlah baffle

: 4 buah


; Da = 1/3 × 2,1678 m = 0,7226 m

E/Da = 1

; E = 0,7226 m

L/Da = ¼

; L = ¼ × 0,7226 m = 0,1807 m

1

W/Da = /5

; W = 1/5 × 0,7226 m = 0,1445 m

= 1/12

; J = 1/12 × 2,1678 m = 0,1807 m

J/Dt

Kecepatan pengadukan, N = 1 putaran/det Viskositas H2SO4 5

= 0,012 lbm/ft detik

(Othmer, 1967)

Bilangan Reynold: 2

N Re

ρ N Da μ

N Re

66,2801 1 (0,7226 3,2808) 2 = 31042,7636 0,012

(Geankoplis, 1997)

Untuk NRe > 10000, maka perhitungan dengan pengadukan menggunakan rumus: 5

P

K T .n 3 .D a ρ gc

(McCabe,1999)


KT = 6,3 P

(McCabe,1999)



1,76711 = 2,2088 hp 0,8

Maka daya motor yang dipilih 2½ hp.

D.18

Pompa H2SO4 (PU-10)

Fungsi

: Memompa larutan asam sulfat dari Tangki Pelarutan Asam Sulfat (TP-03) ke Cation Exchanger (CE)

Jenis

: Pompa injeksi


: 1 unit

Kondisi operasi: -

Temperatur

= 30°C

-

Densitas H2SO4 ( )

= 1061,7 kg/m3 = 66,2801 lbm/ft3

-

Viskositas H2SO4 ( ) = 0,012 lbm/ft detik = 1,786.10-2 Pa.s

Laju alir massa (F)

(Geankoplis, 1997) (Othmer, 1967)

= 0,737 kg/jam = 0,0005 lbm/detik


F ρ

0,0005lb m /detik 66,2801 lb m /ft 3

= 6,8097× 10-6 ft3/s = 1,928 × 10-7 m3/s

Desain pompa = 0,363 (Q)0,45( )0,13


= 0,363 × (1,928× 10-7 m3/s)0,45 × (1061,7 kg/m3)0,13 = 0,0009 m = 0,0336 in



Ukuran nominal

: 1/8 in

-

Schedule number

: 40

-

Diameter Dalam (ID)

: 0,269 in = 0,0224 ft

-

Diameter Luar (OD)

: 0,405 in = 0,0338 ft

-


: 0,0004 ft2


Q 6,8097 10-6 ft 3 / s = = 0,017 ft/s A 0,0004 ft 2


v D

=

=


= 2,1075 Aliran adalah laminar, maka: f = 16/NRe = 16/2,1075 = 7,5918


= 0,5 1

0,0172 A2 v 2 0 , 5 ( 1 0 ) = 2(1)(32,174) A1 2

= 0,000002 ft.lbf/lbm 3 elbow 90°:

hf

0,0172 v2 = n.Kf. = 3(0,75) = 0,000010 ft.lbf/lbm 2(32,174) 2.g c

1 check valve:

hf

= n.Kf.

Ff

30 . 0,017 L.v 2 = 4f = 4(7,5918) 0,0224 .2. 32,174 D.2.g c

0,0172 v2 = 1(2) = 0,000009 ft.lbf/lbm 2(32,174) 2.g c

2

Pipa lurus 30 ft:


hex

=n 1

A1 A2

2

v2 =11 0 2. .g c

2

0,0172 2 1 32,174

= 0,000005 ft.lbf/lbm



F = 0,183073 ft.lbf/lbm


v1

2

g z2

z1

P2

P1

F Ws

0

(Geankoplis,1997)

dimana: v1 = v2 P1 = 2705,0777 lbf/ft2 P2 = 2271,556 lbf/ft2

P

= 6,5408 ft.lbf/lbm

Z = 20 ft maka:

0

32,174 ft / s 2 20 ft 32,174 ft.lbm / lbf .s 2

6,5408 ft.lbf / lbm 0,183073ft.lbf / lbm Ws

0



=-

–26,7238

= –0,8 × Wp

Wp

Daya pompa: P

× Wp


= m × Wp =


= 2,7413 × 10-5 hp Maka dipilih pompa dengan daya motor 1/20 hp.

D.19

Penukar Kation/Cation Exchanger (CE)

Fungsi

: Mengikat kation yang terdapat dalam air umpan ketel

Bentuk


Bahan konstruksi



Jumlah

: 1 unit


= 30oC

Tekanan

= 1 atm

Laju massa air

= 1489,5768 kg/jam

Densitas air

= 995,904 kg/m3


= 1 jam

Faktor keamanan

= 20%

(Geankoplis, 1997)

Ukuran Cation Exchanger Dari Tabel 12.4, The Nalco Water Handbook, diperoleh: -

Diameter penukar kation

-

Luas penampang penukar kation = 3,14 ft2

Tinggi resin dalam cation exchanger Tinggi silinder = (1 + 0,2)

= 2 ft = 0,6096 m

= 2,5 ft

2,5 ft = 3 ft = 0,9144 m

Diameter tutup = diameter tangki = 0,6096 m Rasio axis

= 2:1

Tinggi tutup =

1 0,6096 2 2

0,1524 m

(Brownell,1959)

Sehingga, tinggi cation exchanger = 2 × 0,9144 m + 0,1524 m = 1,9812 m

Tebal Dinding Tangki Tekanan hidrostatik: Phid =

×g×h

= 995,904 kg/m3 × 9,8 m/det2 × 0,7620 m = 7,4371 kPa Tekanan operasi = 1 atm = 101,325 kPa PT = 7,4371 kPa + 101,325 kPa = 108,7621 kPa Faktor kelonggaran

= 5%

Maka, Pdesain

= (1,05) (108,7621 kPa) = 114,2002 kPa


Joint efficiency

= 0,8

(Brownell, 1959)

Allowable stress

= 12650 psia = 87218,714 kPa

(Brownell, 1959)

Tebal shell tangki:

t

PD 2SE 1,2P (114,2002 kPa) (0,6069 m) 2(87.218,714 kPa)(0,8) 1,2(114,2002 kPa) 0,0005 m 0,0197 in


(Brownell, 1959)

Tutup terbuat dari bahan yang sama dengan dinding tangki dan ditetapkan tebal tutup ¼ in.

D.20

Pompa Cation Exchanger (PU-11)

Fungsi

: memompa air dari Cation Exchanger (CE) ke Anion Exchanger (AE)

Jenis

: Pompa sentrifugal

Bahan konstruksi

: Commercial Steel

Jumlah

: 1 unit

Kondisi operasi: -

Temperatur

= 30°C

-

Densitas air ( )

= 995,24 kg/m3 = 62,1726 lbm/ft3

-

Viskositas air ( )

= 0,8148 cP = 0,0005 lbm/ft s



= 1489,5768 kg/jam = 0,9122 lbm/detik F ρ

0,9122 lb m /detik 62,1726 lb m /ft 3

0,0147 ft 3 /s = 0,0004 m3/s

Desain pompa Di,opt

= 0,363 (Q)0,45( )0,13

(Timmerhaus, 2004) = 0,363 × (0,0004 m3/s)0,45 × (995,904 kg/m3)0,13


= 0,0268 m = 1,0548 in Dari Appendiks A.5 Geankoplis (1997), dipilih pipa commercial steel : -

Ukuran nominal

: 1¼ in

-

Schedule number

: 40

-

Diameter Dalam (ID)

: 1,38 in = 0,1150 ft

-

Diameter Luar (OD)

: 1,66 in = 0,1383 ft

-


: 0,0104 ft2


Q 0,0147 ft 3 / s = = 1,4108 ft/s A 0,0104 ft 2


v D

=

=




-


D

= 0,0013, diperoleh f = 0,007


= 0,5 1

1,41082 A2 v 2 = 0,5 (1 0) 2(1)(32,174) A1 2


hf

1,41082 v2 = n.Kf. = 3(0,75) = 0,0696 ft.lbf/lbm 2(32,174) 2.g c

1 check valve:

hf

= n.Kf.

Pipa lurus 20 ft:

Ff

= 4f

1,41082 v2 = 1(2) = 0,0619ft.lbf/lbm 2(32,174) 2.g c 2

20 . 1,4108 L.v 2 = 4(0,007) 0,115 .2. 32,174 D.2.g c

= 0,1506 ft.lbf/lbm


1 Sharp edge exit:

hex

=n 1

A1 A2

2

v2 =11 0 2. .g c

2

1,41082 2 1 32,174




v1

2

g z2

z1

P2

P1

F Ws

0

(Geankoplis,1997)

dimana : v1 = v2 P1 = P2 Z = 20 ft maka:

0

32,174 ft / s 2 20 ft 32,174 ft.lbm / lbf .s 2


0


=

20,3285

× Wp

= 0,8 × Wp

Wp





D.21

Tangki Pelarutan NaOH (TP-04)

Fungsi

: Membuat larutan natrium hidroksida (NaOH)

Bentuk


Bahan konstruksi


Jumlah

: 1 unit


Data: Laju alir massa NaOH

= 0,7063 kg/jam

Waktu regenerasi

= 24 jam

NaOH yang dipakai berupa larutan 4% (% berat) Densitas larutan NaOH 4%

= 1518 kg/m3 = 94,7662 lbm/ft 3


= 30 hari

Faktor keamanan

= 20%

(Perry, 1999)

Desain Tangki a. Diameter tangki Volume larutan, V1 = Volume tangki

(0,7063kg / jam)(24 jam / hari)(30 hari) = 8,3748 m3 3 (0,04)(1518kg / m )

= 1,2 × 8,3748 m3 = 10,0497 m3

Ditetapkan perbandingan tinggi tangki dengan diameter tangki D : H = 2 : 3

V 10,0497 m 3 10,0497 m 3 Maka:

1 πD 2 H 4 1 3 πD 2 D 4 2 3 3 πD 8

D = 2,0436 m H = 3,0654 m

b. Tebal dinding tangki Tinggi larutan NaOH dalam tangki = Tekanan hidrostatik: Phid =

8,3748m 3 10,0497 m 3

3,0654 m = 2,5545 m

×g×h

= 1518 kg/m3 × 9,8 m/det2 × 2,545 m = 38,0019 kPa Tekanan udara luar, Po = 1 atm = 101,325 kPa


Poperasi = 38,0019 kPa + 101,325 kPa = 139,3269 kPa Faktor kelonggaran = 5 %. Maka, Pdesign = (1,05) (139,3269) = 146,2933kPa Joint efficiency = 0,8

(Brownell, 1959)


(Brownell, 1959)

Tebal shell tangki:

t

PD 2SE 1,2P (146,2933kPa) (2,0436 m) 2(87218,714 kPa)(0,8) 1,2(146,2933 kPa) 0,0021m 0,0845 in = 1/8 in

Faktor korosi


= 0,0845 in + 1/8 in = 0,2095 in


(Brownell, 1959)



Jumlah baffle

: 4 buah


; Da = 1/3 × 2,0436 m = 0,6812 m

E/Da = 1

; E = 0,6812 m

L/Da = ¼

; L = ¼ × 0,6812 m = 0,1703 m

W/Da = 1/5

; W = 1/5 × 0,6812 m = 0,1362 m

= 1/12

; J = 1/12 × 2,0436 m = 0,1703 m

J/Dt

Kecepatan pengadukan, N = 1 putaran/det Viskositas NaOH 4% = 4,302.10-4 lbm/ft.det

(Othmer, 1967)

Bilangan Reynold: 2

N Re

ρ N Da μ

N Re

94,7662 1 (0,6812 3,2808) 2 = 1100259,3104 0,0004

(Geankoplis, 1997)

Untuk NRe > 10000, maka perhitungan dengan pengadukan menggunakan rumus:


5

P

K T .n 3 .D a ρ gc

(McCabe,1999)

KT = 6,3 P

(McCabe,1999)



1,8811 = 2,3513 hp 0,8

Maka daya motor yang dipilih 2 1/2 hp.

