LAMPIRAN A PERHITUNGAN NERACA MASSA. (CH 2 ) 6 N 4 (s) + 6H 2 O. Tabel LA.1 Spesifikasi Bahan Baku dan Produk

LAMPIRAN A PERHITUNGAN NERACA MASSA Reaksi yang terjadi di Reaktor I 6CH2O(l) + 4NH3 (l)

(CH2)6N4 (s) + 6H2O

Konversi reaksi 98% terhadap CH2O Spesifikasi bahan baku dan produk : Tabel LA.1 Spesifikasi Bahan Baku dan Produk Komponen BAHAN BAKU 1. Amoniak  

Komposisi (% berat)

NH3 H2 O

Berat Molekul

99,5 0,5

17 18

37 62,5 0,5

30

2. Formaldehid 37%   

CH2O H2 O CH3OH

32

PRODUK   

(CH2)6N4 (s) (CH2)6N4 (l) H2 O

99,93 0,06 0,01

140

Perhitungan neraca massa dilakukan berdasarkan hal-hal berikut: Kapasitas pabrik

: 8000 ton/tahun

Operasi pabrik : 330 hari/tahun Basis

: 1 jam operasi

Satuan perhitungan

: kg/jam

Kapasitas produksi tiap jam: = 1010,1010kg/jam Untuk mencapai kapasitas produksi yang di inginkan maka CH2O yang dibutuhan sebesar 1340,8787 kg/jam Perbandingan mol reaktan: N1NH3 : N2 CH2O = 2 : 3

Universitas Sumatera Utara

BM masing-masing senyawa adalah 17 dan 30 maka rasio massa: F1NH3 : F2CH2O = 34 : 90

A.1 Reaktor R-101 Fungsi : Tempat terjadinya reaksi antara amoniak dengan formaldehid

Reaksi yang terjadi: 6CH2O(l) + 4NH3 (l)

(CH2)6N4 (s) + 6H2O

Konversi reaksi 98% terhadap CH2O Basis: Formaldehid 37% (CH2O 37%) = 1341,0763 kg/jam Maka laju alur masuk 2 (F2) pada Reaktor R-101: 

CH2O

: F2CH2O = 1341,0763 kg/jam =



H2 O

: F2H2O =

2265,3316 kg/jam

= 

CH3OH

= 44,7025 kmol/jam

: F1CH3OH =

= 125,8517 kmol/jam 19,2018

=

= 0,6001 kmol/jam

Untuk memperoleh jumlah NH3 yang digunakan, dapat dicari dengan menggunakan perbandingan mol reaktan CH2O dengan NH3 NH3 : CH2O = 2 : 3 Maka laju alur masuk 1(F1) pada Reaktor R-01: 

NH3

: F1NH3 = (2/3) x 47,3643 kmol/jam = 44,7025 kmol/jam


= 

H2O

= 506,6288 kg/jam

: F1H2O =

2,5459 kg/jam = 0,1414 kmol/jam

= Reaksi yang terjadi: 6CH2O(l) + 4NH3 (l)

(CH2)6N4 (s) + 6H2O

Konversi reaksi 98% terhadap CH2O Maka komposisi produk keluaran Reaktor R-01: 

CH2O

: mula-mula = 44,7025 kmol/jam bereaksi sisa

= (98/100) x 44,7025 kmol = 43,8085 kmol/jam

= (44,7025 – 43,8085) kmol/jam = 0,8941 kmol/jam = 26,8215 kg/jam

F3CH2O = 26,8215 kg/jam 

NH3

: mula-mula = 29,8017 kmol/jam bereaksi sisa

= (4/6) x 29,8017 kmol/jam = 29,2057 kmol/jam

= (29,8017 - 29,2057) kmol/jam = 0,5960 kmol/jam = 10,1326 kg/jam

3

F 

H2O

= 10,1326 kg/jam

NH3

: mula-mula = 125,9932 kmol/jam terbentuk

= (6/6) x 125,9932 kmol/jam = 43,8085

kmol/jam dihasilkan = (125,9932 + 43,8085) kmol/jam = 169,8017 kmol/jam = 3056,4303 kg/jam F3H3O 

(CH2)6N4

= 3056,4303 kg/jam

: terbentuk = (1/6) x 43,8085 kmol/jam = 7,3014 kmol/jam = 1022,1981 kg/jam 3

F 

CH3OH

(CH2)6N4

3

:F

CH3OH

= 1022,1981 kg/jam

= F2CH3OH = 18,1227 kg/jam (tidak bereaksi)

A.2 Evaporator I (FE-101) Fungsi: Menguapkan sisa CH2O, CH3OH, NH3,dan sebagian air dari produk reaktor


Efisiensi evaporator : 90% terhadap H2O 

H2O

: F5H2O + F4H2O = F3H2O + F14H2O F4H2O = 0.1 (F3H2O + F14H2O) = 0.1 (3056,4303 kg/jam + F14H2O) = 305,64303 + 0.1 F14H2O F4H2O = 305,64303 + 0.1 F14H2O

(1)

F5H2O = F3H2O + F14H2O - F4H2O = 0.9 (3056,4303 + F14H2O) = 2750,787 + 0.9 F14H2O F5H2O = 2750,787 + 0.9 F14H2O 

CH3OH

(2)

: yang menguap 98.8%, karena lebih volatil dibanding air F5CH3OH + F4CH3OH = F3CH3OH + F14CH3OH F4CH3OH = 0.012 (F3CH3OH + F14CH3OH) = 0.012 (18,1227 + F14CH3OH) F4CH3OH = 0,21747 + 0.012 F14CH3OH

(3)

F5CH3OH = 0.988 (F3CH3OH + F14CH3OH) = 0.988 (18,1227 + F14CH3OH) F5CH3OH = 17,9052 + 0.988F14CH3OH 

CH2O

(4)

: yang menguap 99.8%, karena sangat volatile F5CH2O + F4CH2O = F3CH2O + F14CH2O F4CH2O = 0.002 (F3CH2O + F14CH2O) = 0.002 (26,8215 + F14CH2O)


F4CH2O = 0,05364 + 0.002 F14CH2O

(5)

F5CH2O = 0.998 (F3CH2O + F14CH2O) = 0.998 (26,8215 + F14CH2O) F5CH2O = 26,7678 + 0.998 F14CH2O 

4

(CH2)6N4(l) : F

(CH2)6N4

3

=F

14

+F

(CH2)6N4

(6)

(CH2)6N4

Dalam proses evaporasi, dihasilkan hexamine ((CH2)6N4(s)) sebesar 55% dari jumlah hexamine yang masuk ke dalam evaporator. Sedangkan 45% lagi masih dalam bentuk hexamine liquid. F4(CH2)6N4(l) = 0.45 (F3(CH2)6N4 + F14(CH2)6N4) = 0.45 (1022,1981 + F14(CH2)6N4) F4(CH2)6N4(l) = 459,989 + 0.45 F14(CH2)6N4 F

4

(CH2)6N4(s)

3

= 0.55 (F

(CH2)6N4

+F

14

(CH2)6N4)

14

= 0.55 (1022,1981 + F F  NH3

4

(CH2)6N4(s)

14

= 562,208 + 0.55 F

(7)

(CH2)6N4)

(CH2)6N4

(8)

: karena operasi berlangsung pada tekanan rendah dan temperature di atas temperature ruangan, maka amoniak menguap secara keseluruhan atau 100% F5NH3 = F3NH3 = 10,1326 kg/jam

A.3 Evaporator II (FE-102) Fungsi: Menguapkan sisa CH2O, CH3OH,dan sebagian air dari produk evaporator 01 CH2O CH3OH H2O

CH2O CH3OH H2O (CH2)6N4(l) (CH2)6N4(s)

10 4

FE-102

8


Efisiensi alat 90% terhadap H2O






H2O

CH3OH

: F4H2O = F8H2O + F10H2O F8H2O = 0.1 F4H2O

(9)

F10H2O = 0.9 F4H2O

(10)

: yang menguap 98.8%, karena lebih volatil dibanding air F4CH3OH = F8CH3OH + F10CH3OH F8CH3OH = 0.012 F10CH3OH 8

F 

CH2O

CH3OH

4

= 0.988 F

(11) (12)

CH3OH

: yang menguap 99.8%, karena sangat volatile F4CH2O = F8CH2O + F10CH2O



F8CH2O = 0.002 F4CH2O

(13)

F10CH2O = 0.998 F4CH2O

(14)

(CH2)6N4(l) : F4(CH2)6N4(l) = F8(CH2)6N4(l) + F8(CH2)6N4(s) Dalam proses evaporasi, dihasilkan hexamine ((CH2)6N4(s)) sebesar 55% dari jumlah hexamine liquid ((CH2)6N4(l)) yang masuk ke dalam EV-2,. Sedangkan 45% lagi masih dalam bentuk hexamine liquid. F8(CH2)6N4(l) = 0.45 F4(CH2)6N4(l)



(CH2)6N4(s)

(15)

: jumlah hexamine solid bertambah sebesar 55% dari jumlah xeamine liquid (CH2)6N4(l)) yang masuk ke EV-2 F8(CH2)6N4(s) = F4(CH2)6N4(s) + 0.55 F4(CH2)6N4(l)

(16)

A.4 Centrifius (FF-101) Fungsi: Memisahkan kristal hexamine dari mother liquornya

Efisiensi alat 95% 

H2O

: F9H2O = F13H2O + F14H2O


F13H2O = 0.05 F9H2O F14H2O = 0.95 F9H2O Dari persamaan (9): F8H2O = 0.1 F4H2O,maka: F14H2O = 0.95 (0.1 F4H2O) Dari persamaan (1) F4H2O = 305,64303 + 0.1 F14H2O, maka: F14H2O

= 0.95 (0.1 (305,64303 + 0.1 F14H2O))

F14H2O = 0.95 (30,564303 + 0.01 F14H2O) = 29,0360 + 0.0095 F14H2O F14H2O – 0.0095 F14H2O = 29,0360 0.9905 F14H2O = 29,0360 F14H2O = F14H2O = 29,315 kg/jam Untuk memperoleh nilai F4H2O, substitusi nilai F14H2O ke persamaan (1),sehingga: F4H2O = 305,64303 + 0.1 F14H2O = 305,64303 + 0.1(29,315) = 308,5745 kg/jam Untuk memperoleh nilai F5H2O, substitusi nilai F14H2O ke persamaan (2),sehingga: F5H2O = 2750,787 + 0.9 F14H2O = 2914,5809 + 0.9 (29,315) = 2777,1708 kg/jam Untuk memperoleh nilai F9H2O, substitusi nilai F4H2O ke persamaan (9),sehingga: F9H2O = 0.1 F4H2O = 0.1(308,5745) = 30,8575 kg/jam Untuk memperoleh nilai F7H2O, substitusi nilai F4H2O ke persamaan (10),sehingga: F10H2O = 0.9 F4H2O = 0.9 (308,5745)


= 277,7171 kg/jam Dengan mensubtitusi nilai F9H2O, maka: F13H2O = 0.05 F9H2O = 0.05 (30,8575) = 1,5429 kg/jam 

CH3OH

9

:F

CH3OH =

13

F

CH3OH +

F14CH3OH

F13CH3OH = 0.05 F9CH3OH F14CH3OH = 0.95 F9CH3OH Dari persamaan (11) F9CH3OH = 0.012 F4CH3OH, maka: F13CH3OH = 0.95 (0.012 F4CH3OH) = 0.0114 F4CH3OH Dari persamaan (3) F4CH3OH = 0,21747 + 0,012 F14CH3OH,maka: F14CH3OH = 0.0114 (0,21747 + 0.012 F14CH3OH) = 0,0025 + 0.0001 F14CH3OH F14CH3OH – 0.0001 F14CH3OH = 0,0025 0.999 F14CH3OH = 0,0025 F14CH3OH = 0,0025 kg/jam Substitusi nilai F14CH3OH ke persamaan (3), maka: F4CH3OH = 0,21747 + 0.012 F14CH3OH = 0,21747 + 0.012 (0,0025) = 0,2175 kg/jam Substitusi nilai F14CH3OH ke persamaan (4), maka: F5CH3OH = 17,9052 + 0.988F14CH3OH = 17,9052 + 0.988 (0,0025) = 17,9077 kg/jam Substitusi nilai F4CH3OH ke persamaan (11), maka: F9CH3OH = 0.012 F4CH3OH = 0.012 (0,2175) = 0,0026 kg/jam Substitusi nilai F9CH3OH ke persamaan (12), maka: F8CH3OH = 0.988 F4CH3OH


= 0.988 (0,2175) = 0,2149 kg/jam Dengan mensubtitusi nilai F9CH3OH, maka: F13CH3OH = 0.05 F9CH3OH = 0.05 (0,0026) = 0.0001 kg/jam 