D.22

Pompa NaOH (PU-12)

Fungsi

: Memompa larutan natrium hidroksida dari tangki pelarutan NaOH (TP-04) ke Anion Exchanger (AE)

Jenis

: Pompa injeksi

Bahan konstruksi

: Commercial Steel

Jumlah

: 1 unit

Kondisi operasi: -

Temperatur

= 30°C

-

Densitas NaOH ( )

= 1518 kg/m3 = 94,7662 lbm/ft3

-

Viskositas NaOH( )

= 4,3020 10-4 lbm/ft detik = 6,4.10-4 Pa.s (Othmer, 1967)


(Perry, 1999)


0,0004 lb m /detik 94,7662 lb m /ft 3

4,564.10 6 ft 3 /s = 1,292.10-7 m3/s

Desain pompa Di,opt

= 0,363 (Q)0,45( )0,13

(Timmerhaus, 2004) = 0,363 × (1,292.10-7 m3/s)0,45 × (1518 kg/m3)0,13


= 0,0007 m = 0,0291 in


Ukuran nominal

: 1/8 in

-

Schedule number

: 40

-

Diameter Dalam (ID)

: 0,269 in = 0,0224 ft

-

Diameter Luar (OD)

: 0,405 in = 0,0338 ft

-


: 0,0004 ft2

Q 4,564.10 6 ft 3 / s Kecepatan linier: v = = = 0,0114 ft/s A 0,0004 ft 2 Bilangan Reynold : NRe

v D

=

=


= 56,3596 Aliran adalah laminar, maka dari Pers.2.10-7, Geankoplis, 1997, diperoleh f = 16/NRe = 16/56,3596 = 0,2839 Friction loss: 1 Sharp edge entrance: hc

= 0,5 1

0,01142 A2 v 2 = 0,5 (1 0) 2(1)(32,174) A1 2

= 0,000001 ft.lbf/lbm 3 elbow 90°:

1 check valve:

0,01142 v2 = 3(0,75) = 0,000005 ft.lbf/lbm 2(32,174) 2.g c

hf

= n.Kf.

hf

0,01142 v2 = n.Kf. = 1(2) = 0,000004 ft.lbf/lbm 2(32,174) 2.g c

Ff

30 . 0,0114 L.v 2 = 4f = 4(0,2839) 0,0224 .2. 32,174 D.2.g c

2

Pipa lurus 30 ft:


hex

=n 1

A1 A2

2

v2 =11 0 2. .g c

2

0,01142 2 1 32,174



F = 0,003086 ft.lbf/lbm


v1

2

g z2

z1

P2

P1

F Ws

0

(Geankoplis,1997)


P


Z = 20 ft maka:

0

32,174 ft / s 2 20 ft - 6,7362 ft.lbf / lbm 0,003086ft.lbf / lbm Ws 32,174 ft.lbm / lbf .s 2

0



=

13,2669

= 0,8 × Wp

Wp

Daya pompa: P

× Wp


= m × Wp =


= 1,304.10-5 hp Maka dipilih pompa dengan daya motor 1/20 hp.

D.23

Penukar Anion/Anion Exchanger (AE)

Fungsi

: Mengikat anion yang terdapat dalam air umpan ketel

Bentuk



Bahan konstruksi


Jumlah

: 1 unit


= 300C

Tekanan

= 1 atm

Laju massa air

= 1489,5768 kg/jam

Densitas air

= 995,904 kg/m3


= 1 jam

Faktor keamanan

= 20

(Geankoplis, 1997)

Desain Anion Exchanger Dari Tabel 12.4, The Nalco Water Handbook, diperoleh: -

Diameter penukar anion

= 2 ft = 0,6096 m

-

Luas penampang penukar anion

= 3,14 ft2

-

Tinggi resin dalam anion exchanger

= 2,5 ft

2,5 ft = 3 ft = 0,9144 m

Tinggi silinder = (1 + 0,2)

Diameter tutup = diameter tangki = 2 ft = 0,6096 m Rasio axis

= 2:1

Tinggi tutup =

1 0,6096 2 2

0,1524 m

(Brownell,1959)

Sehingga, tinggi anion exchanger = 0,1524 + 1,8288 = 1,9812 m

Tebal Dinding Tangki Tekanan hidrostatik: Phid =

×g×h

= 995,904 kg/m3 × 9,8 m/det2 × 0,7620 m = 7,4371 kPa Tekanan operasi = 1 atm = 101,325 kPa PT = 7,4371 kPa + 101,325 kPa = 108,7621 kPa Faktor kelonggaran

= 5%


Maka, Pdesain

= (1,05) (108,7621kPa) = 114,2002 kPa

Joint efficiency

= 0,8

(Brownell, 1959)

Allowable stress

= 12650 psia = 87218,714 kPa

(Brownell, 1959)

Tebal shell tangki:

t

PD 2SE 1,2P (114,2002 kPa) (0,6096 m) 2(87.218,714 kPa)(0,8) 1,2(114,2002 kPa) 0,0005 m 0,0197 in


(Brownell, 1959)

Tutup terbuat dari bahan yang sama dengan dinding tangki dan ditetapkan tebal tutup ¼ in.

D.24

Pompa Anion Exchanger (PU-13)

Fungsi

: Memompa air dari Anion Exchanger (AE) ke Deaerator (DE)

Jenis

: Pompa sentrifugal

Bahan konstruksi

: Commercial steel

Jumlah

: 1 unit

Kondisi operasi: -

Temperatur

= 30°C

-

Densitas air ( )

= 995,904 kg/m3 = 62,1726 lbm/ft3

-

Viskositas air ( )

= 0,8148 cP = 0,0005 lbm/ft s




0,9122 lb m /detik 62,1726 lb m /ft 3

0,0147 ft 3 /s = 0,0004 m3/s


Desain pompa = 0,363 (Q)0,45( )0,13


= 0,363 × (0,0004 m3/s)0,45 × (995,904 kg/m3)0,13 = 0,0268 m = 1,0548 in Dari Appendiks A.5 Geankoplis (1997), dipilih pipa commercial steel : -

Ukuran nominal

: 1¼ in

-

Schedule number

: 40

-

Diameter Dalam (ID)

: 1,38 in = 0,1150 ft

-

Diameter Luar (OD)

: 1,66 in = 0,1383 ft

-


: 0,0104 ft2


Q 0,0147 ft 3 / s = = 1,4108 ft/s A 0,0104 ft 2


v D

=

=

(66,1726 lbm / ft 3 )(1,41081ft / s)(0,1150 ft) 0,0005 lbm/ft.s



-


D

= 0,0013, diperoleh f = 0,007


= 0,5 1

1,41082 A2 v 2 = 0,5 (1 0) 2(1)(32,174) A1 2


hf

= n.Kf.

1,41082 v2 = 3(0,75) = 0,0696 ft.lbf/lbm 2(32,174) 2.g c


1 check valve:

1,41082 v2 = 1(2) = 0,0619 ft.lbf/lbm 2(32,174) 2.g c

hf

= n.Kf.

Ff

20 . 1,4108 L.v 2 = 4f = 4(0,007) 0,115 .2. 32,174 D.2.g c

2

Pipa lurus 20 ft:


=n 1

hex

A1 A2

2

v2 =11 0 2. .g c

2

1,41082 2 1 32,174




v1

2

g z2

z1

P2

P1

F Ws

0

(Geankoplis,1997)


P


Z = 20 ft maka:

0

32,174 ft / s 2 20 ft 32,174 ft.lbm / lbf .s 2


0


=

1311,3783

= 0,8 × Wp

Wp

Daya pompa: P

× Wp

= 1639,2229 ft.lbf/lbm

= m × Wp =


= 2,7188 hp


Maka dipilih pompa dengan daya motor 3 hp.

D.25

Tangki Pelarutan Kaporit [Ca(ClO)2] (TP-05)

Fungsi

: Membuat larutan kaporit untuk klorinasi air domestik

Bentuk


Bahan konstruksi


Jumlah

: 1 unit

Data: Kaporit yang digunakan

= 2 ppm

Kaporit yang digunakan berupa larutan 70% (% berat) Laju massa kaporit

= 0,0028 kg/jam

Densitas larutan kaporit 70% = 1272 kg/m3 = 79,4088 lbm/ft3 Kebutuhan perancangan

= 90 hari

Faktor keamanan

= 20%

(Perry, 1997)

Desain Tangki a. Diameter tangki Volume larutan, V1 = Volume tangki

(0,0028kg / jam)(24 jam / hari)(90 hari) = 0,0067 m3 3 (0,7)(1272kg / m )

= 1,2 × 0,0067 m3 = 0,0080 m3

Ditetapkan perbandingan tinggi tangki dengan diameter tangki D : H = 2 : 3

V 0,008 m 3 0,008 m 3

1 πD 2 H 4 1 3 πD 2 D 4 2 3 3 πD 8

Maka: D = 0,1895 m H = 0,2843 m


b. Tebal dinding tangki 0,0067 m 3 0,008 m 3

Tinggi larutan NaOH dalam tangki =

Tekanan hidrostatik: Phid =

0,2843 m = 0,2369 m

×g×h

= 1272 kg/m3 × 9,8 m/det2 × 0,2369 m = 2,9534 kPa Tekanan udara luar, Po = 1 atm = 101,325 kPa Poperasi = 2,9534 kPa + 101,325 kPa = 104,2784 kPa Faktor kelonggaran = 5 %. Maka, Pdesign = (1,05) (104,2784 kPa) = 109,4923 kPa Joint efficiency = 0,8

(Brownell, 1959)


(Brownell, 1959)

Tebal shell tangki:

t

PD 2SE 1,2P (109,4923kPa) (0,1895 m) 2(87218,714 kPa)(0,8) 1,2(109,4923 kPa) 0,0001m 0,0059 in

Faktor korosi

= 1/8 in


= 0,0059 in + 1/8 in = 0,1309 in


(Brownell, 1959)

c. Daya Pengaduk Jenis pengaduk


Jumlah baffle

: 4 buah


; Da = 1/3 × 0,1895 m = 0,0632 m

E/Da = 1

; E = 0,0632 m

L/Da = ¼

; L = ¼ × 0,0632 m = 0,0158 m

W/Da = 1/5

; W = 1/5 × 0,0632 m = 0,0126 m

= 1/12

; J = 1/12 × 0,1895 m = 0,0158 m

J/Dt

Kecepatan pengadukan, N = 1 putaran/det


Viskositas kaporit = 0,0007 lbm/ft.det

(Othmer, 1967)

Bilangan Reynold: 2

N Re

ρ N Da μ

N Re

79,4088 1 (0,0632 3,2808) 2 = 5077,3174 0,0007

(Geankoplis, 1997)

Untuk NRe < 10000, maka perhitungan dengan pengadukan menggunakan rumus: P

K L .n 2 .D a gc

3

(McCabe,1999)

KL = 71 P

(McCabe,1999)

71.(1 put/det) 3 .(0,0632 3,2808 ft)5 (0,0007 lbm/ft.s) 1hp 2 550 ft.lbf/det 32,174 lbm.ft/lbf.det 1,032 10-9 hp


1,032 10-9 = 1,289 × 10-9 hp 0,8

Maka daya motor yang dipilih 1/20 hp.

D.26

Pompa Kaporit (PU-14)

Fungsi

: memompa larutan kaporit dari Tangki Pelarutan Kaporit (TP-05) ke Tangki Utilitas 2 (TU-02)

Jenis

: Pompa sentrifugal

Bahan konstruksi

: Commercial Steel

Jumlah

: 1 unit

Kondisi operasi: -

Temperatur

= 30 C

-

Densitas kaporit ( )

= 1272 kg/m3 = 79,4088 lbm/ft3

-

Viskositas kaporit ( ) = 4,5156 10-7 lbm/ft detik

Laju alir massa (F)

(Perry, 1997) (Perry, 1997)

= 0,002754 kg/jam = 1,6867.10-6 lbm/detik


Laju alir volume, Q

1,6867.10-6 lb m /detik 79,4088 lb m /ft 3

F ρ

2,124.10 8 ft 3 /s

= 6,0147.10-10 m3/s

Desain pompa = 0,363 (Q)0,45( )0,13


= 0,363 × (6,0147.10-10 m3/s)0,45 × (1272 kg/m3)0,13 = 0,0001 m = 0,0026 in Dari Appendiks A.5 Geankoplis,1997, dipilih pipa commercial steel: Ukuran nominal

: 1/8 in

Schedule number

: 40

Diameter Dalam (ID)

: 0,269 in = 0,0224 ft

Diameter Luar (OD)

: 0,405 in = 0,0337 ft


: 0,0004 ft2

Kecepatan linier, v = Q/A =


2,124.10-8 ft 3 / s = 5,31.10-5 ft/s 2 0,0004 ft =

=

v D (79,4088 lbm / ft 3 ) (5,31.10 -5 ft / s ) (0,0224 ft ) 4,5156.10-7 lbm/ft.s

= 209,3317 Aliran adalah laminar, maka f = 16/NRe = 16/209,3317 = 0,0764 Friction loss: 2

1 Sharp edge entrance: hc

= 0,5 1

5,31.10-5 A2 v 2 = 0,5 (1 0) 2(1)(32,174) A1 2

= 4,38.10-11 ft.lbf/lbm 2

5,31.10-5 v2 = 1(0,75) = 3,286.10-11 ft.lbf/lbm 1 elbow 90°: hf = n.Kf. 2(32,174) 2.g c 2

1 check valve:

5,31.10-5 v2 hf = n.Kf. = 1(2) = 8,764.10-11 ft.lbf/lbm 2(32,174) 2.g c


2

Pipa lurus 30 ft:

Ff

= 4f

30 . 5,31.10-5 L.v 2 = 4(0,0764) 0,0224 .2. 32,174 D.2.g c

= 1,79.10-8 ft.lbf/lbm 1 Sharp edge exit:

hex

=n 1

A1 A2

2

v2 =11 0 2. .g c

2

2

5,31.10-5 2 1 32,174

= 8,764.10-11 ft.lbf/lbm F = 1,818.10-8 ft.lbf/lbm

Total friction loss: Dari persamaan Bernoulli: 2 1 v2 2

v1

2

g z2

z1

P2

P1

F Ws

0

(Geankoplis,1997)


P

= 7,9408 ft.lbf/lbm

Z = 20 ft maka:

0

32,174 ft / s 2 20 ft 32,174 ft.lbm / lbf .s 2

7,9408 ft.lbf / lbm 1,818.10-8 ft.lbf / lbm Ws

0



=-

–27,9408

= –0,8 × Wp

Wp

Daya pompa: P

× Wp

= 34,926 ft.lbf/lbm

= m × Wp =


= 1,0711.10-7 hp Maka dipilih pompa dengan daya motor 1/20 hp.


D.27

Tangki Utilitas 2 (TU-02)

Fungsi

: Menampung air untuk didistribusikan ke domestik

Bentuk


Bahan konstruksi



= 300C

Tekanan

= 1 atm

Laju massa air

= 964 kg/jam

Densitas air

= 995,904 kg/m3


= 24 jam

Faktor keamanan

= 20

(Geankoplis, 1997)

Desain tangki a. Volume tangki

964 kg/jam 24 jam = 23,2312 m3 3 995,904 kg/m

Volume air, Va


23,2312 m3 = 27,8774 m3

b. Diameter tangki Direncanakan perbandingan diameter dengan tinggi silinder, D : H = 2 : 3

V 27,8774 m 3 27,8774m 3

1 πD 2 H 4 1 3 πD 2 D 4 2 3 3 πD 8

Maka, D = 2,8714 m H = 4,3071 m 23,2312 m 3 Tinggi air dalam tangki = 27,8774 m 3

4,3071m = 3,5893 m


c. Tebal tangki Tekanan hidrostatik: Ph

=

×g×h

= 995,904 kg/m3 × 9,8 m/det2 × 3,5893 m = 35,0308 kPa Tekanan operasi = 1 atm = 101,325 kPa P = 35,03082 kPa + 101,325 kPa = 136,3558kPa Faktor kelonggaran = 5 % Maka, Pdesign = (1,05) × (136,3558 kPa) = 143,1736 kPa Joint efficiency = 0,8

(Brownell,1959)

Allowable stress = 12650 psia = 87218,714 kP

(Brownell,1959)

Tebal shell tangki: t

PD 2SE 1,2P (143,1736kPa) (2,8714 m) 2 (87218,714kPa) (0,8) 1,2 (143,1736kPa) 0,0029 m 0,1161 in

Faktor korosi

= 1/8 in

Maka tebal shell yang dibutuhkan = 0,1161 in + 1/8 in = 0,2411 in Tebal shell standar yang digunakan = 1/4 in

D.28

(Brownell,1959)

Pompa Domestik (PU-15)

Fungsi

: memompa air dari Tangki Utilitas 2 (TU-02) ke kebutuhan domestik

Jenis

: Pompa sentrifugal

Bahan konstruksi

: Commercial Steel

Jumlah

: 1 unit

Kondisi operasi: -

Temperatur

= 30 C

-

Densitas air ( )

= 995,904 kg/m3 = 62,1726 lbm/ft3

(Perry, 1997)

-

Viskositas air ( )


(Perry, 1997)



= 964 kg/jam = 0,5904 lbm/detik F ρ

0,5904 lb m /detik 62,1726 lb m /ft 3

0,0095ft 3 /s = 0,0003 m3/s

Desain pompa = 0,363 (Q)0,45( )0,13


= 0,363 × (0,0003 m3/s)0,45 × (995,904 kg/m3)0,13 = 0,022 m = 0,8672 in

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

: 1 in

Schedule number

: 40

Diameter Dalam (ID)

: 1,049 in = 0,0874 ft

Diameter Luar (OD)

: 1,315 in = 0,1096 ft


: 0,006 ft2



0,0095 ft 3 / s = 1,5826 ft/s 0,006 ft 2

v D

=

=

(62,1726 lbm / ft 3 ) (1,5826 ft / s ) (0,0874 ft ) 0,0005 lbm/ft.s



-


D

= 0,0017, diperoleh f = 0,0072


= 0,5 1

1,58262 A2 v 2 = 0,5 (1 0) 2(1)(32,174) A1 2

= 0,0195 ft.lbf/lbm


1 check valve:

hf = n.Kf.

1,58262 v2 = 1(2) = 0,0778 ft.lbf/lbm 2(32,174) 2.g c 2

Pipa lurus 40 ft:

40 . 1,5826 L.v 2 = 4f = 4(0,0072) 0,0874 .2. 32,174 D.2.g c

Ff


=n 1

hex

A1 A2

2

v2 =11 0 2. .g c

1,58262 2 1 32,174

2

= 0,0389ft.lbf/lbm F = 0,6491 ft.lbf/lbm



v1

2

g z2

z1

P2

P1

F Ws

0

(Geankoplis,1997)

dimana : v1 = v2 P1 = P2 Z = 30 ft

32,174 ft / s 2 maka: 0 30 ft 32,174 ft.lbm / lbf .s 2

0,6491ft.lbf / lbm Ws

0



=-

–30,6491

× Wp

= –0,8 × Wp

Wp






D.29

Menara Pendingin Air /Water Cooling Tower (CT)

Fungsi

: Mendinginkan air pendingin bekas dari temperatur 55oC menjadi 30oC

Jenis

: Mechanical Draft Cooling Tower

Bahan konstruksi

: Carbon Steel SA–53 Grade B

Kondisi operasi: Suhu air masuk menara (TL2) = 550C = 1310F Suhu air keluar menara (TL1) = 300C = 860F = 280C = 820F

Suhu udara (TG1)

Dari Gambar 12-14, Perry (1999) diperoleh suhu bola basah, Tw = 750F. Dari kurva kelembaban, diperoleh H = 0,02 kg uap air/kg udara kering. Dari Gambar 12-14, Perry (1999) diperoleh konsentrasi air = 2,3 gal/ft 2 menit Densitas air (550C)

= 985,696 kg/m3

Laju massa air pendingin

= 288462,0604 kg/jam

Laju volumetrik air pendingin

= 288462,0604 / 985,696 = 292,6481 m3/jam

Kapasitas air, Q

= 292,6481 m3/jam

(Geankoplis, 1997)

264,17 gal/m3 / 60 menit/jam

= 1288,4808 gal/menit Faktor keamanan

= 20%

Luas menara, A

= 1,2 × (kapasitas air/konsentrasi air) = 1,2 × (1288,4808 gal/menit/(2,3 gal/ft2.menit) = 672,2509 ft2

Laju alir air tiap satuan luas (L) =

288462,0604 kg/jam 1 jam (3,2808 ft) 2 672,2509ft 2 3600 s 1 m 2

= 1,283 kg/s.m2 Perbandingan L : G direncanakan = 5 : 6 Sehingga laju alir gas tiap satuan luas (G) = 1,0691 kg/s.m2


Perhitungan Tinggi Menara Dari Pers. 9.3-8, Geankoplis (1997): Hy1 = (1,005 + 1,88 × 0,02).103 (28 – 0) + 2,501.106 (0,02) = 79212,8 J/kg Dari Pers. 10.5-2, Geankoplis (1997) diperoleh: 1,0691 (Hy2 – 79212,8) = 1,283 (4,187.103).(55-30) Hy2 = 204822,8 J/kg

Gambar D.2 Grafik Entalpi dan Temperatur Cairan pada Cooling Tower (CT)

Ketinggian menara, z =

G

Hy 2

.

M.kG.a.P Hy1

dHy Hy * Hy

(Geankoplis, 1997)


Tabel D.1 Perhitungan Entalpi dalam Penentuan Tinggi Menara Pendingin Hy

hy*

1/(hy*-hy)

79212.8

90000

9.270E-05

100000

116000

6.250E-05

120000

140000

5.000E-05

140000

172000

3.125E-05

160000

204000

2.273E-05

180000

236000

1.786E-05

200000

268000

1.471E-05

204822.8

275716.5

1.411E-05

Gambar D.3 Kurva Hy terhadap 1/(Hy*–Hy) Luasan daerah di bawah kurva dari Hy = 79,2128 sampai 204822,8 pada Gambar D.3 adalah

Hy 2

Hy1

dHy = 4,8913 Hy * Hy

Estimasi kG.a = 1,207.10-7 kg.mol /s.m3 (Geankoplis, 1997). Maka ketinggian menara , z =

1,0691 4,8913 29 1,207 10 7 1,013 10

5

= 14,7484 m


Diambil performance menara 90%, maka dari Gambar 12-15, Perry (1999) diperoleh tenaga kipas 0,03 Hp/ft 2. Daya yang diperlukan = 0,03 Hp/ft 2

672,2509 ft2 = 20,1675 hp

Digunakan daya standar 20 hp. D.30

Pompa Menara Pendingin Air (PU-16)

Fungsi

: memompa air pendingin dari Menara Pendingin Air (CT) ke unit proses

Jenis

: Pompa sentrifugal

Bahan konstruksi

: Commercial Steel

Jumlah

: 1 unit

Kondisi operasi: -

Temperatur

= 30 C

-

Densitas air ( )

= 995,904 kg/m3 = 62,1726 lbm/ft3

(Perry, 1997)

-

Viskositas air ( )


(Perry, 1997)



176,6537 lb m /detik 62,1726lb m /ft 3

2,8413ft 3 /s = 0,0805 m3/s

Desain pompa = 0,363 (Q)0,45( )0,13


= 0,363 × (0,0805 m3/s)0,45 × (995,904 kg/m3)0,13 = 0,2865 m = 11,281 in

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

: 12 in

Schedule number

: 30

Diameter Dalam (ID)

: 12,09 in = 1,0075 ft

Diameter Luar (OD)

: 12,75 in = 1,0625 ft


: 0,7986 ft2




2,8413 ft 3 / s = 3,5579 ft/s 0,7986 ft 2

v D

=

(62,1726 lbm / ft 3 ) (3,5579 ft / s ) (1,0075 ft ) = 0,0005 lbm/ft.s



-


D

= 0,0001, diperoleh f = 0,005


= 0,5 1

3,55792 A2 v 2 = 0,5 (1 0) 2(1)(32,174) A1 2

= 0,0984 ft.lbf/lbm 1 elbow 90°: hf = n.Kf.