CH2O

: F9CH2O = F13CH2O + F14CH2O F13CH2O = 0.05 F9CH2O F14CH2O = 0.95 F9CH2O Dari persamaan (13) F9CH2O = 0.002 F4CH2O, maka: F14CH2O = 0.95 (0.002 F4CH2O) = 0.0019 F4CH2O Dari persamaan (5) F4CH2O = 0,05364 + 0.002 F14CH2O,

maka: F14CH2O = 0.0019 (0,05364 + 0.002 F14CH2O) = 0.0001 + 0 F14CH2O = 0.0001 kg/jam Substitusi nilai F14CH2O ke persamaan (5), maka: F4CH2O = 0,05364 + 0.002 F14CH2O = 0,05364 + 0.002 (0.0001) = 0,0536 kg/jam Substitusi nilai F14CH2O ke persamaan (6), maka: F8CH2O = 26,7678 + 0.998 F14CH2O = 26,7678 + 0.998 (0.0001) = 26,7680 kg/jam Substitusi nilai F4CH2O ke persamaan (13), maka: F9CH2O = 0.002 F4CH2O = 0.002 (0,0536) = 0.0001 kg/jam Subtitusi F4CH2O ke persamaan (14), maka: F10CH2O = 0.998 F4CH2O = 0.998 (0,0536)


= 0,0535 kg/jam Dengan mensubstitusi nilai F9CH2O, maka: F13CH2O = 0.05 F9CH2O = 0.05 (0.0001) = 0

kg/jam

(jumlahnya

sangat kecil, sehingga dapat diabaikan) 

(CH2)6N4(l) : F9(CH2)6N4(l) = F13(CH2)6N4(l) + F14(CH2)6N4(l) F13(CH2)6N4(l) = 0.05 (F9(CH2)6N4(l)) F14(CH2)6N4(l) = 0.95 (F9(CH2)6N4(l)) Dari persamaan (15) F9(CH2)6N4(l) = 0.45 F4(CH2)6N4(l), maka: F14(CH2)6N4(l) = 0.95 (0.45 F4(CH2)6N4(l)) = 0.4275 F4(CH2)6N4(l) Dari persamaan (7) F4(CH2)6N4(l) = 459,989 + 0.45 F14(CH2)6N4 F14(CH2)6N4(l) = 0.4275 (459,989 + 0.45 F14(CH2)6N4) = 196,645 + 0.1924 F14(CH2)6N4(l) F14(CH2)6N4(l) – 0.1924F14(CH2)6N4(l) = 196,645 0.8076 F14(CH2)6N4(l) = 196,645 F14(CH2)6N4(l) = 243,486 kg/jam Substitusi nilai F14(CH2)6N4(l) ke persamaan (7), maka: F4(CH2)6N4(l) = 459,989 + 0.45 F14(CH2)6N4 = 459,989 + 0.45 (243,486) = 569,5579 kg/jam Substitusi nilai F14(CH2)6N4(l) ke persamaan (15), maka: F9(CH2)6N4(l) = 0.45 F4(CH2)6N4(l) = 0.45 (569,5579) = 256,3010 kg/jam Dengan mensubtitusi nilai F9(CH2)6N4(l), maka: F13(CH2)6N4(l) = 0.05 (F9(CH2)6N4(l)) = 0.05 (256,3010) = 12,8151 kg/jam




(CH2)6N4(s) : F9(CH2)6N4(s) = F13(CH2)6N4(s) Dari persamaan (16) F9(CH2)6N4(s) = F4(CH2)6N4(s) + 0.55 F4(CH2)6N4(l)

maka: F9(CH2)6N4(s) = F4(CH2)6N4(s) + 0.55 F4(CH2)6N4(l) Dari persamaan (8) F4(CH2)6N4(s) = 562,208 + 0.55

F14(CH2)6N4 F9(CH2)6N4(s) = 562,208 + 0.55 F14(CH2)6N4 + 0.55 F4(CH2)6N4(l) = 562,208 + 0.55 (243,486) + 0.55 (569,5579) = 562,208 + 133,917 + 313,256 = 1009,3831 kg/jam F

4

(CH2)6N4(s)

= 562,208 + 0.55 F14(CH2)6N4 = 487,3789 + 0.55 (243,486) = 696,1263 kg/jam

A.5 Rotary Dryer (DE-101) Fungsi: Mengurangi kadar cairan yang terikut pada hasil padatan hexamine

Efisiensi alat 95% 

CH3OH

: F15CH3OH = F16CH3OH + F17CH3OH F16CH3OH = 0.05 F15CH3OH = 0.05 (0.0001)


= 0 (jumlahnya sangat kecil, sehingga dapat diabaikan) F17CH3OH = 0.95 F15CH3OH = 0.95 (0.0001) = 0.0001 kg/jam 

H2O

15

:F

H2O

=F

16 H2O

+ F17H2O

F17H2O = 0.05 F15H2O = 0.05 (1,5429) = 0,0771 kg/jam F17H2O = 0.95 F15H2O = 0.95 (1,5429) = 1,4657 kg/jam 

(CH2)6N4(l) : F15(CH2)6N4(l) = F16(CH2)6N4(l) + F17(CH2)6N4(l) F16(CH2)6N4(l) = 0.05 (F15(CH2)6N4(l)) = 0.05 (12,8151) = 0,6408 kg/jam F17(CH2)6N4(l) = 0.95 (F15(CH2)6N4(l)) = 0.95 (12,8151) = 12,1743 kg/jam



(CH2)6N4(s) : F15(CH2)6N4(s) = F16(CH2)6N4(s) = 1009,3831 kg/jam


LAMPIRAN B PERHITUNGAN NERACA PANAS

Praprancangan pabrik pembuatan hexamin dari formaldehid dan amoniak dilaksanakan untuk kapasitas produksi sebesar 8000 ton/tahun, dengan ketentuan sebagai berikut: Basis perhitungan

: 1 jam operasi

Satuan operasi

: kJ/jam

Temperatur basis

: 298 K

Neraca panas ini menggunakan rumus-rumus perhitungan sebagai berikut: Persamaan untuk menghitung kapasitas panas (Reklaitis, 1983) : Cp  a  bT  cT 2  dT 3

Jika Cp adalah fungsi dari temperatur maka persamaan menjadi : T2

 CpdT

 a (T2  T1 ) 

T1

T2

 CpdT  a (T

2

 T1 ) 

T1

b c 3 d 2 2 3 4 4 (T2  T1 )  (T2  T1 )  (T2  T1 ) 2 3 4

; Jika T2 – T1 ≥ 50 K

b 2 c 2 d 4 2 2 4 (T2  T1 )  (T2  T1 )(T2  T1 )  (T2  T1 )(T2  T1 )2 ; 2 4 4

Jika T2 – T1 < 50 K

Untuk sistem yang melibatkan perubahan fasa persamaan yang digunakan adalah : T2

Tb

T2

 CpdT   Cp dT l

T1

T1

 H Vl   Cp v dT Tb

Perhitungan energi untuk sistem yang melibatkan reaksi : T

T

2 2 dQ  rH r (T )  N  CpdT out  N  CpdT out dt T1 T1

Tabel LB.1 sampai LB.6

menunjukkan data-data yang dibutuhkan dalam

perhitungan neraca panas.

Tabel LB.1 Data Kapasitas Komponen Gas (J/mol K) (Reklaitis, 1983) komponen

a (10 1)

b (10 -2)

c (10-6)

d (10 -9)

e (10-12)

NH3

2,755

2,56

9,90

-6,69

0

CH2O

3,2

-0,378

47,2

-36,1

8,85

CH3OH

3,4

-2,92

287

-313

110

H2O

3,4

-0,965

33

-20,4

4,3


Cpg = a + bT + cT2 + dT3 + eT4 [J/mol K] T2

2

2

3

3

4

4

5

5

 Cpg dT = [a(T2–T1) + b/2(T2 –T1 ) + c/3(T2 –T1 ) + d/4(T2 –T1 ) + e/5(T2 –T1 )]

T1

Tabel LB.2 Data kapasitas komponen cair (J/mol K) (Reklaitis, 1983) Komponen

A

B

C

d(10 -6)

NH3

20,1494

0,845765

-0,004067

6,60687

CH2O

25,099

0,793671

-0,003872

6,10492

CH3OH

-25,825

3,3582

-0,011639

14,0516

H2O

10,82964

0,472118

-0,001339

1,31424

Cpl = a + bT + cT2 + dT3 [J/mol K] T2

 Cpl dT = [a(T2 – T1) + b/2(T2

2

– T12) + c/3(T23 – T13) + d/4(T24 – T14)]

T1

Tabel LB.3 Data Panas Perubahan Fasa Komponen (J/mol ) (Reklaitis, 1983) Komponen

∆Hvl pada titik didihnya (J/mol)

NH3

23351

CH2O

23304

CH3OH

35270

H2O

40656,2

(CH2)6N4

230120

Tabel LB.4 Data Panas Reaksi Komponen Komponen

∆Hof (J/mol)

NH3

--46,11

CH2O

-108,57

H2O

-285,83

(CH2)6N4

760,68


Tabel LB.5 Estimasi kapasitas panas liquid hexamin (Perry, 1991) Komponen

∆cp

-CH2-

30,38

-N-

31,38

Tabel LB.6 Estimasi Kapasitas panas solid hexamine (Perry, 1991) Komponen

Cps (J/mol K)

C

10,89

H

7,56

N

18,74

cps hexamine

231,02

Perhitungan kapasitas panas dihitung dengan rumus: .......................................................................... (Perry, 1999) Dimana: Cp = Kapasitas panas (kJ/kmol.K) Ni = Jumlah unsur i dalam senyawa ΔEi = Nilai kontribusi unsur i

B.1 Reaktor (R101)

Reaksi: 6CH2O(l) + 4NH3 (l)

(CH2)6N4 (s) + 6H2O


Panas Masuk: Panas masuk alur 1 :  308    N 1senyawa   Cpl dT   298 

Tabel LB 7 panas masuk alur 1 Komponen

N1(kmol/jam)

298. 

NH3

29,8016

867,94578

25866,25579

H2O

0,141437

749,94595

106,0704167

303

cpl dT (kJ/kmol)

Total

Q (kJ/jam)

25972,32621

Panas masuk alur 2 : 



 303  2 N senyawa   Cpl dT   298 

Tabel LB 8 panas masuk alur 2 N2(kmol/jam)

Komponen

308 cpl 298.

dT Q (kJ/jam)

(kJ/kmol) CH2O

44,702543

840,78327

37585,15008

CH3OH

0,56633

816,36655

462,3352299

H2O

125,8517

749,94595

94382,01327

Total

132429,4986

Total panas masuk = panas masuk alur 1 + panas masuk alur 2 = 158401,8248 kJ/jam Panas Keluar: Panas keluar alur 3 =



 313  N 3senyawa   Cpl dT   298. 


Tabel LB 9 Panas Keluar Alur 3 N3(kmol/jam)

308 cpl 298.

NH3

0,596033907

867,945783

517,32512

H2O

169,8016835

749,945951

127342,08

CH2O

0,89405086

840,783265

751,703

CH3OH

0,566332892

816,36655

462,33523

(CH2)6N4

7,301415357

2774,2

20255,586

Komponen

dT (kJ/kmol)

Total

Q (kJ/jam)

149329,03

Panas reaksi: Reaksi : 6CH2O(l) + 4NH3 (l) r

(CH2)6N4 (s) + 6H2O

= 219,042 kmol/jam

ΔHr298

= ΔH°f produk-ΔH°freaktan = -118,44 kJ/jam= -118440 J/jam

ΔHr313

= 3920,24 KJ/jam T

T

2 2 dQ  rH r (T )  N  CpdT out  N  CpdT in dt T1 T1

dQ  (219,042 )(3920,24) (149329,03- 158401,8248 ) dt

= 996823,9311 KJ/jam Air yang di perlukan jaket: m = Q/cp m = 1155225,756 /996823,9311 = 1,158906523 kg/jam


Tabel LB 10 Neraca Panas Reaktor Komponen

Masuk

Keluar

Umpan

158401,8248

Produk

149329,03

Panas reaksi

1005897

Steam

996823,9311

Total

1155225,756

1155225,756

B.2 Evaporator 1 (FE-101)

308

Panas Masuk = N3



308

Cp dT + N14Air

298



Cp dT

298

Panas masuk

Tabel LB.11 Panas masuk alur 3 Komponen

N3(kmol/jam)

308 cpl 298.

NH3

0,596033907

867,945783

517,32512

H2O

169,8016835

749,945951

127342,08

dT (kJ/kmol)

Q (kJ/jam)


CH2O

0,89405086

840,783265

751,703

CH3OH

0,566332892

816,36655

462,33523

(CH2)6N4

7,301415357

2774,2

20255,586

Total

149329,03

Tabel LB.12 Panas masuk alur 14 Komponen

N14(kmol/jam)

298.