3,55792 v2 = 1(0,75) = 0,2951 ft.lbf/lbm 2(32,174) 2.g c

1 check valve:

hf = n.Kf.

Pipa lurus 30 ft:

Ff

3,55792 v2 = 1(2) = 0,3934 ft.lbf/lbm 2(32,174) 2.g c 2

= 4f

30 . 3,5579 L.v 2 = 4(0,005) 1,0075 .2. 32,174 D.2.g c


hex

=n 1

A1 A2

2

v2 =11 0 2. .g c

2

3,55792 2 1 32,174




v1

2

g z2

z1

P2

P1

F Ws

0

(Geankoplis,1997)


dimana : v1 = v2 P1 = P2 Z = 30 ft maka:

0

32,174 ft / s 2 30 ft 32,174 ft.lbm / lbf .s 2

1,1007 ft.lbf / lbm Ws

0

Ws = -31,1007 ft.lbf/lbm Untuk efisiensi pompa 80 , maka: Ws

=-

× Wp

= –0,8 × Wp

–31,1007 Wp





D.31

Deaerator (DE)

Fungsi

: Menghilangkan gas-gas yang terlarut dalam air umpan ketel

Bentuk

: Silinder horizontal dengan tutup elipsoidal

Bahan konstruksi

: Carbon Steel SA–283 Grade C


= 300C

Tekanan

= 1 atm

Laju massa air

= 7447,8838 kg/jam

Densitas air

= 995,904 kg/m3


= 1 hari

Faktor keamanan

= 20

(Geankoplis, 1997)


Perhitungan: a. Ukuran tangki

7447,8838 kg/jam 24 jam = 179,4844 m3 3 995,904 kg/m

Volume air, Va


179,4844 m3 = 215,3813 m3

Direncanakan perbandingan diameter dengan tinggi tangki, D : H = 2 : 3

V 215,3813 m 3 215,3813 m 3

1 πD 2 H 4 1 3 πD 2 D 4 2 3 3 πD 8

Maka: D = 5,6765 m H = 8,5148 m Tinggi cairan dalam tangki

=

179,4844 8,5148 = 7,0957m 215,3813

b. Diameter dan tinggi tutup Diameter tutup = diameter tangki = 5,6765 m Direncanakan perbandingan diameter dengan tinggi tutup, D : H = 4 : 1 Tinggi tutup =

1 5,6765 m 1,4191m 4

(Brownell,1959)

Tinggi tangki total = 7,0957+ 2(1,4057) = 11,353 m c. Tebal tangki Tekanan hidrostatik P =

×g×h

= 995,904 kg/m3 × 9,8 m/det2 × 7,0957 m = 69,2526 kPa Tekanan operasi = 1 atm = 101,325 kPa P = 69,2526 kPa + 101,325 kPa = 170,5776 kPa Faktor kelonggaran = 5% Maka, Pdesign

= (1,05) × (170,5776 kPa) = 179,1064 kPa


Joint efficiency = 0,8

(Brownell,1959)


(Brownell,1959)

Tebal shell tangki:

t

PD 2SE 1,2P (179,1064kPa) (5,6765 m) 2(87218,714 kPa)(0,8) 1,2(179,1064 kPa) 0,0073m 0,2873in


= 0,2873 in + 1/8 in = 0,4123 in

Tebal shell standar yang digunakan = 1/2 in

(Brownell,1959)

Tutup terbuat dari bahan yang sama dengan dinding tangki dan ditetapkan tebal tutup 1/2 in.

D.32

Pompa Deaerator (PU-17)

Fungsi

: Memompa air dari Tangki Deaerator (DE) ke Ketel Uap (KU)

Jenis

: Pompa sentrifugal

Bahan konstruksi

: Commercial Steel

Jumlah

: 1 unit

Kondisi operasi: -

Temperatur

= 30 C

-

Densitas air ( )

= 995,904 kg/m3 = 62,1726 lbm/ft3

(Perry, 1997)

-

Viskositas air ( )


(Perry, 1997)



4,5611 lb m /detik 62,1726 lb m /ft 3

0,0734ft 3 /s = 0,0021 m3/s

Desain pompa Di,opt

= 0,363 (Q)0,45( )0,13

(Timmerhaus, 2004)


= 0,363 × (0,0021 m3/s)0,45 × (995,904 kg/m3)0,13 = 0,0553 m = 2,1763 in

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

Ukuran nominal

: 2,5 in

-

Schedule number

: 40

-

Diameter Dalam (ID)

: 2,469 in = 0,2058 ft

-

Diameter Luar (OD)

: 2,875 in = 0,2396 ft

-


: 0,0332 ft2

0,0021 ft 3 / s Kecepatan linier, v = Q/A = = 2,2084 ft/s 0,0332 ft 2 Bilangan Reynold : NRe

v D

=

=

(62,1726 lbm / ft 3 ) (2,2084 ft / s) (0,2058 ft ) 0,0005 lbm/ft.s



-


D

= 0,0007, diperoleh f = 0,0055


= 0,5 1

2,20842 A2 v 2 = 0,5 (1 0) 2(1)(32,174) A1 2


hf = n.Kf.

2,20842 v2 = 3(0,75) = 0,1705 ft.lbf/lbm 2(32,174) 2.g c

1 check valve:

hf = n.Kf.

2,20842 v2 = 1(2) = 0,1516 ft.lbf/lbm 2(32,174) 2.g c 2

Pipa lurus 30 ft:

Ff

30 . 2,2084 L.v 2 = 4f = 4(0,0055) 0,2058 .2. 32,174 D.2.g c



hex

=n 1

A1 A2

2

v2 =11 0 2. .g c

2

2,20842 2 1 32,174




v1

2

g z2

z1

P2

P1

F Ws

0

(Geankoplis,1997)


P

= -23,2639 ft.lbf/lbm

Z = 30 ft maka:

0

:

32,174 ft / s 2 30 ft - 23,2639 ft.lbf / lbm 0,6789 ft.lbf / lbm Ws 32,174 ft.lbm / lbf .s 2

0



=-

–17,415

× Wp

= –0,8 × Wp

Wp



1 hp 4,5611 lbm / s 21,7687 ft.lbf / lbm × 550 ft.lbf / s 0,45359 3600

= 0,1805 hp Maka dipilih pompa dengan daya motor ¼ hp.

D.33 Fungsi

Ketel Uap (KU) : Menyediakan uap untuk keperluan proses


Jenis

: Water tube boiler

Bahan konstruksi

: Carbon steel

Kondisi operasi : Uap jenuh yang digunakan bersuhu 2600C dan tekanan 46,9231 bar. Dari steam table, Reklaitis (1983) diperoleh panas laten steam 1661,6538 kJ/kg = 3472,1564 Btu/lbm. Kebutuhan uap = 5729,0872 kg/jam = 12630,6606 lbm/jam Menghitung Daya Ketel Uap W

34,5 P 970,3 H

dimana:

P

= Daya boiler, hp

W

= Kebutuhan uap, lbm/jam

H

= Panas laten steam, Btu/lbm

Maka,

P

5729,1413 3472,1564 = 1310,0872 hp 34,5 970,3

Menghitung Jumlah Tube Luas permukaan perpindahan panas, A = P

10 ft2/hp

= 1310,0872 hp

10 ft2/hp

= 13100,872 ft2 Direncanakan menggunakan tube dengan spesifikasi: -

Panjang tube

= 30 ft

-

Diameter tube

= 3 in

-

Luas permukaan pipa, a’ = 0,9170 ft2 / ft

(Kern, 1965)

Sehingga jumlah tube: A

=

Nt

=

Nt

= 475,2222

Nt

= 475 buah

L

a'

(13100,872 ft 2 ) 30 ft 0,9170 ft 2 / ft


D.34 Pompa Air Proses (PU-18) Fungsi

: Memompa air dari Tangki Utilitas 1 (TU-01) ke unit proses

Jenis

: Pompa sentrifugal

Bahan konstruksi

: Commercial Steel

Jumlah

: 1 unit

Kondisi operasi: -

Temperatur

= 30 C

-

Densitas air ( )

= 995,904 kg/m3 = 62,1726 lbm/ft3

(Perry, 1997)

-

Viskositas air ( )


(Perry, 1997)


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

F ρ

2,4421lb m /detik 62,1726lb m /ft 3

0,0393ft 3 /s = 0,0011 m3/s

Desain pompa = 0,363 (Q)0,45( )0,13


= 0,363 × (0,0011m3/s)0,45 × (995,904 kg/m3)0,13 = 0,0417 m = 1,6430 in Dari Appendiks A.5 Geankoplis,1997, dipilih pipa commercial steel: Ukuran nominal

: 2 in

Schedule number

: 40

Diameter Dalam (ID)

: 2,067 in = 0,1723 ft

Diameter Luar (OD)

: 2,375 in = 0,1979 ft


: 0,0233 ft2



0,0393 ft 3 / s = 1,6858 ft/s 0,0233 ft 2 =

=

v D (62,1726 lbm / ft 3 ) (1,6858 ft / s ) (0,1723 ft ) 0,0005 lbm/ft.s

= 32971,5835





D

= 0,0009, diperoleh f = 0,006


= 0,5 1

1,68582 A2 v 2 = 0,5 (1 0) 2(1)(32,174) A1 2


hf = n.Kf.

1,68582 v2 = 3(0,75) = 0,0331 ft.lbf/lbm 2(32,174) 2.g c

1 check valve:

hf = n.Kf.

1,68582 v2 = 1(2) = 0,0883 ft.lbf/lbm 2(32,174) 2.g c 2

Pipa lurus 70 ft:

70 . 1,6858 L.v 2 = 4f = 4(0,006) 0,1723 .2. 32,174 D.2.g c

Ff


hex

=n 1

A1 A2

2

v2 =11 0 2. .g c

2

1,68582 2 1 32,174


Total friction loss : Dari persamaan Bernoulli: 2 1 v2 2

v1

2

g z2

z1

P2

P1

F Ws

0

(Geankoplis,1997)

dimana : v1 = v2 P1 = P2 = 3134,8215 lbf/ft2

P

=0

Z = 20 ft maka: 0

32,174 ft / s 2 20 ft 32,174 ft.lbm / lbf .s 2


0




=

20,6185

= 0,8 × Wp

Wp

Daya pompa: P

× Wp


= m × Wp

1 hp 3987,8005 lbm / s 25,7731 ft.lbf / lbm × 550 ft.lbf / s 0,45359 3600

=

= 0,1144 hp Maka dipilih pompa dengan daya motor 0,5 hp.

35. Tangki Bahan Bakar (TB-01) Fungsi

: Menyimpan bahan bakar Solar

Bentuk


Bahan konstruksi : Carbon steel SA-53, grade B Jumlah

:1

Kondisi operasi

: Temperatur 30°C dan tekanan 1 atm

Laju volume solar

= 468 L/jam

Densitas solar

= 0,89 kg/l = 55,56 lbm/ft 3

(Bab VII) (Perry, 1997)

Kebutuhan perancangan = 7 hari Perhitungan Ukuran Tangki : Volume solar (Va) = 468 L/jam x 7 hari x 24 jam/hari = 78624 L = 78,624 m3 Volume tangki, Vt = 1,2

78,624 m3 = 94,3488 m3

Direncanakan perbandingan diameter dengan tinggi silinder, D : H = 1 : 2

V 94,3488 m 3 94,3488 m 3

1 πD 2 H 4 1 πD 2 2D 4 1,5708D 3

D = 3,916 m ;

H = 7,832 m = 25,949 ft


Tinggi cairan dalam tangki

=

volume cairan x tinggi silinder volume silinder

=

(78,624)(7,832) = 6,52677 m (94,3488)

Tebal Dinding Tangki Tekanan hidrostatik Phid =

x g x l = 890,0712 kg/m3 x 9,8 m/det2 x 6,52677 m = 56,843 kPa

Tekanan operasi, Po = 1 atm = 101,325 kPa Poperasi = 56,834+ 101,325 kPa = 158,1688 kPa Faktor kelonggaran = 5 %. Maka, Pdesign = (1,05)( 158,1688 kPa) = 166,077 kPa Joint efficiency = 0,8

(Brownell,1959)

Allowable stress = 12650 psia = 87.218,714 kPa

(Brownell,1959)

Tebal shell tangki:

t t

PD 2SE 1,2P (166,077 kPa) (3,916 m) 2(87.218,714 kPa)(0,8) 1,2(166,077 kPa) 0,00467 m 0,18244in

Faktor korosi = 1/8 in. Tebal shell yang dibutuhkan = 0,1844 + 1/8 in = 0,3094 in


LAMPIRAN E PERHITUNGAN ASPEK EKONOMI Dalam rencana pra rancangan pabrik Etilen glikol digunakan asumsi sebagai berikut: Pabrik beroperasi selama 330 hari dalam setahun. Kapasitas maksimum adalah 80.000 ton/tahun. Perhitungan didasarkan pada harga peralatan tiba di pabrik atau purchasedequipment delivered (Timmerhaus et al, 2004). Harga alat disesuaikan dengan nilai tukar dollar terhadap rupiah adalah : US$ 1 = Rp 9.930,- (Bank Indonesia, 18 Agustus 2009).

1.

Modal Investasi Tetap (Fixed Capital Investment)

1.1

Modal Investasi Tetap Langsung (MITL)

1.1.1 Modal untuk Pembelian Tanah Lokasi Pabrik Luas tanah seluruhnya = 20.000 m2 Menurut koran di daerah Riau (koran khusus untuk Riau, biaya tanah pada lokasi pabrik berkisar Rp 230.900,-/m2 (Riaupost.com, 2009) Harga tanah seluruhnya =20.000 m2

Rp 230.900/m2 = Rp 4.618.000.000 ,-

Biaya perataan tanah diperkirakan 5% Biaya perataan tanah = 0,05 x Rp 4.618.000.000 = Rp 230.900.000,Maka modal untuk pembelian tanah (A) adalah Rp 4.848.900.000,Tabel LE.1 Perincian Harga Bangunan, dan Sarana Lainnya No

Nama Bangunan

Luas (m2)

Harga

Jumlah (Rp)

(Rp/m2) 1

Pos keamanan

50

250.000

12.500.000

2

Areal bahan baku

650

400.000

260.000.000

3

Parkir *)

200

250.000

50.000.000

4

Taman *)

3000

250.000

750.000.000


Tabel LE.1 Perincian Harga Bangunan, dan Sarana Lainnya ................. (lanjutan) No

Nama Bangunan

Luas (m2)

Harga

Jumlah (Rp)

(Rp/m2) 5

Perumahan karyawan

1000

500.000

500.000.000

6

Ruang kontrol

200

500.000

100.000.000

7

Areal proses

6800

2.000.000

13.600.000.000

8

Areal produk

850

1.500.000

1.275.000.000

9

Perkantoran

300

1.500.000

450.000.000

10

Laboratorium

200

600.000

120.000.000

11

Poliklinik

80

300.000

24.000.000

12

Kantin

100

200.000

20.000.000

13

Tempat ibadah

80

300.000

24.000.000

14

Gudang peralatan

400

250.000

100.000.000

15

Bengkel

450

250.000

112.500.000

16

Unit pemadam kebakaran

80

250.000

20.000.000

17

Unit pengolahan air

800

1.000.000

800.000.000

18

Ruang boiler

350

1.200.000

420.000.000

19

Unit pembangkit listrik

380

1.200.000

456.000.000

20

Unit pengolahan limbah

1000

1.500.000

1.500.000.000

21

Areal perluasan *)

1900

250.000

475.000.000

22

Jalan *)

800

500.000

400.000.000

23

Perpustakaan

80

600.000

48.000.000

24

Sarana olahraga

100

300.000

30.000.000

25

Areal antar bangunan *)

150

250.000

37.500.000

TOTAL

20.000

16.100.000

Harga bangunan saja

= Rp19.872.000.000,-

Harga sarana

= Rp1.712.500.000,-

21.584.500.000

Total biaya bangunan dan sarana (B) = Rp. 21.584.500.000,-


1.1.2 Perincian Harga Peralatan Harga peralatan yang di impor dapat ditentukan dengan menggunakan persamaan berikut (Timmerhaus et al, 2004) :

Cx

Cy

X2 X1

m

Ix Iy

dimana: Cx = harga alat pada tahun 2009 Cy = harga alat pada tahun dan kapasitas yang tersedia X1 = kapasitas alat yang tersedia X2 = kapasitas alat yang diinginkan Ix = indeks harga pada tahun 2009 Iy = indeks harga pada tahun yang tersedia m = faktor eksponensial untuk kapasitas (tergantung jenis alat) Untuk menentukan indeks harga pada tahun 2009 digunakan metode regresi koefisien korelasi: r

n ΣX i Yi n ΣX i

2

ΣX i

2

ΣX i ΣYi n ΣYi

2

ΣYi

2

(Montgomery, 1992)


Tabel LE.2 Harga Indeks Marshall dan Swift Xi.Yi

Xi²

Yi²

No.

Tahun (Xi)

Indeks (Yi)

1

1989

895

1780155

3956121

801025

2

1990

915

1820850

3960100

837225

3

1991

931

1853621

3964081

866761

4

1992

943

1878456

3968064

889249

5

1993

967

1927231

3972049

935089

6

1994

993

1980042

3976036

986049

7

1995

1028

2050860

3980025

1056784

8

1996

1039

2073844

3984016

1079521

9

1997

1057

2110829

3988009

1117249

10

1998

1062

2121876

3992004

1127844

11

1999

1068

2134932

3996001

1140624

12

2000

1089

2178000

4000000

1185921

13

2001

1094

2189094

4004001

1196836

14

2002

1103

2208206

4008004

1216609

Total

27937

14184

28307996

55748511

14436786

Sumber: Tabel 6-2, Timmerhaus et al, 2004

Data :

n = 14

∑Xi = 27937

∑Yi = 14184

∑XiYi = 28307996

∑Xi² = 55748511

∑Yi² = 14436786

Dengan memasukkan harga-harga pada Tabel LE – 2, maka diperoleh harga koefisien korelasi: r =

(14) . (28307996) – (27937)(14184) [(14). (55748511) – (27937)²] x [(14)(14436786) – (14184)² ]½

≈ 0,98 = 1 Harga koefisien yang mendekati +1 menyatakan bahwa terdapat hubungan linier antar variabel X dan Y, sehingga persamaan regresi yang mendekati adalah persamaan regresi linier.


Persamaan umum regresi linier, Y = a + b X dengan:

Y

= indeks harga pada tahun yang dicari (2007)

X

= variabel tahun ke n – 1

a, b = tetapan persamaan regresi Tetapan regresi ditentukan oleh :

b

a

n ΣX i Yi n ΣX i

(Montgomery, 1992)

ΣX i ΣYi 2

Yi. Xi 2 n. Xi 2

ΣX i

2

Xi. Xi.Yi ( Xi) 2

Maka : b = 14 .( 28307996) – (27937)(14184) 14. (55748511) – (27937)²

= 53536 3185

= 16,8088 a = (14184)( 55748511) – (27937)(28307996) = - 103604228 14. (55748511) – (27937)²

3185

= -32528,8

Sehingga persamaan regresi liniernya adalah: Y=a+b X Y = 16,809X – 32528,8

Dengan demikian, harga indeks pada tahun 2009 adalah: Y = 16,809(2007) – 32528,8 Y = 1206,4439 Perhitungan harga peralatan menggunakan adalah harga faktor eksponsial (m) Marshall & Swift. Harga faktor eksponen ini beracuan pada Tabel 6-4, Timmerhaus et al, 2004. Untuk alat yang tidak tersedia, faktor eksponensialnya dianggap 0,6 (Timmerhaus et al, 2004)


Contoh perhitungan harga peralatan: a. Tangki Penyimpanan Etilen Oksida (TT-101) Kapasitas tangki , X2 = 210,6523 m3. Dari Gambar LE.1 berikut, diperoleh untuk harga kapasitas tangki (X1) 1 m³ adalah (Cy) US$ 6700. Dari tabel 6-4, Timmerhaus, 2004, faktor eksponen untuk tangki adalah (m) 0,49. Indeks harga pada tahun 2002 (Iy) 1103.

Purchased cost, dollar

10

6

102

103

Capacity, gal 104

105

105

Mixing tank with agitator 304 Stainless stell

104

Carbon steel 310 kPa (30 psig) Carbon-steel tank (spherical)

103 10-1

P-82 Jan,2002

2

10

1

10

103

Capacity, m3

Gambar LE.1 Harga Peralatan untuk Tangki Penyimpanan (Storage) dan Tangki Pelarutan.(Peters et.al., 2004)

Indeks harga tahun 2007 (Ix) adalah 1206,4439. Maka estimasi harga tangki untuk (X2) 210,6523 m3 adalah : Cx = US$ 6700

210,6523 1

0 , 49

x

1206,4439 1103

Cx = US$ 100.822.Cx = Rp 1.001.159.174,-/unit

b. Kolom Distilasi (T-101) Pada proses, kolom distilasi yang dipergunakan berukuran diameter 1,4822 m, dengan tinggi kolom 9 m dengan banyaknya tray dalam kolom sebanyak 21 buah. Dari Gambar LE.2, didapat bahwa untuk spesifikasi tersebut didapat harga peralatan


pada tahun 2002 (Iy= 1103) adalah US$ 22.000,-.Maka harga sekarang (2007) adalah : Cx,kolom = US$ 22.000 x

1206,4439 x (Rp 9.930)/(US$ 1) 1103

Cx,kolom = Rp 238.948.093/ unit

Gambar LE.2 Harga Peralatan untuk Kolom Distilasi. Harga Tidak Termasuk Trays, Packing, atau Sambungan. (Peters et.al., 2004)

Harga tiap sieve tray adalah US$ 2.000,- untuk kolom berdiameter 1,4822 m. Maka untuk tray sebanyak 21 piring diperoleh:

1,4822 Cx,tray = 21 x US$ 2.000

1

0 ,86

1206,4439 x (Rp 9.930)/(US$ 1) 1103

Cx,tray = Rp 456.173.632,Jadi total harga keseluruhan unit distilasi (T-101) adalah = Rp 238.948.093,- + Rp 456.173.632,= Rp 695.121.725 ,-


Gambar LE.3 Harga Tiap Tray dalam Kolom Distilasi. Harga Termasuk Tanggul, Permukaan Saluran Limpah, Saluran Uap dan Bagian Struktur Lainnya (Peters et.al., 2004) Dengan cara yang sama diperoleh perkiraan harga alat lainnya yang dapat dilihat pada Tabel LE.3 untuk perkiraan peralatan proses dan Tabel LE.4 untuk perkiraan peralatan utilitas. Untuk harga alat impor sampai di lokasi pabrik ditambahkan biaya sebagai berikut: - Biaya transportasi = 5 - Biaya asuransi = 1 - Bea masuk = 15 (Rusjdi, 2004) - PPn = 10 (Rusjdi, 2004) - PPh = 10 (Rusjdi, 2004) - Biaya gudang di pelabuhan = 0,5 - Biaya administrasi pelabuhan = 0,5 - Transportasi lokal = 0,5 - Biaya tak terduga = 0,5 Total = 43 Untuk harga alat non impor sampai di lokasi pabrik ditambahkan biaya sebagai berikut: - PPn = 10 (Rusjdi, 2004) - PPh = 10 (Rusjdi, 2004) - Transportasi lokal = 0,5 - Biaya tak terduga = 0,5 Total = 21


Tabel LE.3 Estimasi Harga Peralatan Proses Unit

Ket*)

Harga / Unit (Rp)

Harga Total (Rp)

1 TT-101

8

I

1.001.159.174

8.009.273.394

2 TT-102

5

I

882.490.690

4.412.453.448

3 TT-103

12

I

2.831.808.915

33.981.706.977

4 TT-104

10

I

853.725.623

8,537,256,230

5 TT-105

1

I

261.526.016

261.526.016

6 TT-106

1

I

92.950.517

92.950.517

7 T-101

1

I

238.948.093

238.948.093

21

I

21.722.554

456.173.632

8 D-101

1

I

318.443.954

318.443.954

9 V-101

1

I

1.403.983.088

1.403.983.088

10 FG-101

1

I

1.404.683.679

1.404.683.679

11 FG-102

1

I

4.632.023.339

4.632.023.339

12 FE-101

1

I

736.703.555

736.703.555

13 R-101

1

I

8.806.008.007

8.806.008.007

14 R-102

1

I

9.724.876.358

9.724.876.358

15 E-101

1

I

268.905.895

268.905.895

16 E-102

1

I

451.678.067

451.678.067

17 E-103

1

I

201.771.663

201.771.663

18 E-104

1

I

451.678.067

451.678.067

19 E-105

1

I

584.138.866

584.138.866

20 E-106

1

I

563.594.634

563.594.634

21 E-107

1

I

767.402.764

767.402.764

22 E-108

1

I

472.810.595

472.810.595

23 E-109

1

I

545.003.556

545.003.556

24 E-110

1

I

204.245.825

204.245.825

25 E-111

1

I

113.670.708

113.670.708

26 E-112

1

I

166.643.983

166.643.983

No.