H2O

1,6286

749,945951

1221,370308

CH2O

0,000001

840,783265

0,004671018

CH3OH

0,0001

816,36655

0,063778637

(CH2)6N4

1,739

2774,2

4824,849009

303

cpl dT (kJ/kmol) Q (kJ/jam)

Total

6046,2878

Total panas masuk = panas masuk alur 3 + panas masuk alur 14 = 155375,3226 kJ/jam Menentukan titik didih larutan dalam evaporator: 3 3 FNH3  10,1326 kg/jam , FAir

3  3056,4303 kg/jam , FCH2O  26,8215 kg/jam

3 3 FCH3OH  18,1227 kg/jam , F(CH2)6N4  1022,1981 kg/jam

14 FAir

14 14  29,315 kg/jam , FCH2O  0,0001 kg/jam FCH3OH  0,0025 kg/jam ,

14 F(CH2)6N4  243,486 kg/jam

Tb laru tan  Tb pelarut  Tb campuran

 G  1000 Tbcampuran   1  x kB  BM 1  P dimana:

G1 = Berat zat terlarut P = Berat pelarut kb = Konstanta air = 0,52


 G G G G  1000 Tbcampuran   1  2  3  4  x kB  BM 1 BM 2 BM 3 BM 4  P  10,1326 26,8215 18,1227 1022,1981 0,0001 0,0025 243,486  1000           30 32 140 30 32 140  55543,41553  17  1,8 0 C

Tblaru tan  Tb pelarut  Tbcampuran  100 0 C  1,6 0 C  101,8 0 C  374,8 0 K

Temperatur alur 5 dan alur 4 merupakan titik didih larutan = 374,8K Panas keluar Panas keluar alur 5:



374,8  bp  N 5senyawa   Cpl dT   H vl   Cpg dT   bp  298

Tabel LB.13 Panas Keluar alur 5 N5

298,15

bp

cpl ΔHvl

bp

374,8

cpg Qout

Komponen (kmol/jam)

dT (kJ/kmol)

(J/mol)

dT (kJ/kmol)

(kJ/jam)

NH3

0,596033907

7462,26309

23351

2844,5629

20061,21

154,2872651

5809,08976

40656,2

2597,3072

7569734

0,892266085

7109,48534

23304

2735,3094

29577,55

0,559614086

6951,91022

35270

3584,0134

27301,9

H2O CH2O CH3OH Total

7646675

 374,8  4 Panas keluar alur 4   N Senyawa   Cpl dT   298 

Tabel LB.14 Panas keluar alur 4 Komponen

N4(kmol/jam)

374,8 cpl 298. 

dT Q (kJ/jam)

(kJ/kmol)


H2O

17,143029

5809,08976

99585,39693

CH2O

0,001788

7109,48534

12,7125

CH3OH

0,006796

6951,91022

47,25166249

(CH2)6N4(l)

4,068270

21305,856

86677,9850

(CH2)6N4(s)

4,9723305

17742,336

88220,76001

Total

274544,1062

Total panas keluar

= panas keluar alur 4 + panas keluar alur 5 = 7921218,6501 kJ/jam

T

T

2 2 dQ  N  CpdTout  N  CpdTin dt T1 T1

dQ  (7921218,6 501 )  (155375,32 26 ) kJ/jam ) dt

dQ  7765843,3275 kJ/jam dt

λ = 2117,2 kJ/kg

dQ/dt.  7765843,3275 kJ/jam  2117,2 kJ/kg  3667,978144 kg/jam

m

Tabel LB. 15 Neraca panas Evaporator I Komponen

Qmasuk (kJ/jam)

Qkeluar (kJ/jam)

Umpan

155375,3226

-

Produk

-

7921218,65

Steam

7765843,3275

-

Total

7921218,6501

7921218,6501

B.3 Ejector I (EJ-101)


Panas masuk Panas keluar alur 5 evaporator = panas masuk alur 5 ejector Panas masuk alur 5:



374,8  bp  N 5senyawa   Cpl dT   H vl   Cpg dT   bp  298

Tabel LB. 16 Panas masuk alur 5 N5

298,15

bp

cpl ΔHvl

bp

374,8

cpg Qout

Komponen (kmol/jam)

dT (kJ/kmol)

(J/mol)

dT (kJ/kmol)

(kJ/jam)

NH3

0,596033907

7462,26309

23351

2844,5629

20061,21

154,2872651

5809,08976

40656,2

2597,3072

7569734

0,892266085

7109,48534

23304

2735,3094

29577,55

0,559614086

6951,91022

35270

3584,0134

27301,9

H2O CH2O CH3OH Total

7646675

Menentukan titik didih larutan dalam ejector : 5 5 FNH3  0,596033 kg/jam , FAir

5  154,2872 kg/jam , FCH2O  0,89226 kg/jam

5 FCH3OH  0,55961 kg/jam





 G G G  1000 Tbcampuran   1  2  3  x kB  BM 1 BM 2 BM 3  P  10,1326 26,7680 17,9077  1000       0,52 30 32  2772  17  0,4 0 C

Tblaru tan  Tb pelarut  Tbcampuran  100 0 C  0,4 0 C  100,4 0 C  373,4 0 K Panas keluar Panas keluar alur 6:



373,4  bp  6 N senyawa   Cpl dT   H vl   Cpg dT   bp  298

Tabel LB.17 Panas Keluar alur 6 298,15

bp

cpl ΔHvl

Komponen N6 (kmol/jam) dT (kJ/kmol) NH3 H2O CH2O CH3OH Total

bp

373,4

cpg Qout

(J/mol)

dT (kJ/kmol)

(kJ/jam)

0,596033907

7303,76

23351

2791,12

19934,9

154,2872651

5702,19

40656,2

2549,61

7545881

0,892266085

6961

23304

2684,53

29399,7

0,559614086

6805,09

35270

3514,7

25512,7 7620728


T

T


dQ  (7620728 )  (7646675) kJ/jam ) dt

dQ  -25946,2 kJ/jam dt

λ = 2117,2 kJ/kg


m

Tabel LB.18 Neraca panas ejector 1 Komponen

Qmasuk (kJ/jam)

Qkeluar (kJ/jam)

Umpan

7646675

-

Produk

-

7620728

Steam

25946,2

-

Total

7620728

7620728

B.4 Kondensor 1 (E-101)

Panas Masuk Panas masuk alur 6

= 7543673 kJ/jam


Panas keluar Asumsi suhu keluar kondensor 100 oC 7 Panas keluar alur 7  N senyawa  H vl 

Tabel LB.19 Panas Keluar Alur 7 6

Komponen N (kmol/jam) NH3 0,596033907 H2O 154,2872651 CH2O 0,892266085 CH3OH 0,559614086 Total

ΔHvl (J/mol)

Qout (kJ/jam)

23351

13917,98775

40656,2

6272733,909

23304

20793,36884

35270

19737,5888 6327182,885

Maka, selisih panas adalah : T

T


dQ  (6327182,885)  (7543673 ) dt

dQ  -1216489,8716 kJ/jam dt

Tanda Q negatif, berarti sistem melepas panas sebesar 1216489,8716 kJ/jam. Maka untuk menyerap panas ini digunakan air pendingin. Data air pendingin yang digunakan: T masuk

= 30oC

T keluar

= 60oC

Air pendingin yang diperlukan adalah: dQ/dt. Air pendingin masuk - Air pendingin keluar 1216489,8716 kJ/jam  - 125,4 kJ/kg  9700,876169 kg/jam

m

Tabel LB.20 Neraca panas Condenser


Komponen

Q masuk (kJ/jam)

Q keluar (kJ/jam)

Umpan

7543673

-

Produk

-

6327182,885

Panas yang dilepas

-

1216489,8716

Total

7543673

7543673

B.5 Evaporator 2 (FE-102) CH2O CH3OH H2O CH2O CH3OH H2O (CH2)6N4(l) (CH2)6N4(s)

T = 115,24ºC

9 P = 0,11 atm 4 T = 101,8ºC

FE-102

P = 0,11 atm

8


T = 115,24ºC P = 0,11 atm

Panas masuk Panas masuk alur 4 = 274544,106 kJ/jam Menentukan titik didih larutan dalam evaporator: 4 FAir

4 4  308,5745 kg/jam , FCH2O  0,0563 kg/jam , FCH3OH  0,2175 kg/jam

4 4 F(CH2)6N4(l )  569,5579 kg/jam , F(CH2)6N4(s)  696,1263 kg/jam




 G G G  1000 Tbcampuran   1  2  3  x kB  BM 1 BM 2 BM 3  P  0,0536 0,2175 569,5579 696,1263  1000        0,52  32 140 30  308,5745  30  15,24 0 C


Tblaru tan  Tb pelarut  Tbcampuran  100 0 C  15,24 0 C  115,24 0 C  388,24 0 K Temperatur alur 8 dan alur 9 merupakan titik didih larutan = 388,24 0 K Panas keluar Panas keluar alur 8: 



 388,24  N 8Senyawa   Cpl dT   298 

Tabel LB.21 Panas keluar alur 8 Komponen

N8(kmol/jam)

388,24 cpl 298. 

dT Q (kJ/jam)

(kJ/kmol) H2O

1,7143029

6837,7294

11721,9397

CH2O

3,57622 x 10-6

8587,04646

0,03070914

CH3OH

8,15632 x10-5

8420,2508

0,686782491

(CH2)6N4(l)

1,830721717

25034,381

45830,9846

(CH2)6N4(s)

7,209879354

20847,2448

150306,1199

Total

207859,7617

Panas keluar alur 9:



388,24  bp  N 9senyawa   Cpl dT   H vl   Cpg dT   298  bp

Tabel LB.22 Panas Keluar alur 9


298

bp

cpl dT ΔHvl

bp

388,24

cpg

Komponen N9 (kmol/jam)

(kJ/kmol)

(J/mol)

dT (kJ/kmol)

Qout (kJ/jam)

H2O

15,42872651

6837,7294

40656,2

3061,40488

780004,4269

0,001784532

8587,04646

23304

3230,50305

62,6755349

0,006715369

8420,2508

35270

4265,21293

322,0386362

CH2O CH3OH Total

780389,1411 Total panas keluar

= panas keluar alur 8 + panas keluar alur 9 = 988248,9028 kJ/jam

T

T


dQ  (988248,9028 )  (274544,106 ) kJ/jam ) dt

dQ  713704,7966 kJ/jam dt

λ = 2117,2 kJ/kg


m

Tabel LB.23 Neraca panas Evaporator II Komponen

Qmasuk (kJ/jam)

Qkeluar (kJ/jam)

Umpan

274544,106

-

Produk

-

988248,9028

Steam

713704,7966

-

Total

988248,9028

988248,9028

B.6 Ejector II (EJ-102)


Panas masuk Panas keluar alur 9 evaporator = panas masuk alur 9 ejector Panas masuk alur 9: 770134,107kJ/jam Menentukan titik didih larutan dalam ejector : 9 FAir

9  277,7171 kg/jam , FCH2O  0,0535 kg/jam

9 FCH3OH  0,2149 kg/jam




 G G 2  1000  Tbcampuran   1  x kB  BM 1 BM 2  P  0,0535 0,2149  1000      0,52  32  277,7171  30  0,010 C

Tblaru tan  Tb pelarut  Tbcampuran  100 0 C  0,010 C  100,010 C  373,010 K Panas keluar Panas keluar alur 10:




373,01  bp  N 10 Cpl dT   H  Cpg dT   senyawa vl    bp  298

Tabel LB.24 Panas Keluar alur 10 N6

298,15

bp

cpl ΔHvl

bp

373,01

cpg Qout

Komponen (kmol/jam)

dT (kJ/kmol)

(J/mol)

dT (kJ/kmol)

(kJ/jam)

H2O

15,4287

5672,41

40656,2

2536,33

753924

0,00178

6919,81

23304

2670,39

58,7008

0,00672

6764,38

35270

3495,42

305,749

CH2O CH3OH Total

754288 T

T


dQ  (754288)  (780389,14 11kJ) kJ/jam ) dt

dQ  -26100,9 kJ/jam dt

λ = 2117,2 kJ/kg

dQ/dt.  24370 kJ/jam  2117,2 kJ/kg  12,328kg/jam

m

Tabel LB.25 Neraca panas ejector 1 Komponen

Qmasuk (kJ/jam)

Qkeluar (kJ/jam)

Umpan

780389,1

-

Produk

-

754288

Steam

26100,9

-

Total

754288,2

754288,2

B.7 Kondensor II (E-102)


Panas Masuk Panas masuk alur 10 = 745764 kJ/jam Panas keluar Asumsi suhu keluar kondensor 100 oC Panas keluar alur 11  N 11 senyawa  H vl 

Tabel LB.26 Panas Keluar Alur 11 ΔHvl 11

Komponen N (kmol/jam) (J/mol) H2O CH2O CH3OH

Qout (kJ/jam)

15,42872651

40656,2

62727,33909

0,001784532

23304

41,5867376

0,006715369

35270

236,851065

Total

627551,8287


T


dQ  (627551,82 87)  (745764 ) dt


dQ  -126736,4086 kJ/jam dt


= 30oC

T keluar

= 60oC

Air pendingin yang diperlukan adalah: dQ/dt. Air pendingin masuk - Air pendingin keluar - 126736,4086 kJ/jam  - 125,4 kJ/kg  1010,657166kg/jam

m

Tabel LB.27 Neraca panas Condenser Komponen

Q masuk (kJ/jam)

Q keluar (kJ/jam)

Umpan

754288,2374

-

Produk

-

627551,829

Panas yang dilepas

-

126736,409

Total

754288,2374

754288,2374

B.8 Cooler (E-103)

Panas Masuk Panas masuk alur 8

= 207859,7617 kJ/jam

Panas Keluar


 313  Panas keluar alur 12   N 12 senyawa   Cpl dT   298 

Tabel LB.28 Panas keluar alur 12 N12(kmol/jam)

308 298

1,7143029

749,945951

1285,63455

CH2O

3,57622 x 10-6

840,783265

0,00300682

CH3OH

8,15632 x10 -5

816,36655

0,06658546

(CH2)6N4(l)

1,830721717

2774,2

5078,78819

(CH2)6N4(s)

7,209879354

2310,2

16656,2633

Komponen H2O

cpl dT (kJ/kmol)

Total

Qout (kJ/jam)

23020,7556


T


dQ  23020,7556  207859,761 7 dt

dQ  - 184839,006 kJ/jam dt


= 30oC

T keluar

= 60oC

Air Pendingin yang diperlukan adalah:

dQ/dt. Air pendingin masuk - Air pendingin bekas -184839,006 kJ/jam  - 125,4 kJ/kg  1473,995264 kg/jam

m

Tabel LB.29 Neraca panas Cooler


Komponen

Qmasuk (kJ/jam)

Qkeluar (kJ/jam)

Umpan

207859,7617

-

Produk

-

23020,7556

Panas yang dilepas

-

184839,006

Total

207859,7617

207859,7617

B.9 Rotary Dryer (DE-101)

Panas masuk Panas masuk alur 13 = panas keluar alur 13 centrifuge Panas masuk alur 13 =16974,4879 kJ/jam Panas keluar  318  Panas keluar alur 15   N 15 senyawa   Cpl dT   298 

Tabel LB.33 Panas keluar alur 15 N15keluar (kmol/jam)

318 298

0,004286

1502,04364

6,44

CH3OH

2,04 x 10 -7

1651,57057

3,37 x 10-4

(CH2)6N4(l)

0,004577

5548,4

25,39394093

(CH2)6N4(s)

7,209879354

4620,4000

33312,52657 3,33 x 104

Komponen H2O

cpl dT (kJ/kmol)

Total

Qout (kJ/jam)

Tabel LB.34 Panas Keluar alur 16 Komponen

N16 (kmol/jam)

298,15

bp

cpl dT ΔHvl (kJ/kmol) (J/mol)

bp

373

cpg dT (kJ/kmol) Qout (kJ/jam)


H2O CH3OH (CH2)6N4(g)

0,081429

1502,04364

40656,2

3,8743 x10-6

1651,57057

35270

0,08695928

5548,4

230120

672,9381073 891,4657533 1539600

Total

3487,717 0,146497207 154376,0646 157863,9281

Total panas keluar = panas keluar alur 15 + panas keluar alur 16 = 1,91x 105 T

T


dQ  1,91x 105  16974,4879 dt

dQ 5  1,7 x 10 kJ/jam dt

1,91x 105kJ/jam 2117,2  82,2215 kg/jam

m

Tabel LB.35 Neraca panas rotary dryer Komponen Umpan

Masuk

Keluar

17143,48182 1,9121 x105

Produk Steam

1,7406 x10 5

Total

1,912 x105

1,9121 x105


LAMPIRAN C PERHITUNGAN SPESIFIKASI ALAT C.1 Tangki (TT-101) Fungsi Bentuk Bahan konstruksi Jenis sambungan Jumlah

: menyimpan bahan baku formaldehid 37% untuk kebutuhan 30 hari : silinder vertical dengan alas datar dan tutup ellipsoidal : Carbon Steel SA – 283 Grade C : Double welded butt joints : 2 unit

Data perhitungan: Kondisi penyimpanan

: P = 11,5 atm = 169,0040 psi T = 35ºC = 308 K Kebutuhan penyimpanan : t = 30 hari Laju alir massa : F = 3623,9966 kg/jam Densitas bahan dalam tangki : ρ = 1105,68 kg/m3

Perhitungan ukuran tangki: 1. Volum tangki V total = Direncanakan membuat 2 tangki dengan faktor kelonggaran : 20% = 1415,93076 m3 Volume tangki, Vt = 2. Diameter dan tinggi shell Direncanakan tangki beralaskan datar dan tutup atas ellipsoidal dengan perbandingan: Tinggi silinder : Diameter (Hs : D) = 4 : 3 Tinggi head : Diameter (Hh : D) = 1 : 4 Sehingga : Volum shell tangki (Vs):

Volum head tangki, (Vh):

Volum tangki, (Vt):


=

= 11,8577 m = 466,8382068 in

3. Diameter dan tinggi tutup Diameter tutup

= diameter tangki = 11,8577 m

Tinggi tutup (Hh)

=

Tinggi tangki

= Hs + Hh = (

+

) m = 18,7747 m

4. Tebal dinding tangki (bagian silinder) Direncanakan menggunakan bahan konstruksi Carbon Steel SA – 283 Grade C. Dari App. D, Brownell & Young, 1959diperolah data: -

Allowable stress (S)

= 13750 psia = 94802,95 kPa

-

Joint efficiency (E)

= 0,8

-

Corrosion allowance (C) = 0.125 in/tahun

-

Umur tangki (n) -

= 10 tahun

Tebal silinder (d) = Dimana:

(Peters, 2004)

d

= tebal dinding tangki bagian silinder (in)

P

= tekanan desain (psi)

R

= jari-jari dalam tangki (in) = D/2

S

= Allowable working stress

CA = Corrosion allowance n

= umur alat yang direncanakan

E

= efisiensi sambungan

Volume cairan = 1179,9423 m3 Tinggi cairan dalam tangki =

x 15,8103 m = 13,1752 m


Tekanan Hidrostatik: P Hidrostatik = ρ x g x l = 1105,68 kg/m3 x 9,8 m/det2 x 13,1752 m = 142,7624711 kPa = 20,7062688 Psi Po = 169,004 Psi P = 20,7062688 Psi + 169,0040 Psi = 189,7103 Psi Faktor keamanan untuk tekanan = 10 % Pdesign = 1,10 x 189,7103 Psi = 208,6813 Psi

Tebal shell tangki: d=

5,7292 in

Dipilih tebal silinder standar = 6 in 5. Tebal dinding head (tutup tangki)

-

Direncanakan menggunakan bahan konstruksi Carbon Steel SA – 283 Grade C. Dari App. D, Brownell & Young, 1959diperolah data: Allowable stress (S) = 13750 psia = 94802,95 kPa

-


-


-

Umur tangki (n)

-

Tebal silinder (d) = dimana :

d

= 0,8

= 10 tahun (Peters, 2004) = tebal dinding tangki bagian silinder (in)

P


D

= diameter dalam tangki (in)

S




E


d= Dipilih tebal head standar = 5,7 in C.2 Tangki (T-102)


Fungsi

: Tempat penyimpanan bahan baku amoniak dalam keadaan cair : Tekanan (Pops) = 11,5 atm o Temperatur (Tops) = 35 C : - Bentuk Shell => silinder vertikal - Bentuk head => torisperhical dished head : - Bahan baku mudah menguap - Kapasitas tangki lebih besar dari 10.000 gal,

Kondisi Operasi Tipe Tangki Alasan

sehingga tangki berbentuk vertikal (Walas, 1990) - Tekanan berkisar 2-15 atm Tabel LC 1 Komponen NH3 H2O Total

Massa kg/jam 506,6288 2,5459 509,1747

liq kg/m3 623,3329 0,9950 0,0050 992,85662 1,0000 Wi

Perhitungan Desain 1. Menghitung Kapasitas Tangki Kebutuhan Amonia = 506,6288 kg/jam Lama Penyimpanan = 30 hari Jadi total persediaan amoniak selama 30 hari adalah : kg jam x 30 hari x 24 mamonia = 506,6288 jam hari = 364772,7509 kg (804185,3020 lb/jam) 1 1 =  amonia = wi  0,9950   0,0050  623,3329 992,85662  liq = 624,4950 kg/m3 (38,9860 lb/ft3) Volume Amonia : m Vamonia = amonia  amonia 364772,7509 kg = 624,4950 kg / m 3 = 584,1084 m3 (20627,5545 ft3) Safety factor = 20% (Peter and Timmerhaus,1991) Vshell = 1,2 x Vamonia = 1,2 x 584,1084 m3 = 700,93008 m3 (24753,0654 ft3 atau 185165,7764 gal) 2. Menentukan Diameter dan Tinggi Shell Vshell (silinder)

= ¼ π Di2 Hs


dimana : Di = Diameter dalam shell Hs = Tinggi shell Dari tabel 18.2 hal 622, Walas digunakan diameter dalam (Di) standar : Di = 21 ft (6,4008 m atau 252 in) Maka didapatkan Hs : 1/ 3

 24753,0654 ft 3   Hs =   1 ( )(21 ft )   4  = 71,4662 ft (857,5941 in atau 21,7830 m) 3. Menghitung Tinggi Cairan (HL) VL = 1   D i2  H L 4 Maka, 1/ 3

 24753,0654    = HL =  1 . .(21)  1 .D i2 4  4  = 59,5551 ft (714,6617 in atau 18,1525 m) 4. Menghitung Tekanan Desain (Pdesain) Tekanan desain 5 -10 % di atas tekanan kerja normal/absolut (Coulson, 1988 hal. 637). Tekanan desain diambil 5 % diatasnya. Pdesain = 1,05 x P (dalam psi) dimana, P = Poperasi + Phidrostatis  g H L g P = 169,0034 +  c  144 (59,551 ) (38,9860) 9,81 9,81  = 169,0034 + 144 = 169,0034 + 16,1237 = 185,1271 psi Dengan demikian, Pdesain = 1,05 x 185,1271 psi = 194,3835 psi 5. Menentukan Tebal Shell (ts) Untuk menentukan tebal shell, persamaan yang digunakan adalah : Pd .D i C (Brownell & Young, 1959) ts = 2(f .E  0,6.Pd ) VL

dimana :

ts = tebal shell (in) Pd = tekanan desain (psi) f = allowable stress (psi), (material yang digunakan adalah carbon steel SA 285 grade C) = 13.750 psi (tabel 13.1, Brownell & Young) Di = diameter dalam shell (in) E = Efisiensi pengelasan = 85 % (Sambungan las dipilih double welded but joint)


C = Faktor korosi (in) = 0,125 in (Megyesy, 1983) Jadi,

(194,3835 )(252)  0,125 2(13750)(0,85)  (0,6)(194,3835 ) = 2,2417 in Digunakan ts standar = 2 1/4 in 6. Desain Head (atap) ts

=

Karena bahan baku yang digunakan mudah menguap, maka dapat digunakan bentuk head yaitu torisperhical dished head OD

sf

OA

ic r

b = t in g i d is h

A

t hB

Keterangan : t = tebal head, in a icr = inside corner radius, in r = radius of dish, in OD = outside diameter, in ID = inside diameter, in b = depth of dish, in OA = overall dimension, in Sf = Straight flange  Menentukan tebal head

ID

t r

OD Ch

Untuk menentukan tebal head, persamaan yang digunakan adalah : 0,885 xPL th = C (Brownell & Young, 1959) FE  0,8P rc = OD ; icr = 0,06 x OD (Brownell & Young, 1959 hal 88) menentukan inside radius corner (icr) dan corner radius (cr) OD = ID + 2t = 252 + 2(2,25) = 256,5 in rc = L = 256,5 in icr = 0,06 x 256,5 in = 15,39 in maka tebal head adalah: (0,885 )(194,3835 )(256,5)  0,125 th = ((13.750)(0,85)  0,8.(194,3835 ) = 3,9514 in Digunakan th standar = 4 in  Menghitung tinggi head Tinggi head (OA) = th + b + sf Untuk torispherical head, sf = 1,5 (megyesy, hal 314) IDh = rc -2 x th


= 256,5 – 2 (3,9514) = 248,5973 in b

= rc  (rc  icr ) 2  ( = 256,5 in -

IDh  icr ) 2 2

(256,5  15,39) 2  (

248,5973  15,39) 2 2

= 41,3885 in Sehingga OA = 3,9514 + 41,3885 + 1,5 = 46,8885 in  Menghitung Volume Tangki (VT) VT = Vshell + Vhead Vshell = 24753,0654 ft3 V head = Volume tnp bag sf + Volume bag sf # Volume tnp bag sf V = 0,000049 x Di 3 = 0,000049 x (252)3 = 784,1474 ft3 # Volume bag sf V = ¼ π Di2 sf = 43,2951 ft3 V head = 784,1474 ft3 - 43,2951 ft3 = 827,4425 ft3 Jadi, VT = 24753,0654 ft3 + 827,4425 ft3 = 25580,5079 ft3 (724,3632 m3) C.3 Reaktor R-101 Fungsi Jenis Bentuk Bahan konstruksi Jumlah Reaksi yang terjadi :

: Tempat terjadinya reaksi antara amoniak dengan formaldehid : Mixed flow reactor : silinder vertikal dengan alas dan tutup Ellipsoidal : stainless steel type 316 (SA-204) : 1 unit

6CH2O + 4NH3 -------------> (CH2)6N4 + 6H2O Tabel LC 2 Komposisi umpan masuk Laju alir ρ ρ campuran Komponen % berat (kg/jam) (kg/m3) (kg/m3) NH3 506,6288 H2O 2267,8774 CH2O 1342,0763 CH3OH 18,1227 Total 4133,7052 Sumber : wikipedia, 2010 Richardson, 2005)