Kode

Tray

27

JE-101

1

I

1.444.328

1.444.328

28

JB-101

1

I

141.617.113

141.617.113


Tabel LE.3 Estimasi Harga Peralatan Proses................. (lanjutan) No. Kode

Unit

Ket*) Harga / Unit (Rp)

Harga Total (Rp)

29

JB-102

1

I

438.594.861

438.594.861

30

JB-103

1

I

415.100.052

415.100.052

31

JB-104

1

I

99.330.544

99.330.544

32

P-101

1

NI

15.860.636

15.860.636

33

P-102

1

NI

28.249.515

28.249.515

34

P-103

1

NI

63.207.717

63.207.717

35

P-104

1

NI

16.686.369

16.686.369

36

P-105

1

NI

14.810.247

14.810.247

37

P-106

1

NI

62.407.377

62.407.377

38

P-107

1

NI

12.073.783

12.073.783

39

P-108

1

NI

12.617.715

12.617.715

Harga Total

88.129.395.992

Import

87.903.482.633

Non import

225.913.359

Tabel LE.4 Estimasi Harga Peralatan Utilitas dan Pengolahan Limbah Kode No.

Alat

Unit

Ket

Harga / Unit

Harga Total

1

SC

1

I

150.575.486

150.575.486

2

PU-01

1

NI

19.414.060

19.414.060

3

BS

1

NI

6.500.000

6.500.000

4

PU-02

1

NI

19.414.060

19.414.060

5

TP-01

1

I

232.775.165

232.775.165

6

PU-03

1

NI

189.661

1.600.000

7

TP-02

1

I

173.973.402

173.973.402


Tabel LE.4 Estimasi Harga Peralatan Utilitas dan Pengolahan Limbah.......(lanjutan) No. 8 9 10 11 12 13 14 15 16 17 18 19 20 21 22 23 24 25 26 27 28 29 30 31 32 33 34 35

Kode Alat PU-04 TP-06 PU-19 CL PU-05 TF PU-06 CT PU-16 TU-01 PU-07 TP-03 PU-10 CE PU-11 TP-04 PU-12 AE PU-13 DE+KU PU-13 PU-08 PU-09 TP-05 PU-14 TU-02 PU-15 PU-18

Unit 1 1 1 1 1 1 1 1 1 1 1 1 1 1 1 1 1 1 1 1 1 1 1 1 1 1 1 1

Ket NI I NI I NI I NI I NI I NI I NI I NI I NI I NI I NI NI NI I NI I NI NI

Harga / Unit 182.750 5.035.817 5.179.232 1.152.032.933 5.179.232 346.138.102 5.179.232 383.152.962 6.171.988 4.242.935.828 2.954.058 163.196.005 76.411 119.629.410 2.954.058 192.392.048 85.141 154.627.912 2.954.058 613.332.454 1.395.747 932.377 12.732 5.026.517 41.280 221.952.147 932.377 4.911.841 Harga total Import Non import

Harga Total 1.600.000 5.035.817 5,179,232 1.152.032,933 5.179.232 346.138.102 5.179.232 383.152.962 6.171.988 4.242.935.828 2.954.058 163.196.005 1.600.000 119.629.410 2.954.058 192.392.048 1.600.000 154.627.912 2.954.058 613.332.454 1.600.000 1.600.000 1.600.000 5.026.517 1.600.000 221.952.147 1.600.000 4.911.841 Rp. 8.251.988.009 Rp 8.156.776.189 Rp 95.211.820

Keterangan*) : I untuk peralatan impor, sedangkan N.I. untuk peralatan non impor.


Total harga peralatan tiba di lokasi pabrik (purchased-equipment delivered) adalah: = 1,43 x ( Rp 87.903.482.633 ,- + Rp 8.156.776.189 ,- ) + 1,21 x ( Rp. 225.913.359- + Rp. 95.211.820 ,- ) =

Rp. 137.754.731.582 ,-

Biaya pemasangan diperkirakan 50 Biaya pemasangan = 0,50

dari total harga peralatan (Timmerhaus 2004). Rp 137.754.731.582,-

= Rp. 68.877.365.791,-

Harga peralatan + biaya pemasangan (C) : = Rp 137.754.731.582,- + Rp 68.877.365.791,= Rp

206.632.097.373,-

1.1.4 Instrumentasi dan Alat Kontrol Diperkirakan biaya instrumentasi dan alat kontrol 40

dari total harga

peralatan (Timmerhaus et al, 2004). Rp. 137.754.731.582,-

Biaya instrumentasi dan alat kontrol (D) = 0,4

= Rp. 55.101.892.633,1.1.5 Biaya Perpipaan Diperkirakan

biaya

perpipaan

60

dari

total

harga

peralatan

(Timmerhaus et al, 2004). Biaya perpipaan (E) = 0,6 137.754.731.582,= Rp. 82.652.838.949 ,-

1.1.6 Biaya Instalasi Listrik Diperkirakan biaya instalasi listrik 20

dari total harga peralatan

(Timmerhaus et al, 2004). Biaya instalasi listrik (F) = 0,2

137.754.731.582,-

= Rp. 27.550.946.316,-


1.1.7 Biaya Insulasi Diperkirakan

biaya

insulasi

55

dari

total

harga

peralatan

(Timmerhaus et al, 2004). Biaya insulasi (G)

= 0,55

137.754.731.582,-

= Rp. 75.765.102.370,1.1.8 Biaya Inventaris Kantor Diperkirakan biaya inventaris kantor 5

dari total harga peralatan

(Timmerhaus et al, 2004). = 0,05 137.754.731.582,-

Biaya inventaris kantor (H)

= Rp. 6.887.736.579,1.1.9 Biaya Perlengkapan Kebakaran dan Keamanan Diperkirakan biaya perlengkapan kebakaran dan keamanan 5

dari total

harga peralatan (Timmerhaus et al, 2004). Biaya perlengkapan kebakaran dan keamanan ( I ) 137.754.731.582,-

= 0,05

= Rp. 6.887.736.579,1.1.10 Sarana Transportasi Untuk mempermudah pekerjaan, perusahaan memberi fasilitas sarana transportasi ( J ) seperti pada tabel berikut . Tabel LE.5 Biaya Sarana Transportasi No. 1 2 3 4 5 6 7

Jenis Kendaraan Mobil direktur Mobil manajer Bus karyawan Mobil karyawan Truk Mobil pemasaran Mobil pemadam kebakaran

Unit

Tipe

Harga/ Unit (Rp)

Harga Total (Rp)

1 5 5 4 6 5

sedan kijang inova bus L-300 truk minibus L-300

375.000.000 210.000.000 350.000.000 150.000.000 300.000.000 120.000.000

375.000.000 1.050.000.000 1.750.000.000 600.000.000 1.800.000.000 600.000.000

3

truk tangki

350.000.000

1.050.000.000

Total

7.225.000.000


Total MITL = A + B + C + D + E + F + G + H + I + J = Rp 493.193.350.801,-

1.2

Modal Investasi Tetap Tak Langsung (MITTL)

1.2.1 Pra Investasi Diperkirakan 7

dari total harga peralatan (Timmerhaus et al, 2004).

Pra Investasi (K)

= 0,07 x Rp 137.754.731.582,= Rp. 9.642.831.211,-

1.2.2 Biaya Engineering dan Supervisi Diperkirakan 30


Biaya Engineering dan Supervisi (L) = 0,30

Rp 137.754.731.582,-

= Rp. 41.326.419.475,1.2.3 Biaya Legalitas Diperkirakan 4


Biaya Legalitas (M)

= 0,04 =

Rp 137.754.731.582,-

Rp. 5.510.189.263,-

1.2.4 Biaya Kontraktor Diperkirakan 30


Biaya Kontraktor (N)

= 0,30 =

Rp 137.754.731.582,-

Rp. 41.326.419.475,-

1.2.5 Biaya Tak Terduga Diperkirakan 40

dari total harga peralatan (Timmerhaus et al, 2004) .

Biaya Tak Terduga (O)

= 0,40 =

Rp 137.754.731.582,-

Rp. 55.101.892.633,-

Total MITTL = K + L + M + N + O = Rp. 152.907.752.056,Total MIT

= MITL + MITTL =

Rp. 493.193.350.801,- + Rp. 152.907.752.056,-

=

Rp. 646.101.102.857,-


2

Modal Kerja Modal kerja dihitung untuk pengoperasian pabrik selama 3 bulan (= 90 hari).

2.1

Persediaan Bahan Baku

2.1.1 Bahan baku proses 1.

Etilen Oksida Kebutuhan

= 7.281,71 kg/jam

Harga etilen oksida = US$ 0,49/lb = US$ 1,1025/kg = Rp10.948,- /kg (ICIS Pricing, 2009) Harga total

= 90 hari

24 jam/hari 7.281,71kg/jam

Rp10.948,- /kg

= Rp. 172.192.889.012,Karbon dioksida Kebutuhan

= 7.756,36 kg/jam = 4,8477 m3/jam

Harga

= Rp.7000,-/m3

Harga total

= 90 hari

24 jam/hari

(PT. Aneka Gas Industri, 2009) 4,8477 m3/jam x Rp. 7000,-/m3

= Rp. 73,297,565,3. Katalis Kebutuhan

= 400 kg/jam

Harga

= Rp. 2.600,-/kg

(www.advance-scientific.net, 2009)

Harga total

= 90 hari

400 kg/jam x Rp 2.600,-/kg

24 jam/hari

= Rp. 2.246.400.000

2.1.2 Persediaan bahan baku utilitas 1. Alum, Al2(SO4)3 Kebutuhan

= 1,0405 kg/jam

Harga

= Rp 1.100 ,-/kg

Harga total

= 90 hari

24 jam/hari

(PT. Bratachem 2009) 1,0405 kg/jam

Rp 1.100,- /kg

= Rp. 2.472.275,2. Soda abu, Na2CO3 Kebutuhan = 0,5619 kg/jam Harga

= Rp 2.500,-/kg

Harga total = 90 hari

24 jam/hari


Rp 2.500,-/kg


= Rp 3.034.155,3. Kaporit Kebutuhan = 0,0028 kg/jam Harga

= Rp 9.500,-/kg


24 jam/hari


Rp 9.500,-/kg

= Rp 56.518,4. H2SO4 Kebutuhan

= 0,737 kg/jam = 0,4006 L/jam

Harga

= Rp 35.500-/L

Harga total

= 90 hari

(PT. Bratachem 2009)

24 jam x 0,737 L/jam

Rp 35.500-/L

= Rp 30.714.629,5. NaOH Kebutuhan

= 0,7063 kg/jam

Harga

= Rp 3250,-/kg

Harga total

= 90 hari

24 jam


Rp 3250,-/kg

= Rp 4..958.027,6. Solar Kebutuhan = 113,812 ltr/jam Harga solar untuk industri = Rp.5500,-/liter

(PT.Pertamina, 2009)