Viskositas (cp)

12,2560 583 71,4527 0,09 54,8631 992 544,3788 0,75 32,4425 653 211,9078 1,9 0,4384 759 3,3258 0,5 100 831,0651 ; Ullman, 2002 ; Kern, 1965 ; Coulson dan


Gambar LC.13 Mixed Flow Reactor Data Perhitungan - Kondisi Reaksi

: Tekanan

= 11,5

atm

: Temperatur = 35 oC : 4133,7052 kg/jam : Xi x  NH3  Xi x  H2Ot  Xi x  CH2O  Xi x  CH3OH = 0,006263 lb/ft.det = 51,88173 lb/ft3

- Laju alir total, Ftot - Viskositas bahan μ - Densitas bahan (ρ) Volume reaktan (V0) V0

4133,7052 kg/jam 831,0651 kg/m 3 = 4,973984955 m3/jam

=

Laju alir mol formaldehid, NAo Konsentrasi awal formaldehid, CA0

= 1341,0763 kg/jam = 44,70 kmol/jam 30 kg/kgmol N Ao 44,70 kmol/jam  = V 4,973984955 m 3 /jam

CA0 = 8,99

kmol/m3

Waktu tinggal reaktan dalam reaktor 0,5 jam (τ) 1. Perhitungan desain reaktor Volume minimum reaktor,

Vm = V   (Levenspiel, 2003) = 4,973984955 m3/jam x 0,5 jam Vm = 2,486992477 m3 Ruang bebas reaktor direncanakan 20% volume minimum reaktor Volume reaktor, Vr = (1+0,2)× 2,486992477 Vr = 2,984390973 m3 Spesifikasi Reaktor : Perbandingan tinggi tangki dengan diameter tangki (Hs : D) = 3:2 Volume silinder,

2 2 Vs =  D H   D xD 4 4

(Brownell dkk, 1959)


Maka ,

Vs =  D 3 4 Tutup dan alas ellipsoidal : rasio axis major D terhadap axis minor Hh = 1 : 6 Tinggi head, Hh = D (Brownell dkk,1979) 6 volume 2 tutup, Vh = /4  D2 Hh  2 (Brownell dkk,1959) = /4  D2(1/6  D)  2 = /12  D3 Vt = Vs + Vh Vt = (/4  D3) + (/12  D3) Vt = 1,0467 D3 Diameter Tangki (Dt)

=

3

Vt 1,0467

2,984390973 m 3 1,0467 Dt 3,2808 ft = 4,1836 ft = 1,2751 m  1m Tinggi silinder, Hs = 1,5 D  1,9127 m =

Tinggi tutup, Hh Hh Tinggi Tangki, HT

3

D 1,2751  = 16 16 0,07969 m = = Hs + (Hh x 2)

HT = 2,072199662 m

2. Tekanan Desain Tinggi cairan dalam tangki Volume tangki = 2,9843909 m3 Volume cairan = 2,4869924 m3 Tinggi tangki = 2,0721994 m Tinggi cairan dalam tangki Tinggi cairan dalam tangki

=

volume cairan dalam tangki  tinggi tangki volume tangki

2,4869924 m 3  2,0721994 m 2,9843909 m 3 = 1,726832876 m =


Tekanan hidrostatis Tekanan hidrostatis Tekanan udara luar

= = =

ρ  g  tinggi cairan dalam tangki 831,0651 kg/m3  9,8 m/det2  1,726832876 m 14,06408 kPa

= 1 atm = 101,325 kPa Poperasi = 101,325 kPa + 14,06408 kPa Poperasi = 115,3890829 kPa

Faktor kelonggaran = 20 % Maka, Pdesign = (1,2) x (115,3890829 kPa) =138,4668995 kPa 

1 psia = 20,08292 psia 6,89476 kPa

3. Tebal dinding tangki (bagian silinder) Allowable working stress Efisiensi sambungan (E) Umur alat (A) rencana

: : :

16.250 psia (Brownell dkk, 1959) 0,85 10 tahun P R Tebal dinding silinder (d)  SE  0,6 P dimana : d = tebal dinding tangki bagian silinder (m) P = tekanan desain (psia) D = diameter dalam tangki (m) S = stress yang diizinkan (psia) E = efisiensi pengelasan 1,27519 138,4668995  2 d = (112039,9  0,85) - (0,6  138,4668995) 39,73 in d = 0,000927859 m  = 0,037087 in 1m Faktor Korosi = 0,125 in/ tahun (Brownell dkk, 1959) Maka tebal shell yang dibutuhkan = 0,037087 + (0,125 x 10) = 1,287087 in 1 Dipilih tebal silinder standar 1 in 5 4. Tebal dinding head (tutup tangki) Allowable working stress Efisiensi sambungan (E) Umur alat (A) rencana

: : :

Tebal dinding head (dh)  dimana :

dh P D S E

= = = = =

16.250 lb/in2 (Brownell dkk, 1959) 0,85 10 Tahun PD 2SE  0,2P tebal dinding tangki bagian head (in) tekanan desain (psia) diameter dalam tangki (m) stress yang diizinkan efisiensi pengelasan


138,4668995  1,275199662 (2 x112039,9  0,85) - (0,2  138,4668995) 39,73 in dh = 0,000927184 m  = 0,03706 in 1m Faktor Korosi = 0,125 in/ tahun (Brownell dkk, 1959) Maka tebal shell yang dibutuhkan = 0,03706 + (0,125 x 10) = 1,28706 in 1 Dipilih tebal head standar 1 in 2 5. Perancangan Sistem Pengaduk dh

=

Perhitungan perencanaan ukuran pengaduk Data-data perencanaan ukuran pengaduk, sebagai berikut (Geankoplis, 2003) : Jenis pengaduk : Flat six-blade turbine Jumlah buffle (R) : 4

Gambar LC.14 Ukuran Turbin Untuk Reaktor Dimana : Hc = Tinggi cairan di dalam tangki (ft) Da = Diameter pengaduk (ft) Dt = Diameter tangki (ft) J = Lebar buffle (ft) E = Tinggi daun pengaduk dari dasar tangki (ft) Adapun data-data pengaduk standart sebagai berikut (McCabe dkk, 1999) 1) Da = 1/3 Dt = 1/3 (1,27519962 m) = 1,394558 ft 2) E = 1 (Da) = 1,394558 ft 3) L = 1/4 (Da) = 0,25 (1,394558 ft) = 0,34864 ft Adapun data-data pengaduk jenis Flat six-blade turbine, sebagai berikut (Geankoplis, 2003) : 1) W = 1/5 (Da) = 1/5 (1,394558 ft) = 0,17432 ft 2) J = 1/12 (Dt)

= 1/12 (1,27519962 m) = 0,34864 ft

Dimana : W = Lebar blade (daun) pengaduk (ft) L = Panjang blade(daun) pengaduk (ft) Data Perhitungan : n = 120 putaran per menit = 2 putaran per detik 1) Bilangan Reynold (Nre) n.Da 2 . Nre = (Geankoplis,2003) 


2 /det 1,394558 ft  .51,88173lb/ft 3 Nre = = 11959,53733 0,000525 lb/ft.det 2) Bilangan daya (Np) 2

P.g c (Geankoplis, 2003)  .n 3 .Da 5 Untuk NRe = 11959,53733, NP = 4 (Fig 3.4-5 Geankoplis,2003) 3) Daya pengaduk (P) Np =

N P  .n 3 .Da 5 4  51,88173 lb/ft 3  2  1,394558 ft  = lbm ft gc 32,174 lbf.detik 2 = 369,0368078 Watt Dimana : 1 hp = 745,7 Watt Sehingga : 1 hp P = 369,0368078 Watt  = 0,494886 hp 745,7Watt Efisiensi 80 % 0,494886 hp P = = 0,618608032 hp 0,8 Digunakan pengaduk dengan daya 1 hp. 3

5

P=

6. Perhitungan Desain Jaket Pendingin Menghitung Jaket Pendingin Jumlah air pendingin = 1,16 kg/jam (Lampiran B) 1,16 kg/jam Vair pendingin = 998 kg/m 3 Vair pendingin = 0,001159105 m3/jam Diameter luar reaktor = diameter dalam + 2 x tebal dinding = 1,275299662 m + 2 x 0,000927859 m = 1,277055379 m Asumsi jarak jaket Diameter dalam jaket

1m = 0,126 39,73 in = 1,277055379 m + (2 x 0,126)m = 1,531055379 m

= 5 in 

Tinggi Jaket Pendingin, H = Hs = 2,072199452 m Tekanan jaket pendingin, Tekanan hidrostatis = ρgH = 998 kg/m3  9,8 m/det2  2,07219945 m = 20,266 kPa Tekanan Operasi = 20,266 kPa + 101,325 kPa = 121,591 kPa Tekanan Design = (1,2) x 121,591 kPa = 145,91032 kPa


Tebal jaket pendingin,

t =

PxR SE  0,6 P

1,531055379 t = 2 (112039,85  0,85) - (0,6  145,91032 ) 39,73 in = 0,04621 in t = 0,001173964 m  1m Faktor Korosi = 0,125 in/ tahun (Brownell dkk, 1959) Maka tebal Jaket yang dibutuhkan = 0,04621 + (0,125 x 10) = 1,296 in 1 Dipilih tebal silinder standar 1 in 2 145,91032

C.4 Evaporator I (FE-101) Fungsi : Menguapkan sisa CH2O, CH3OH, NH3,dan sebagian air dari produk reaktor Bentuk : Long-tube Vertical Evaporator Tipe : Single Effect Evaporator Jenis : 1-2 shell and tube exchanger Dipakai : 1 1/4 in OD Tube 18 BWG, panjang = 12 ft Jumlah : 1 unit Fluida panas Laju alir steam masuk = 3660,09473 kg/jam = 8069,16981 lbm/jam Temperatur awal (T1) = 150°C = 302°F Temperatur akhir (T2) = 150°C = 302°F Fluida dingin Laju alir cairan masuk Temperatur awal (t1) Temperatur akhir (t2) Panas yang diserap (Q)

= = = =

4406,5090 kg/jam = 9714,74018 lbm/jam 40°C = 104°F 101,8°C = 215,24°F 7749152,56984 kJ/jam = 7344750,60171 Btu/jam

(1) t = beda suhu sebenarnya Fluida Panas T1 = 302F T2 = 302F

Temperatur yang lebih tinggi Temperatur yang lebih rendah

T1 – T2 = 0F

Selisih

Fluida dingin t2 = 215,24F t1 = 104F t2 – t1 = 111,24F

Selisih t1 = 86,76 F t2 = 198F t2 – t1 = 111,24F

Δt 2  Δt 1 111,24   134,81653 F  Δt 2   198   ln  ln   86,76   Δt 1  T  T2 R 1 0 t 2  t1

LMTD 


t 2  t1 111,24   0,56182 T1  t 1 302  104 Maka dari grafik 18 (Kern,1965) diperoleh Ft = 1 t = Ft x LMTD = 134,81653 F (2) Tc dan tc S

T1  T2 302  302   302 F 2 2 t t 104  215, 24 tc  1 2   159,62 F 2 2 Dalam perancangan ini digunakan spesifikasi: - Diameter luar tube (OD) = 1 in Tc 

-

Jenis tube = 18 BWG

-

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

-

Panjang tube (L) = 12 ft

a. Dari Tabel 8 (Kern, 1965) heater untuk fluida panas steam dan fluida dingin light organics, diperoleh nilai UD = 100-200 Btu/jamft2F dan faktor pengotor (Rd) = 0,003 Diambil UD = 132 Btu/jamft2F Luas permukaan untuk perpindahan panas, Q 7344750,60171 Btu/jam A   412,72423ft 2 Btu U D  Δt o 132  134.81653 F jam  ft 2 o F Luas permukaan luar (a) = 0,2618 ft2/ft (Tabel 10, Kern, 1965) 2 412,72423 ft A Jumlah tube, N t    131,37 buah " La 12 ft  0,2618 ft 2 /ft b. Dari Tabel 9 (Kern, 1965) nilai yang terdekat adalah 131 tube dengan ID shell 17,25 in. c. Koreksi UD

A  L  N t  a"  12 ft  131 0,2618 ft 2 /ft  411,54960 ft 2

7344750,60171 Btu/jam Q Btu   132,37 2 A  Δt 412,72423 ft  134,81653F jam  ft 2  F Fluida dingin: sisi tube (3) Flow area tube,at’ = 0,639 in2 (Tabel 10, Kern) UD 


N t  at' (Pers. (7.48), Kern) 144  n 131  0,639  0,29066 ft 2 at  144  2 (4) Kecepatan massa: w (Pers. (7.2), Kern) Gt  at 9714,74018 Gt   33423,46908 lbm/jam.ft 2 0,29066 (5) Bilangan Reynold: Pada tc = 159,62F  = 0,999 cP = 2,41668 lb m/ft2jam (Gbr. 14, Kern) Dari tabel 10, Kern, untuk 1 in OD, 18 BWG, diperoleh : ID = 0,902 in = 0,0752 ft ID  G t Re t  (Pers.(7.3), Kern)  0,0752  33423,46908 Re t   1039,57092 2,41668 (6) Taksir jH dari Gbr. 24 Kern (1965), di peroleh jH = 100 pada Ret = 1039,57092 at 