Rp. 4500,-/liter

24 jam/hari

113,812 ltr/jam

= Rp 1.352.086.560,Total biaya persediaan bahan baku proses dan utilitas selama 3 bulan (90 hari) adalah =

Rp 175.905.908.741,-


2.2

Kas

2.2.1 Gaji Pegawai Tabel LE.6 Perincian Gaji Pegawai Jabatan Jumlah Dewan Komisaris 3 Direktur 1 Staf Ahli 2 Sekretaris 2 Manajer Teknik dan Produksi 1 Manajer R&D 1 Manajer Umum dan Keuangan 1 Kepala Bagian Keuangan dan Adm 1 Kepala Bagian Umum dan Personalia 1 Kepala Bagian Teknik 1 Kepala Bagian Produksi 1 Kepala Bagian R&D 1 Kepala Bagian QC/QA 1 Kepala Seksi Proses 1 Kepala Seksi Utilitas 1 Kepala Seksi Mesin/Instrumentasi 1 Kepala Seksi Listrik 1 Kepala Seksi Pemeliharaan Pabrik 1 Kepala Seksi Keuangan 1 Kepala Seksi Pemasaran 1 Kepala Seksi Administrasi 1 Kepala Seksi Humas 1 Kepala Seksi Personalia 1 Kepala Seksi Keamanan 1 Karyawan Proses 36 Karyawan Laboratorium QC/QA dan R&D 10 Karyawan Utilitas 10 Karyawan Unit Pembangkit Listrik 7 Karyawan Instrumentasi Pabrik 7 Karyawan Pemeliharaan Pabrik 10 Karyawan Bag. Keuangan 3 Karyawan Bag. Administrasi 3

Gaji/bulan (Rp) 20.000.000 10.000.000 7.000.000 2.000.000 9.000.000 9.000.000 9.000.000 5.000.000

Jumlah gaji/bulan (Rp) 20.000.000 30.000.000 14.000.000 4.000.000 9.000.000 9.000.000 9.000.000 5.000.000

5.000.000

5.000.000

5.000.000 5.000.000 5.000.000 5.000.000 4.000.000 4.000.000 4.000.000 4.000.000 4.000.000 4.000.000 4.000.000 4.000.000 4.000.000 4.000.000 3.000.000 2.500.000 2.000.000

5.000.000 5.000.000 5.000.000 5.000.000 4.000.000 4.000.000 4.000.000 4.000.000 4.000.000 4.000.000 4.000.000 4.000.000 4.000.000 4.000.000 3.000.000 90.000.000 20.000.000

2.500.000 2.300.000 2.300.000 2.300.000 2.000.000 2.000.000

25.000.000 16.100.000 16.100.000 23.000.000 6.000.000 6.000.000


Tabel LE.6 Perincian Gaji Pegawai...........................(lanjutan) Jabatan Karyawan Bag. Personalia Karyawan Bag. Humas Karyawan Penjualan/ Pemasaran Petugas Keamanan Karyawan Gudang / Logistik Dokter Perawat Petugas Kebersihan Supir Total

Jumlah 4 4 5 10 10 1 2 10 6 166

Gaji/bulan (Rp) 2.000.000 2.000.000 2.000.000 1.200.000 1.200.000 3.500.000 2.000.000 1.000.000 1.200.000

Jumlah gaji/bulan (Rp) 8.000.000 8.000.000 10.000.000 12.000.000 12.000.000 3.500.000 4.000.000 10.000.000 7.200.000 464.900.000

Total gaji pegawai selama 1 bulan beserta lembur = Rp 470.900.000,Total gaji pegawai selama 3 bulan = Rp1.412.700.000,-

2.2.2 Biaya Administrasi Umum Diperkirakan 20

dari gaji pegawai = 0,2

Rp1.412.700.000,-,-

= Rp 282.540.000,2.2.3. Biaya Pemasaran Diperkirakan 20

dari gaji pegawai = 0,2

Rp1.412.700.000,-

= Rp 282.540.000,2.2.4 Pajak Bumi dan Bangunan Dasar perhitungan Pajak Bumi dan Bangunan (PBB) mengacu kepada Undang-Undang RI No. 20 Tahun 2000 Jo UU No. 21 Tahun 1997 tentang Bea Perolehan Hak atas Tanah dan Bangunan sebagai berikut: 

Yang menjadi objek pajak adalah perolehan hak atas tanah dan atas bangunan (Pasal 2 ayat 1 UU No.20/00).



Dasar pengenaan pajak adalah Nilai Perolehan Objek Pajak (Pasal 6 ayat 1 UU No.20/00).



Tarif pajak ditetapkan sebesar 5% (Pasal 5 UU No.21/97).



Nilai Perolehan Objek Pajak Tidak Kena Pajak ditetapkan sebesar Rp. 30.000.000,- (Pasal 7 ayat 1 UU No.21/97).




Besarnya pajak yang terutang dihitung dengan cara mengalikkan tarif pajak dengan Nilai Perolehan Objek Kena Pajak (Pasal 8 ayat 2 UU No.21/97).

Maka berdasarkan penjelasan di atas, perhitungan PBB ditetapkan sebagai berikut :

Wajib Pajak Pabrik Pembuatan Etilen Glikol

Nilai Perolehan Objek Pajak Tanah

Rp 4.618.000.000,-

Bangunan

Rp 19.872.000.000,-

Total NJOP

Rp 24.490.000.000,-

Nilai Perolehan Objek Pajak Tidak Kena Pajak

(Rp.

Nilai Perolehan Objek Pajak Kena Pajak

Rp 24.460.000.000,-

Pajak yang Terutang (5% x NPOPKP)

Rp 1.223.000.000,-

30.000.000,- )

Tabel LE.7 Perincian Biaya Kas No. 1. 2. 3. 4.

Jenis Biaya Gaji Pegawai Administrasi Umum Pemasaran Pajak Bumi dan Bangunan Total

Jumlah (Rp) Rp 1.412.700.000,Rp 282.540.000,Rp 282.540.000,Rp 1.223.000.000,Rp 3,200,780,000

2.3 Biaya Start – Up dari Modal Investasi Tetap (Timmerhaus et al, 2004).

Diperkirakan 8 = 0,8

Rp 646.101.102.857,-

= Rp 51.688.088.229,-

2.4 Piutang Dagang

PD

IP HPT 12

dimana:

PD

= piutang dagang

IP

= jangka waktu kredit yang diberikan (1 bulan)

HPT

= hasil penjualan tahunan


Penjualan : 1. Harga jual Etilen glikol = US$ 0,8/lb = US$ 1,8/kg = Rp17.874,- /kg (ICIS Pricing, 2009) Produksi etilen glikol = 10101,0101 kg/jam Hasil penjualan etilen glikol tahunan = 10101,0101 kg/jam

24 jam/hari

330 hari/tahun

Rp17.874,- /kg

= Rp 1.429.920.000.000,2. Harga jual Dietilen glikol = US$ 0,55/lb = US$ 1,238/kg = Rp12.228,- /kg (ICIS Pricing, 2009) Produksi dietilen glikol = 71,8471 kg/jam Hasil penjualan etilen glikol tahunan = 71,8471 kg/jam

24jam/hari

330hari/tahun

Rp12.228,- /kg

= Rp 6.992.446.587,3. Harga jual Etilen karbonat = US$ 0,5/lb = US$ 1,125/kg = Rp11.171,- /kg (ICIS Pricing, 2009) Produksi etilen glikol = 9,0636 kg/jam Hasil penjualan etilen glikol tahunan = 9,0636 kg/jam

24 jam/hari

330 hari/tahun

Rp11.171,- /kg

= Rp 801.909.738,-

Hasil penjualan total tahunan = Rp 1.437.714.356.325,-

Piutang Dagang =

1 Rp 1.437.714.356.325,12

= Rp 119.809.529.694,Perincian modal kerja dapat dilihat pada tabel di bawah ini. Tabel LE.8 Perincian Modal Kerja No. Jumlah (Rp) 1. Bahan baku proses dan utilitas Rp 175.905.908.741 2. Kas Rp 3.200.780.000 3. Start up Rp 51.688.088.229 4. Piutang Dagang Rp 119.809.529.694 Total

Rp.

350.604.306.664

Rp

350.604.306.664

Rp

350.604.306.664


Total Modal Investasi = Modal Investasi Tetap + Modal Kerja = Rp 646.101.102.857,- + Rp. 350.604.306.664 = Rp 996.705.409.521,-

Modal ini berasal dari: - Modal sendiri

= 60

dari total modal investasi

= 0,6

Rp 996.705.409.521,-

= Rp. 598.023.245.713,-

- Pinjaman dari Bank

= 40

dari total modal investasi

= 0,4

Rp 996.705.409.521,-

= Rp 398.682.163.808

3.

Biaya Produksi Total

3.1

Biaya Tetap (Fixed Cost = FC)

3.1.1 Gaji Tetap Karyawan Gaji tetap karyawan terdiri dari gaji tetap tiap bulan ditambah 2 bulan gaji yang diberikan sebagai tunjangan, sehingga (P) Gaji total = (12 + 2)

Rp 470.900.000 ,-

= Rp 6.592.600.000 ,-

3.1.2 Bunga Pinjaman Bank Bunga pinjaman bank adalah 15 % dari total pinjaman (Bank Mandiri, 2007). Bunga bank (Q)

= 0,15

Rp 398.682.163.808,-

= Rp 59.802.324.571,-

3.1.3 Depresiasi dan Amortisasi Pengeluaran untuk memperoleh harta berwujud yang mempunyai masa manfaat lebih dari 1 (satu) tahun harus dibebankan sebagai biaya untuk mendapatkan,

menagih,

dan

memelihara

penghasilan

melalui

penyusutan

(Rusdji,2004). Pada perancangan pabrik ini, dipakai metode garis lurus atau straight line method. Dasar penyusutan menggunakan masa manfaat dan tarif penyusutan


sesuai dengan Undang-undang Republik Indonesia

No. 17 Tahun 2000 Pasal 11

ayat 6 dapat dilihat pada tabel di bawah ini.

Tabel LE.9 Aturan depresiasi sesuai UU Republik Indonesia No. 17 Tahun 2000 Kelompok Harta

Masa

Tarif

Berwujud

(tahun)

(%)

Beberapa Jenis Harta

1.Kelompok 1

4

25

Mesin kantor, perlengkapan, alat perangkat/ tools industri.

2. Kelompok 2

8

12,5

Mobil, truk kerja

3. Kelompok 3

16

6,25

Mesin industri kimia, mesin industri mesin

20

5

I. Bukan Bangunan

II. Bangunan Permanen

Bangunan sarana dan penunjang

Sumber : Waluyo, 2000 dan Rusdji,2004 Depresiasi dihitung dengan metode garis lurus dengan harga akhir nol.

P L n dimana: D = depresiasi per tahun P = harga awal peralatan L = harga akhir peralatan n = umur peralatan (tahun) Tabel LE.10 Perhitungan Biaya Depresiasi sesuai UURI No. 17 Tahun 2000 D

Komponen Bangunan Peralatan proses dan utilitas Instrumentrasi dan pengendalian proses Perpipaan Instalasi listrik Insulasi Inventaris kantor Perlengkapan keamanan dan kebakaran Sarana transportasi TOTAL

Biaya (Rp) 19.872.000.000 206.632.097.373 55.101.892.633 82.652.838.949 27.550.946.316 75.765.102.370 6.887.736.579 6.887.736.579 7.225.000.000

Umur (tahun) 20 17 5 5 5 5 4 5 10

Depresiasi (Rp) 993.600.000 12.154.829.257 11.020.378.527 16.530.567.790 5.510.189.263 15.153.020.474 1.721.934.145 1.377.547.316 722.500.000 65.184.566.772


Semua modal investasi tetap langsung (MITL) kecuali tanah mengalami penyusutan yang disebut depresiasi, sedangkan modal investasi tetap tidak langsung (MITTL) juga mengalami penyusutan yang disebut amortisasi. Pengeluaran untuk memperoleh harta tak berwujud dan pengeluaran lainnya yang mempunyai masa manfaat lebih dari 1 (satu) tahun untuk mendapatkan, menagih, dan memelihara penghasilan dapat dihitung dengan amortisasi dengan menerapkan taat azas (UURI Pasal 11 ayat 1 No. Tahun 2000). Para Wajib Pajak menggunakan tarif amortisasi untuk harta tidak berwujud dengan menggunakan masa manfaat kelompok masa 4 (empat) tahun sesuai pendekatan prakiraan harta tak berwujud yang dimaksud (Rusdji, 2004). Untuk masa 4 tahun, maka biaya amortisasi adalah 25 Biaya amortisasi

= 0,25

dari MITTL. sehingga :

Rp 152.907.752.056,-

= Rp 38.226.938.014

Total biaya depresiasi dan amortisasi (R) = Rp 65.184.566.772 + Rp 38.226.938.014 = Rp 103.411.504.786,-

3.1.4 Biaya Tetap Perawatan 1. Perawatan mesin dan alat-alat proses Perawatan mesin dan peralatan dalam industri proses berkisar 2 sampai 20%, diambil 10% dari harga peralatan terpasang di pabrik (Timmerhaus et al, 2004). Biaya perawatan mesin

= 0,1

Rp 206.632.097.373,-

= Rp 20.663.209.737,2.