(7)

Pada tc = 159,62F c = 0,95 Btu/lbm.F k = 0,33 Btu/jam lb m ft.F  c.     k 

1

3

 0,95  2,41668    0,33  

(Gbr.2, Kern, 1965) (Tabel 4, Kern, 1965) 1

3

 1,90902

1

(8)

hi k  c.  3  jH     t ID  k  hi 0,33  100   1,90902  838,10476 t 0.0752 hio hi ID    t  t OD

hio 0,902  838,10476   755,97049 t 1 (9) Karena viskositas rendah, maka diambil h hio  io   t t hio  755,97049  1  755,97049 Fluida panas: sisi shell (3’) Flow area shell D  C'  B 2 as  s ft 144  PT

t = 1

(Kern, 1965)

(Pers. (7.1), Kern)


Ds = Diameter dalam shell = 17,25 in B = Baffle spacing = 2 in PT = Tube pitch = 11/4 in C = Clearance = PT – OD = 11/4 – 1 = 0,25 in as 

17,25  (1/4)  2

 0,04792 ft

2

144  (1 1/4)

(4’) Kecepatan massa w Gs  as Gs 

8069,16981

(Pers. (7.2), Kern)  168400,06557

0,04792

lb m jam  ft

2

(5’) Bilangan Reynold Pada Pada tc = 302F  = 0,999 cP = 2,41668 lb m/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 = 0,060 ft D  Gs Re s  e (Pers. (7.3), Kern)  Re s 

0,060  168400,06557

 4180,94252

2,41668

(6) Taksir JH dari Gbr. 28, Kern, diperoleh JH = 48 pada Res = 4180,94252 (7’) Pada Tc = 3020F c = 0,56 Btu/lbmF k = 0,3 Btu/jam lb m ft.F  c.     k 

1

3

 0,56  2, 41668    0,3  

1

3

 1,65232

1

h k  c.  3 (8’) o  J H    s De  k  ho 0,3  48   1,65232  396,55790 s 0,06 (9’) Karena viskositas rendah, maka diambil  s = 1

(Kern, 1965)

ho   s  396,55790  1  396,55790 s (10) Clean Overall Coefficient, UC h  h o 755,970493  396,55790 U C  io   260,11166 Btu/jam.ft 2 .F h io  h o 755,970493  396,55790 (Pers. (6.38), Kern) (11) Faktor pengotor, Rd ho 


U C  U D 260,11166  132,37675   0,00371jam.ft2.ºF/Btu U C  U D 260,11166  132,37675 (Pers. (6.13), Kern) Rd hitung  Rd ketentuan, maka spesifikasi pendingin dapat diterima. Pressure drop Fluida dingin : sisi tube (1) Untuk Ret = 1039,57902 f = 0,00045 ft2/in2 (Gbr. 26, Kern) s = 1,1 (Tabel.6, Kern) t = 1 2 f  Gt  L  n (2) ΔPt  (Pers. (7.53), Kern) 5,22  1010  ID  s  φ t (0,00045)  (33423,46908) 2  (12)  (2) ΔPt  = 0,0028 psi (5,22  1010 )  (0,0752)  (1,1)  (1) Rd 

(3)

Dari Gbr. 27, Kern, 1965 pada diperoleh

V

2

= 0,05

2g'

4n V 2 . s 2g' (2).(4)  .0,05 1,1  0,00727 psi PT = Pt + Pr = 0,0028 psi + 0,00727 psi = 0,01007 psi Pt yang diperbolehkan = 10 psi ΔPr 

Fluida panas : sisi shell (1) Untuk Res = 4180,94252 f = 0,0013 ft2/in2 s =1 s = 1,1 L (2) N  1  12 x B 12 = 72 N  1  12 x 2 Ds = 17/14 = 1,43750 ft f. G 2 . D . (N  1) s s (3) P  s 10 5,22.10 . D .s.  e s

(Gbr. 29, Kern)

(Pers. (7.43), Kern)



P  s

0,0013  (168400,06557)2  (1,43750)  (72) 5,22.1010  (0,06)  (1,1)  (1)

= 1,10753 psi Ps yang diperbolehkan = 10 psi C.5 Evaporator II (FE-102) Fungsi : Menguapkan sisa CH2O, CH3OH,dan sebagian air dari produk evaporator 01 Bentuk : Long-tube Vertical Evaporator Tipe : Single Effect Evaporator Jenis : 1-2 shell and tube exchanger Dipakai : 15/16 in OD Tube 18 BWG, panjang = 10 ft Jumlah : 1 unit Fluida panas Laju alir steam masuk = 337,09843 kg/jam = 743,17871 lbm/jam Temperatur awal (T1) = 150°C = 302°F Temperatur akhir (T2) = 150°C = 302°F Fluida dingin Laju alir cairan masuk = 1574,5298 kg/jam = 3471,26215 lbm/jam Temperatur awal (t1) = 101,8°C = 215,24°F Temperatur akhir (t2) = 115,24°C = 239,43°F Panas yang diserap (Q) = 713704,79658 kJ/jam = 676458,96592 Btu/jam (3) t = beda suhu sebenarnya Fluida Panas T1 = 302F T2 = 302F


T1 – T2 = 0F

Selisih

Fluida dingin t2 = 239,43F t1 = 215,24F t2 – t1 = 24,192F

Selisih t1 = 62,568 F t2 = 86,76F t2 – t1 = 24,192F

Δt 2  Δt 1 24,192   74,00616 F  Δt 2   86,76   ln  ln  62,568   Δt1  T  T2 R 1 0 t 2  t1 t t 24,192 S 2 1   0,27884 T1  t 1 302  215,24 Maka dari grafik 18 (Kern,1965) diperoleh Ft = 1 t = Ft x LMTD = 74,00616 F (4) Tc dan tc LMTD 

Tc 

T1  T2 302  302   302 F 2 2


t 1  t 2 215,24  239, 43   227 ,336 F 2 2 Dalam perancangan ini digunakan spesifikasi: - Diameter luar tube (OD) = 1/2 in tc 

-

Jenis tube = 18 BWG

-


-


d. Dari Tabel 8 (Kern, 1965) heater untuk fluida panas steam dan fluida dingin light organics, diperoleh nilai UD = 100-200 Btu/jamft2F dan faktor pengotor (Rd) = 0,003 Diambil UD = 113 Btu/jamft2F Luas permukaan untuk perpindahan panas, Q 676458,96592 Btu/jam A   80,89006ft 2 Btu U D  Δt o 113  74,00616 F jam  ft 2 o F Luas permukaan luar (a) = 0,2618 ft2/ft (Tabel 10, Kern, 1965) 2 80,89006 ft A Jumlah tube, N t    61,79531 buah " La 10 ft  0,2618 ft 2 /ft e. Dari Tabel 9 (Kern, 1965) nilai yang terdekat adalah 62 tube dengan ID shell 10 in. f. Koreksi UD

A  L  N t  a"  10 ft  62  0,2618 ft 2 /ft  81,158 ft 2

Q 676458,96592 Btu/jam Btu   112,62694 2 A  Δt 81,158 ft  70,0061F jam  ft 2  F Fluida dingin: sisi tube (3) Flow area tube,at’ = 0,127 in2 (Tabel 10, Kern) ' N a at  t t (Pers. (7.48), Kern) 144  n 62  0,127 at   0,02734 ft 2 144  2 (4) Kecepatan massa: w (Pers. (7.2), Kern) Gt  at UD 


3471,26215  126965,13844 lbm/jam.ft 2 0,02734 (5) Bilangan Reynold: Pada tc = 227,336F  = 0,999 cP = 2,41668 lb m/ft2jam (Gbr. 14, Kern) Dari tabel 10, Kern, untuk 1/2 in OD, 18 BWG, diperoleh : ID = 0,402 in = 0,0335 ft ID  G t Re t  (Pers.(7.3), Kern)  0,0335  126965,13844 Re t   1759,98914 2,41668 (8) Taksir jH dari Gbr. 24 Kern (1965), di peroleh jH = 80 pada Ret = 1759,98914 Gt 

(9)

Pada tc = 227,336F c = 0,95 Btu/lbm.F k = 0,33 Btu/jam lb m ft.F  c.     k 

1

3

 0,95  2,41668    0,33  


3

 1,90902

1

h k  c.  3 (8) i  jH     t ID  k  hi 0,33  80   1,90902  1504,41889 t 0.0752 hio hi ID    t  t OD hio 0,902  1504,41889  1209,55279 t 1 (9) Karena viskositas rendah, maka diambil h hio  io   t t hio  1209,55279  1  1209,55279 Fluida panas: sisi shell (3’) Flow area shell Ds  C'  B 2 as  ft 144  PT Ds = Diameter dalam shell = 10 in B = Baffle spacing = 2 in PT = Tube pitch = 15/16 in C = Clearance = PT – OD = 7/16 in as 

10  (7 / 16)  2

 0,06481ft

t = 1

(Kern, 1965)

(Pers. (7.1), Kern)

2

144  (115/16)



743,17871

(Pers. (7.2), Kern) lb m

 11466,18578

0, 06481

jam  ft

2

(5’) Bilangan Reynold Pada Pada tc = 302F  = 0,999 cP = 2,41668 lb m/ft2jam [Gbr. 15, Kern] Dari Gbr. 28, Kern, untuk 1/2 in dan 15/16 tri. pitch, diperoleh de = 0,72 in. De = 0,72/12 = 0,060 ft D  Gs Re s  e (Pers. (7.3), Kern)  Re s 

0,060  11466,18578

 284,67604

2,41668

(6) Taksir JH dari Gbr. 28, Kern, diperoleh JH = 25 pada Res = 284,67604 (7’) Pada Tc = 3020F c = 0,56 Btu/lbmF k = 0,3 Btu/jam lb m ft.F  c.     k 

1

3

 0,56  2, 41668    0,3  

1

3

 1,65232

1


(Kern, 1965)

ho   s  206,54057  1  206,54057 s (10) Clean Overall Coefficient, UC h  h o 1209,55279  206,54057 U C  io  176,41614 Btu/jam.ft 2 .F h io  h o 1209,55279  206,54057 (Pers. (6.38), Kern) (11) Faktor pengotor, Rd U  U D 176,41614  112,62694 Rd  C   0,00321 jam.ft2.ºF/Btu U C  U D 176,41614  112,62694 (Pers. (6.13), Kern) Rd hitung  Rd ketentuan, maka spesifikasi pendingin dapat diterima. Pressure drop Fluida dingin : sisi tube (1) Untuk Ret = 1759,98914 f = 0,0025 ft2/in2 (Gbr. 26, Kern) s = 1,1 (Tabel.6, Kern) ho 


t = 1 (2)

ΔPt  ΔPt 

(3)

2 f  Gt  L  n 5,22  1010  ID  s  φ


t

(0,0025)  (126965,13844) 2  (10)  (2) = 0,41902 psi (5,22  1010 )  (0,03350)  (1,1)  (1)


V

2

= 0,05

2g'

4n V 2 . s 2g' (2).(4) .0,05  1,1  0,00727 psi PT = Pt + Pr = 0,41902 psi + 0,00727 psi = 0,42629 psi Pt yang diperbolehkan = 10 psi ΔPr 

Fluida panas : sisi shell (1) Untuk Res = 284,67604 f = 0,0013 ft2/in2 s =1 s = 1,1 L (2) N  1  12 x B 10 = 60 N  1  12 x 2 Ds = 10/12 = 0,8333 ft f. G 2 . D . (N  1) s s (3) P  s 10 5,22.10 . D .s.  e s

P  s

(Gbr. 29, Kern)



0,0013  (11466,18578) 2  (0,8333)  (60) 5,22.1010  (0,06)  (1,1)  (1)

= 0,00248 psi Ps yang diperbolehkan = 10 psi

C.6 Centrifuge (FF-101) Fungsi : Memisahkan kristal hexamine dari mother liquornya Tipe : Nozzle discharge centrifuge Kapasitas yang akan dipisahkan : 1296,544 kg/jam = 2858,406 lb/jam


Densitas campuran (ρcampuran) = 1319,635 kg/m3 = 82,38516 lb/ft3 Kapasitas campuran = 2858,406 / 82,38516 = 34,69564 ft3/jam Faktor keamanan = 20 % Kapasitas centrifuge = 1,2 x 34,69564 = 41,63477 ft3/jam = 41,63477 ft3/jam x 7,481 gal x (1 jam / 60 menit) = 5,191162 gpm Dari tabel 19-14 perry, di peroleh data-data sebagai berikut : Diameter bowl : 10 in Speed : 10000 rpm Hp motor : 20 hp Gaya centrifuge : RCF = 0,0000142 N2 Db Dimana : N : laju perputaran bowl Db : Diameter bowl 2 RFC = 0,0000142 x (10000) x 10 = 14200 lbf Tekanan pada dinding bowl : Ss = 4,11 x 10-10 N2 Db2 ρm Dimana : N : Laju perputaran bowl Db : Diameter bowl ρm : Densitas campuran maka: Ss = 4,11 x 10 -10 x 10000 x 10 x 82,38516 = 338,603 lb/ft min C.7 Rotary Dryer (DE-101) Fungsi : Mengurangi kadar cairan yang terikut pada hasil padatan hexamine Jenis : Steam Tube Dryer Jumlah : 1 unit Fluida panas Laju alir steam masuk = 82,21463 kg/jam = 181,25317 lbm/jam Temperatur awal (T1) = 150°C = 302°F Temperatur akhir (T2) = 150°C = 302°F Fluida dingin Laju alir cairan masuk = 1023,7412 kg/jam = 2256,97472 lbm/jam Temperatur awal (t1) = 35°C = 95°F Temperatur akhir (t2) = 45°C = 113°F Panas yang diserap (Q) = 174064,80454 kJ/jam = 164980,95325 Btu/jam (5) t = beda suhu sebenarnya Fluida Panas T1 = 302F T2 = 302F


Fluida dingin t2 = 113F t1 = 95F

Selisih t1 = 189 F t2 = 207F


Selisih

T1 – T2 = 0F

LMTD 

t2 – t1 = 18F

t2 – t1 = 18F

Δt 2  Δt1 18   197,86356 F  Δt 2   189    ln ln  207  Δt  1

T1  T2 0 t 2  t1 t t 18 S 2 1   0,08696 T1  t 1 302  95 Maka dari grafik 18 (Kern,1965) diperoleh Ft = 1 t = Ft x LMTD = 197,86356 F (6) Tc dan tc R

T1  T2 302  302   302 F 2 2 t  t 2 95  113 tc  1   104 F 2 2 Dalam perancangan ini digunakan spesifikasi: - Diameter luar tube (OD) = 1/2 in Tc 

-

Jenis tube = 18 BWG

-


-

Panjang tube (L) = 2,5 ft

g. Dari Tabel 8 (Kern, 1965) heater untuk fluida panas steam dan fluida dingin light organics, diperoleh nilai UD = 100-200 Btu/jamft2F dan faktor pengotor (Rd) = 0,003 Diambil UD = 107 Btu/jamft2F Luas permukaan untuk perpindahan panas, Q 164980,95325 Btu/jam A   7,79263ft 2 Btu U D  Δt o 107  197,86356 F jam  ft 2 o F Luas permukaan luar (a) = 0,1309 ft2/ft (Tabel 10, Kern, 1965) 2 7,79263 ft A Jumlah tube, N t    23,81248 buah " La 2,5 ft  0,1309 ft 2 /ft h. Dari Tabel 9 (Kern, 1965) nilai yang terdekat adalah 24 tube dengan ID shell 8 in. i.

Koreksi UD


A  L  N t  a"  2,5 ft  24  0,1309 ft 2 /ft  7,854 ft 2 Q 164980,95325 Btu/jam Btu   106,16396 2 A  Δt 7,854 ft  197,86356F jam  ft 2  F Dari tabel 12-22 (perry, 1999) untuk kondisi operasi di atas diperoleh : Diameter rotary dryer : 0,965 m Panjang rotary dryer : 4,572 m Putaran rotary dryer : 6 r/min Daya motor : 2,2 hp Tube steam OD : 114 Jumlah tube steam : 14 UD 

C.8 Steam Ejector I (EJ-101) Fungsi : Memvakumkan evaporator hingga 0,1 atm Jenis : Steam jet ejector Bahan Konstruksi : Stainless steel Jumlah : 1 unit Perhitungan perencanaan desain steam ejector : 2,2046 lb Laju bahan masuk (F) = 2831,979 kg/jam  = 6243,381 lb/jam 1 kg 14,696 lbf/in 2 = 1,46896 lbf/in2 1 atm 14,5038 lbf/in 2 = 69,04181 lbf/in2 Tekanan steam masuk (Poa) = 4,698 bar  1 atm Diambil kompresi maksimum (Po3/Pob) = 6 (Perry, 2008) Sehingga : (Pob/ Poa) = 1,46896 / 69,04181 (Perry, 2008) (Pob/ Poa) = 0,021286 Lalu diplotkan pada grafik fig. 10-100 hal. 10-58 Perry, 2008. Didapatkan area optimum : 15, dengan wb/wa = 0,11 lb bahan masuk/ 1 lb steam. laju bahan masuk 6243,381lb/jam Maka jumlah steam yang dibutuhkan : = 0,11 lb 0,11 lb 1 kg = 56758,01 lb/jam  = 25745,26 kg/jam 2,2046 lb

Tekanan bahan masuk (Pob) = 0,1 atm 


Gambar LC. Steam ejector (www.s-k.com, 2010) Untuk ukuran dan dimensi steam ejector dapat dilihat pada tabel dibawah ini : Tabel LC. Ukuran dan Dimensi Standar Steam Ejector.

(Sumber, www.s-k.com, 2010) Maka dipilih steam nozzle 3 in, maka di dapat : - Panjang total steam ejector (A) - Panjang diffuser body (B) - Panjang booster body (C)

43 in 64 7 = 26 in 16 15 = 5 in 16

= 31

- Lebar Suction Chamber (D) - Diameter lubang inlet bahan masuk (E) - Diameter lubang discharge (F) - Diameter lubang inlet steam (G)

5 = 4 in 8 = 3 in = 3 in = 2 in

C.9 Steam Ejector II (EJ-102) Fungsi : Memvakumkan evaporator hingga 0,1 atm Jenis : Steam jet ejector Bahan Konstruksi : Stainless steel Jumlah : 1 unit Perhitungan perencanaan desain steam ejector : 2,2046 lb Laju bahan masuk (F) = 277,9855 kg/jam  = 612,8468 lb/jam 1 kg 14,696 lbf/in 2 Tekanan bahan masuk (Pob) = 0,1 atm  = 1,46896 lbf/in2 1 atm 14,5038 lbf/in 2 Tekanan steam masuk (Poa) = 4,698 bar  = 69,04181 lbf/in2 1 atm Diambil kompresi maksimum (Po3/Pob) = 6 (Perry, 2008) Sehingga : (Pob/ Poa) = 1,46896 / 69,04181 (Perry, 2008) (Pob/ Poa) = 0,021286 Lalu diplotkan pada grafik fig. 10-100 hal. 10-58 Perry, 2008. Didapatkan area optimum : 15, dengan wb/wa = 0,11 lb bahan masuk/ 1 lb steam. laju bahan masuk 612,8468 lb/jam Maka jumlah steam yang dibutuhkan : = 0,11 lb 0,11 lb 1 kg = 5571,335 lb/jam  = 2527,141 kg/jam 2,2046 lb


Gambar LC. Steam ejector (www.s-k.com, 2012) Untuk ukuran dan dimensi steam ejector dapat dilihat pada tabel dibawah ini : Tabel LC. Ukuran dan Dimensi Standar Steam Ejector.

(Sumber, www.s-k.com, 2010) Maka dipilih steam nozzle 2 1/2 in, maka di dapat : 41 in 64 1 22 in 16 37 4 in 64 7 3 in 8 1 2 in 2 1 2 in 2 1 1 in 2

- Panjang total steam ejector (A)

= 26

- Panjang diffuser body (B)

=

- Panjang booster body (C)

=

- Lebar Suction Chamber (D)

=

- Diameter lubang inlet bahan masuk (E)

=

- Diameter lubang discharge (F)

=

- Diameter lubang inlet steam (G)

=

C.10 Screw Conveyor (SC-101) Fungsi : Mengangkut cake dari centrifuge untuk diumpankan ke rotary dryer Jenis : horizontal screw conveyor Bahan konstruksi : carbon steel


Kondisi operasi

: Temperatur = 40°C Tekanan = 1 atm Jarak angkut : 10 m Laju alir : 1010,101 kg/jam = 0,280584 kg/s = 226,903 lb/jam Densitas : 1329,339 kg/m3 = 82,99098 lb/ft3 Direncanakan dalam 1 proses cukup ditempuh 1/12 jam kerja (5 menit) Laju alir volumetrik : 3 3 F 11084.83 Q   226,903 = 26,83308 136.5865 ft ft 3/jam / jam= 0,007454 ft /sekon  81 .15614 82,99098 1 = 0,089444 ft3/sekon = 0,007454 1 / 12 Daya conveyor : C xLxWxF P= 33.000 Dimana: C = kapasitas conveyor (ft3/sekon) L = panjang conveyor (ft) W= berat material (lb/ft3) = 40 lb/ft3 (Walas, 1988) F = Faktor material = 2 (Walas, 1988) 0,089444 ft 3 / sekon  32,808 ft  40lb / ft 3  2 P=  0,007114 Hp 33.000 Digunakan daya conveyor standar 0,007114 Hp.

C.11 Cooler (E-103) Fungsi : untuk menurunkan suhu dari evaporator ke centrifuge Bentuk : Long-tube Vertical Evaporator Tipe : Single Effect Evaporator Jenis : 1-2 shell and tube exchanger Dipakai : 1 1/4 in OD Tube 18 BWG, panjang = 9 ft Jumlah : 1 unit Fluida panas Laju alir steam masuk = 1296,54432 kg/jam = 2858,40587 lbm/jam Temperatur awal (T1) = 115,24°C = 239,432°F Temperatur akhir (T2) = 35°C = 95°F Fluida dingin Laju alir cairan masuk = 1447,0425 kg/jam = 3190,19927 lbm/jam Temperatur awal (t1) = 30°C = 86°F Temperatur akhir (t2) = 60°C = 140°F Panas yang diserap (Q) = 184839,006 kJ/jam = 175192,88571 Btu/jam (7) t = beda suhu sebenarnya Fluida Panas T1 = 239,432F T2 = 95F


T1 – T2 = 0F

Selisih

Fluida dingin t2 = 140F t1 = 86F t2 – t1 = 54F

Selisih t1 = 99,432 F t2 = 9F t2 – t1 = -90,432F


Δt 2  Δt1 - 90,432   737,64472 F  Δt 2   9   ln  ln 99,432 Δt    1 T  T2 R 1  2,67467 t 2  t1 t t 54 S 2 1   0,35195 T1  t 1 239,432  86 Maka dari grafik 18 (Kern,1965) diperoleh Ft = 1 t = Ft x LMTD = 37,64472 F (8) Tc dan tc LMTD 

T1  T2 239,432  95   167 ,216 F 2 2 t  t 2 86  140 tc  1   113 F 2 2 Dalam perancangan ini digunakan spesifikasi: - Diameter luar tube (OD) = 1/2 in Tc 

-

Jenis tube = 18 BWG

-

Pitch (PT) = 15/16 in triangular pitch

-


j.

Dari Tabel 8 (Kern, 1965) cooler untuk fluida panas steam dan fluida dingin light organics, diperoleh nilai UD = 75-150 Btu/jamft2F dan faktor pengotor (Rd) = 0,003

Diambil UD = 76 Btu/jamft2F Luas permukaan untuk perpindahan panas, Q 175192,88571 Btu/jam A   61,23487ft 2 Btu U D  Δt 76  37,64472o F 2 o jam  ft  F Luas permukaan luar (a) = 0,1309 ft2/ft (Tabel 10, Kern, 1965) 61,23487 ft 2 A Jumlah tube, N t    51,97765 buah L  a " 9 ft  0,1309 ft 2 /ft k. Dari Tabel 9 (Kern, 1965) nilai yang terdekat adalah 52 tube dengan ID shell 10 in. l.