Perawatan bangunan Diperkirakan 10

dari harga bangunan (Timmerhaus et al, 2004).

Perawatan bangunan

= 0,1

Rp 19.872.000.000 ,-

= Rp 1.987.200.000,3. Perawatan kendaraan Diperkirakan 10

dari harga kendaraan (Timmerhaus et al, 2004).


Perawatan kenderaan

= 0,1

Rp 7.225.000.000,-

= Rp 722.500.000,4. Perawatan instrumentasi dan alat kontrol Diperkirakan 10

dari harga instrumentasi dan alat kontrol (Timmerhaus et

al, 2004). Perawatan instrumen

= 0,1

Rp 55.101.892.630,-

= Rp 5.510.189.263,5. Perawatan perpipaan Diperkirakan 10

dari harga perpipaan (Timmerhaus et al, 2004).

Perawatan perpipaan

= 0,1

Rp 82.652.838.950,-

= Rp 8.265.283.895,6. Perawatan instalasi listrik Diperkirakan 10 Perawatan listrik

dari harga instalasi listrik (Timmerhaus et al, 2004). Rp 27.550.946.320,-

= 0.1 =

Rp 2.755.094.632

7. Perawatan insulasi Diperkirakan 10 Perawatan insulasi

dari harga insulasi (Timmerhaus et al, 2004). = 0,1 =

Rp 7.576.510.237

Rp 75.765.102.370

8. Perawatan inventaris kantor Diperkirakan 10

dari harga inventaris kantor (Timmerhaus et al, 2004).

Perawatan inventaris kantor = 0,1 =

Rp 6.887.736.580,-

Rp. 688.773.658,-

9. Perawatan perlengkapan kebakaran Diperkirakan 10

dari harga perlengkapan kebakaran (Timmerhaus et al,

2004). Perawatan perlengkapan kebakaran = 0,1 = Total biaya perawatan (S)

Rp 6.887.736.580,-

Rp. 688.773.658 ,-

= Rp 48.857.535.080


3.1.5 Biaya Tambahan Industri (Plant Overhead Cost) Biaya tambahan industri ini diperkirakan 20

dari modal investasi tetap

(Timmerhaus et al, 2004). Plant Overhead Cost (T)

= 0,2 x Rp 646.101.102.857,= Rp 129.220.220.571,-

3.1.6 Biaya Administrasi Umum Biaya administrasi umum selama 3 bulan adalah Rp 282.540.000,Biaya administrasi umum selama 1 tahun (U) = 4

Rp 282.540.000,-

= Rp 1.130.160.000,3.1.7 Biaya Pemasaran dan Distribusi Biaya pemasaran selama 3 bulan adalah Rp 278.940.000,Biaya pemasaran selama 1 tahun

= 4

Rp 282.540.000,-

= Rp 1.130.160.000,Biaya distribusi diperkirakan 50 % dari biaya pemasaran, sehingga : Biaya distribusi = 0,5 x Rp 1.130.160.000,- = Rp 565.080.000 ,Biaya pemasaran dan distribusi (V) = Rp 1.695.240.000 ,3.1.8 Biaya Laboratorium, Penelitan dan Pengembangan Diperkirakan 5

dari biaya tambahan industri (Timmerhaus et al, 2004).

Biaya laboratorium (W)

= 0,05 x Rp 129.220.220.571,= Rp 6.461.011.029 ,-

3.1.9 Hak Paten dan Royalti Diperkirakan 1% dari modal investasi tetap (Timmerhaus et al, 2004). Biaya hak paten dan royalti (X) = 0,01 x Rp 646.101.102.857,= Rp 6.461.011.029,3.1.10 Biaya Asuransi 1. Biaya asuransi pabrik. adalah 3,1 permil dari modal investasi tetap langsung (Asosiasi Asuransi Jiwa Indonesia-AAJI, 2009). = 0,0031

Rp. 493.193.350.801

= Rp. 1.528.899.387 2. Biaya asuransi karyawan. Premi asuransi = Rp 351.000,-/tenaga kerja (PT. Prudential Life Assurance, 2009)


Maka biaya asuransi karyawan = 166 orang x Rp 351.000,-/orang = Rp 58.266.000,Total biaya asuransi (Y)

= Rp. 1.587.165.387

3.1.11 Pajak Bumi dan Bangunan Pajak Bumi dan Bangunan (Z) adalah Rp 1.223.000.000,-

Total Biaya Tetap = P + Q + R + S + T + U +V + W + X + Y + Z = Rp 366.441.772.453,-

3.2

Biaya Variabel

3.2.1 Biaya Variabel Bahan Baku Proses dan Utilitas per tahun Biaya persediaan bahan baku proses dan utilitas selama 90 hari adalah Rp 175.905.908.741,Total biaya persediaan bahan baku proses dan utilitas selama 1 tahun = Rp 175.905.908.741,-,- x 330

90

= Rp 644.988.332.052,-

Biaya Variabel Tambahan 1. Perawatan dan Penanganan Lingkungan Diperkirakan 1

dari biaya variabel bahan baku

Biaya variabel pemasaran

= 0,01

Rp 644.988.332.052,-

= Rp 6.449.883.321 ,2. Biaya Variabel Pemasaran dan Distribusi Diperkirakan 10

dari biaya variabel bahan baku

Biaya perawatan lingkungan

= 0,1

Rp 644.988.332.052,-

= Rp 64.498.833.205,Total biaya variabel tambahan

= Rp 70.948.716.526,-

3.2.2 Biaya Variabel Lainnya Diperkirakan 5

dari biaya variabel tambahan


= 0,05

Rp 70.948.716.526,-

= Rp 3.547.435.826,-

Total biaya variabel = Rp 719.484.484.404,-

Total biaya produksi = Biaya Tetap + Biaya Variabel = Rp 366.441.772.453,-+ Rp 719.484.484.404,= Rp 1.085.926.256.857,-

4

Perkiraan Laba/Rugi Perusahaan

4.1

Laba Sebelum Pajak (Bruto) = total penjualan – total biaya produksi

Laba atas penjualan

= Rp 1.437.714.356.325,- – Rp 1.085.926.256.857,= Rp 351.788.099.468 Bonus perusahaan untuk karyawan 0,5 % dari keuntungan perusahaan = 0,005 x Rp 351.788.099.468 = Rp 1.758.940.497

Pengurangan bonus atas penghasilan bruto sesuai dengan UURI No. 17/00 Pasal 6 ayat 1 sehingga : Laba sebelum pajak (bruto) = Rp 351.788.099.468 − Rp 1.758.940.497 = Rp 350.029.158.970

4.2

Pajak Penghasilan Berdasarkan UURI Nomor 17 ayat 1 Tahun 2000, Tentang Perubahan Ketiga atas Undang-undang Nomor 7 Tahun 1983 Tentang Pajak Penghasilan adalah (Rusjdi, 2004):  Penghasilan sampai dengan Rp 50.000.000,- dikenakan pajak sebesar 10 .  Penghasilan Rp 50.000.000,- sampai dengan Rp 100.000.000,- dikenakan pajak sebesar 15

.

 Penghasilan di atas Rp 100.000.000,- dikenakan pajak sebesar 30

.


Maka pajak penghasilan yang harus dibayar adalah: - 10

Rp 50.000.000

= Rp

5.000.000,-

- 15

(Rp 100.000.000- Rp 50.000.000)

= Rp

7.500.000,-

= Rp

104.978.747.691

(Rp 320.309.957.529,- – Rp 100.000.000)

- 30

Total PPh

= Rp 104.991.247.691,-

Laba setelah pajak Laba setelah pajak

= laba sebelum pajak – PPh = Rp 350.029.158.970 – Rp 104.991.247.691,= Rp 245.037.911.279,-

5

Analisa Aspek Ekonomi

5.1

Profit Margin (PM) PM =

PM =

Laba sebelum pajak total penjualan

100

Rp 350.029.158.970,Rp 1.437.714.356.325,-

x 100%

= 24,35%

5.2

Break Even Point (BEP) BEP =

BEP =

Biaya Tetap Total Penjualan Biaya Variabel

100

Rp 366.441.772.453,x 100% Rp 1.437.714.356.325,- - Rp719.484.484.404,-

= 51,02 % Kapasitas produksi pada titik BEP

= 55,18 %

80.000 ton/tahun

= 40.816,0993 ton/tahun Nilai penjualan pada titik BEP

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


5.3

Return on Investment (ROI) ROI

=

Laba setelah pajak Total modal investasi

ROI

=

Rp 245.037.911.279,Rp 996.705.409.521,-

100

x 100%

= 24,58%

5.4

5.5

Pay Out Time (POT)

1 x 1 tahun 0,2458

POT

=

POT

= 4,07 tahun

Return on Network (RON) RON =

Laba setelah pajak Modal sendiri

RON =

Rp 224.234.470.270,Rp 508.023.245.713,-

100

x 100%

RON = 40,97%

5.6

Internal Rate of Return (IRR) Untuk menentukan nilai IRR harus digambarkan jumlah pendapatan dan pengeluaran dari tahun ke tahun yang disebut “Cash Flow”. Untuk memperoleh cash flow diambil ketentuan sebagai berikut: - Laba kotor diasumsikan mengalami kenaikan 10

tiap tahun

- Masa pembangunan disebut tahun ke nol - Jangka waktu cash flow dipilih 10 tahun - Perhitungan dilakukan dengan menggunakan nilai pada tahun ke – 10 - Cash flow adalah laba sesudah pajak ditambah penyusutan. Dari Tabel LE.12, diperoleh nilai IRR = 39,45


Gambar LE.1 Kurva Break Even Point Pabrik Etilen Glikol


Steam

TT-101

Air Pendingin Masuk

PI

PI

F-101

TT-103

1

TT-102

LI

V-101

5

3

TC

PC

E-101

PC

FC

JE-101

FC

P-101

TC

PC

E-102

E-103

2

4

TC

PC

PC

R-101 7

6

TI FC

8

JB-101

LC

10

FC

9

FG-101

PC

TI

FC

P-102

PICA

11

FC

PC

E-104

12

PC

13

TI

R-102

FC

15

JB-102

PC

TC

LC

E-105

FC

16

FG-102

17

14

PC

TI

PICA

TC

19

FC

18

FC

P-103

PC

JB-103

FE-101

20

TC

PC

E-106

21

PC

29

22

T-101

FC

P-106

26

FC

E-107

TI

30

FC

23

P-105

PC

25

TC

D-101

E-109

31

FC

P-104

FC

27

PC

V-101

E-108

32

JB-104

FC

P-108

TC

PC

E-110

34

TC

28

E-111

FC

P-107

TC

PC

35

TC

PC

E-112

33

F-101

TT-104

36

LI

F-101

LI

LI

Gas Buang

TT-105

F-101

TT-106

Air Pendingin Keluar

Kondensat




TAHUN TUGAS AKHIR

Recommend Documents