Koreksi UD

A  L  Nt  a"  9 ft  52  0,1309 ft 2 /ft  61,26120 ft 2


175192,88571 Btu/jam Q Btu   75,96734 2 A  Δt 61,26120 ft  37,64472F jam  ft 2  F Fluida dingin: sisi tube (3) Flow area tube,at’ = 0,127 in2 (Tabel 10, Kern) ' N a (Pers. (7.48), Kern) at  t t 144  n 52  0,127 at   0,02293 ft 2 144  2 (4) Kecepatan massa: w (Pers. (7.2), Kern) Gt  at 3190,19927 Gt   139124,37743 lbm/jam.ft 2 0,02293 (5) Bilangan Reynold: Pada tc = 113F  = 0,999 cP = 2,41668 lb m/ft2jam (Gbr. 14, Kern) Dari tabel 10, Kern, untuk 1/2 in OD, 18 BWG, diperoleh : ID = 0,902 in = 0,07517 ft ID  G t Re t  (Pers.(7.3), Kern)  0,07517  139124,37743 Re t   4327,22239 2,41668 (10) Taksir jH dari Gbr. 24 Kern (1965), di peroleh jH = 30 pada Ret = 4327,22239 UD 

(11) Pada tc = 113F c = 0,95 Btu/lbm.F k = 0,33 Btu/jam lb m ft.F  c.     k 

1

3

 0,95  2,41668    0,33  


3

 1,90902

1

h k  c.  3 (8) i  jH     t ID  k  hi 0,33  30   1,90902  251,43143 t 0.0752 hio hi ID    t  t OD hio 0,902  251,43143   453,58230 t 1/ 2 (9) Karena viskositas rendah, maka diambil h hio  io   t t hio  453,58230  1  453,58230

t = 1

(Kern, 1965)


Fluida panas: sisi shell (3’) Flow area shell D  C'  B 2 as  s ft 144  PT Ds = Diameter dalam shell = 10 in B = Baffle spacing = 2 in PT = Tube pitch = 15/16 in C = Clearance = PT – OD = 7/16 in as 

10  (7 / 16)  2

 0,06481ft

(Pers. (7.1), Kern)

2

144  (115/16)


2858,40587

(Pers. (7.2), Kern)  44101,11919

0, 06481

lb m jam  ft

2

(5’) Bilangan Reynold Pada Pada tc = 167,216F  = 0,999 cP = 2,41668 lb m/ft2jam [Gbr. 15, Kern] Dari Gbr. 28, Kern, untuk 1/2 in dan 15/16 tri. pitch, diperoleh de = 0,72 in. De = 0,72/12 = 0,060 ft D  Gs (Pers. (7.3), Kern) Re s  e  Res 

0,060  44101,11919

 1094,91789

2,41668

(6) Taksir JH dari Gbr. 28, Kern, diperoleh JH = 20 pada Res = 1094,91789 (7’) Pada Tc = 167,2160F c = 0,56 Btu/lbmF k = 0,3 Btu/jam lb m ft.F  c.     k 

1

3

 0,56  2, 41668    0,3  

1

3

 1,65232

1


(Kern, 1965)

ho   s  165,23246  1  165,23246 s (10) Clean Overall Coefficient, UC h  h o 453,58230  165,23246 U C  io  121,11301 Btu/jam.ft 2 .F h io  h o 453,58230  165,23246 ho 


(Pers. (6.38), Kern) (11) Faktor pengotor, Rd U  U D 121,11301  75,96734 Rd  C   0,00491jam.ft2.ºF/Btu U C  U D 121,11301 75,96734 (Pers. (6.13), Kern) Rd hitung  Rd ketentuan, maka spesifikasi pendingin dapat diterima. Pressure drop Fluida dingin : sisi tube (1) Untuk Ret = 4327,22239 f = 0,00045 ft2/in2 (Gbr. 26, Kern) s = 1,1 (Tabel.6, Kern) t = 1 2 f  Gt  L  n (2) ΔPt  (Pers. (7.53), Kern) 5,22  1010  ID  s  φ t (0,00045)  (139124,37743) 2  (9)  (2) ΔPt  = 0,03632 psi (5,22  1010 )  (0,07517)  (1,1)  (1) (3)


V

2

= 0,05

2g'

4n V 2 . s 2g' (2).(4)  .0,05 1,1  0,00727 psi PT = Pt + Pr = 0,03632 psi + 0,00727 psi = 0,04360 psi Pt yang diperbolehkan = 10 psi ΔPr 

Fluida panas : sisi shell (1) Untuk Res = 1094,91789 f = 0,0013 ft2/in2 s =1 s = 1,1 L (2) N  1  12 x B 9 N  1  12 x = 54 2 Ds = 10/12 = 0,8333 ft f. G 2 . D . (N  1) s s (3) P  s 10 5,22.10 . D .s.  e s

(Gbr. 29, Kern)




P  s

0,0013  (44101,11919) 2  (0,8333)  (54) 5,22.1010  (0,06)  (1,1)  (1)

= 0,03302 psi Ps yang diperbolehkan = 10 psi

C.12 Bucket Elevator (BE-101) Fungsi : Mengangkut produk hexamine padatan dari SC menuju silo Jenis : Centrifugal discharge buckets Bahan : Carbon Steel Jumlah : 1 unit Temperatur : 30 OC (303 OK) Tekanan : 1 atm

Gambar LC. 8 Centrifugal discharge buckets (Sumber : Perry dkk, 1999) Perhitungan desain bucket elevator maka diperoleh : a) Spesifikasi peralatan Laju bahan yang diangkut (F) = 1010,1010 kg/jam = 0,280584 kg/det Faktor kelonggaran (fk) = 12 % (Perry dkk, 1999) Kapasitas = (1 + 0,12) x 1010,1010 kg/jam = 1131,313 kg/jam = 0,314254 kg/det Untuk bucket elevator dengan kapasitas  14 ton/jam, spesifikasi peralatan sebagai berikut (Perry dkk, 1999) : 1) Tinggi elevator = 25 ft = 7,6196 m 2)

Ukuran bucket

= 102 in = 2,5908 m

3)

Jarak antar bucket

= 12 in = 0,3048 m

4)

Kecepatan bucket

= 225 ft/menit = 68,5766 m/menit

5)

Kecepatan putaran

= 1,1429 m/det = 43 putaran per menit

6)

Lebar belt

= 7 in = 0,1778 m =17,78 cm

b) Power bucket elevator (P) P  0,07 m 0,63 ΔZ

(Peters, 2004)


Dimana:

P = Daya (kW)

m = Laju alir massa (kg/det) ∆Z = Tinggi conveyor (m) 1,341hp P = 0,257227kW x = 0,344942 hp 1 kW Digunakan daya motor standar 0,4 hp C.13 Pompa (J-101) Fungsi : Mengalirkan larutan formaldehid 37% dari tangki penyimpanan ke dalam Reaktor Jenis Jumlah

: pompa sentrifugal : 1 unit

Kondisi operasi: Tekanan : 11,5 atm = 169,0040 Psi Temperatur : 35ºC = 308,15 K Laju alir massa : F = 3623,99661 kg/jam = 2,2193 lbm/detik Data komposisi komponen: Formaldehid : 37 % -

Air

: 62,5 %

-

Methanol

: 0,5 %

Densitas campuran: ρ = (1,119 + 0,003(F – 45) – 0,0027.M) (1,0 + 0,00055(55 – T) (Othmer, 1999) Dimana: F = formaldehid M = methanol T = temperatur ρcampuran = (1,119 + 0,003(37 – 45) – 0,0027(0,5)) (1,0 + 0,00055(55 – 35) = 1105,68 kg/m3 = 69,02761 lbm/ft3 Viskositas campuran: campuran = 1,28 + 0,039 F + 0,05 M – 0,024T (Othmer, 1999) = 1,28 + 0,039 (37) + 0,05 M – 0,024(35) = 1,908 cP = 4,615643 lbm ft/jam = 0,001908 Pa.s Laju alir volumetrik, Q: F 3623,99661kg/jam = 3,27762 m3/jam Q = =  1105,68 kg/m 3 = 9,1 10-4 m3/detik = 0,032151 ft3/detik Laju alir volume pompa sentrifugal berkisar dari 6,67 x 10 -5 sampai dengan 3 6,3 m /detik (Geankoplis, 1997). Maka dengan nilai Q di atas dapat menggunakan pompa sentrifugal. Perencenaan pompa: Penentuan diameter optimum untuk pipa: Diameter pipa optimum dihitung dengan persamaan: Di = 3,9 x Q0,45 x ρ0,13 .............................................................. (Walas, 1988) Dimana D dalam inchi, Q dalam ft3/s dan ρ dalam lb/ft3.


Di = 3,9 x (0,032151)0,45 x (69,02761)0,13 = 1,44 in

Ukuran spesifikasi pipa

(Geankoplis, 1997)

-

Ukuran pipa nominal

: 1 1/2 in

-

Schedule pipa

: 40

-

Diameter dalam (ID)

: 1,610 in = 0,1342 ft = 0,0409 m

-

Diameter luar (OD)

: 1,900 in = 0,1583 ft = 0,0483 m

-

Luas penampang dalam (At)

: 0,01414 ft2 = 13,13 x 10-4 m2

-

Bahan konstruksi

: commercial steel

Kecepatan alir linear fluida, v: v=

(Timmerhause, 1991)

= 0,693412 m/detik Bilangan Reynold, NRe: NRe =

(Geankoplis, 1997)

= 16434,8405 Karena NRe > 2100, maka aliran turbulen Untuk pipa Commercial Steel, harga ε = 0,000046 m (Geankoplis, 2003) Pada NRe = 16434,8405dan ε/D = 0,000046 m / 0,0409 m = 0,001125 diperoleh harga faktor fanning, f = 0,0065 (Fig.2.10.3) (Geankoplis, 2003) Friction Loss 1. Contraction loss pada keluaran tangki Kc = 0.55 hc = kc

= 0,55 (1-0)

= 0,55

= 0,13222537 J/kg

2. Friction pada pipa lurus Panjang pipa lurus = 60 m Ff = 4f

= 4(0,0065)

= 9,16966311 J/kg

3. Friction pada 2 buah elbow 90 o hf = n.kf

= 2.(0,75)

= 8,81698376 J/kg

4. Friction pada 1 buah check valve


hf = n.kf

= 1.(2)

= 11,7559783 J/kg

5. Expansion loss pada tank entrance hex = kex

=1

= 0,24040976 J/kg

Sehingga total frictional loss, ΣF: ΣF = (0,13222537 + 9,16966311 + 8,81698376 + 11,7559783 + 0,24040976) = 30,1152603 J/kg Energi mekanik yang diterima fluida, Ws: Ws =

............................. (Geankoplis, 1997)

Dimana: .............................................................................................................. diameter pipa konstan, v1 = v2 .............................................................................................................. selisih tinggi pipa, .............................................................................................................. tekanan konstan, p 2 = p1 Sehingga, -Ws =

= 60,0332603 J/kg

Energi pompa, Wp: Ws = -η. Wp Jika efisiensi pompa 75%, maka: Wp = = 80,0443471 J/kg

(Geankoplis, 1997)

Daya pompa, P: P = m.Wp (Geankoplis, 1997) Laju lair massa, m = 3623,99661 kg/jam = 1,00666572 kg/detik Sehingga daya pompa adalah: P = 1,00666572 kg/detik x 80,0443471 J/kg = 80,5779007 kW = 0,0805779 hp Dipilih pompa dengan daya 1/12 hp C.14 Pompa (J-102) Fungsi : Mengalirkan larutan amonia dari tangki penyimpanan ke dalam Reaktor Jenis Jumlah


Kondisi operasi:


Tekanan : 11,5 atm Temperatur : 35ºC = 308,15 K Laju alir massa : F = 509,174694 kg/jam = 0,6159 lbm/detik Data komposisi komponen: Ammonia : 99,5 % Air

-

: 0,5 %

Data densitas komponen: - Ammonia : 587 kg/m3 -

: 993,965 kg/m3

Air

Densitas campuran: ρcampuran = 0,995(587 kg/m3) + 0,005(993,965 kg/m3) ρcampuran = 586,0529 kg/m3 = 36,58728 lbm/ft3 Data viskositas komponen: Ammonia Air

-

: 0,0001 kg/m.s

: 0,000723 kg/m.s

Viskositas campuran: - campuran = 0,995(0,0001 kg/m.s) + 0,005(0,000723 kg/m.s) = 0,000103 kg/m.s

Laju alir volumetrik, Q: F 509,174694 kg/jam Q = = = 0,86882032 m3/jam 3  586,0529 kg/m = 2,4134 x 10 -4 m3/detik = 8,5224 x 10 -3 ft3/detik Laju alir volume pompa sentrifugal berkisar dari 6,67 x 10 -5 sampai dengan 3 6,3 m /detik (Geankoplis, 1997). Maka dengan nilai Q di atas dapat menggunakan pompa sentrifugal. Perencenaan pompa: Penentuan diameter optimum untuk pipa: Diameter pipa optimum dihitung dengan persamaan: Di = 3,9 x Q0,45 x ρ0,13 .............................................................. (Walas, 1988) Dimana D dalam inchi, Q dalam ft3/s dan ρ dalam lb/ft3. Di = 3,9 x (8,5224 x 10 -3)0,45 x (69,02761)0,13 = 0,72954 in


(Geankoplis, 1997)

-

Ukuran pipa nominal

: 3/4 in

-

Schedule pipa

: 40


-

Diameter dalam (ID)

: 0,824 in = 0,0687 ft = 0,0209 m

-

Diameter luar (OD)

: 1,050, in = 0,0875 ft = 0,0267 m

-


: 0,00371 ft2 = 3,441 x 10-4 m2

-

Bahan konstruksi

: commercial steel


(Timmerhause, 1991)


(Geankoplis, 1997)

= 83311,3319 Karena NRe > 2100, maka aliran turbulen Untuk pipa Commercial Steel, harga ε = 0,000046 m (Geankoplis, 2003) Pada NRe = 83311,3319 dan ε/D = 0,000046 m / 0,0209 m = 0,001125 diperoleh harga faktor fanning, f = 0,007 (Fig.2.10.3) (Geankoplis, 2003) Friction Loss 1. Contraction loss pada keluaran tangki Kc = 0.55 = 0,55 (1-0) hc = kc

= 0,55

= 0,13528 J/kg


= 4(0,007)

= 19,77054 J/kg

3. Friction pada 2 buah elbow 90o hf = n.kf

= 2.(0,75)

= 17,65227 J/kg

4. Friction pada 1 buah check valve hf = n.kf

= 1.(2)

= 23,53636 J/kg


=1

= 0,24595 J/kg

Sehingga total frictional loss, ΣF: ΣF = (0,13528 + 23,53636 + 19,77054 + 17,65227 + 0,24595) = 61,34040 J/kg Energi mekanik yang diterima fluida, Ws:


Ws =

............................. (Geankoplis, 1997)


= 91,2584037 J/kg


(Geankoplis, 1997)

Daya pompa, P: P = m.Wp (Geankoplis, 1997) Laju lair massa, m = 509,174694 kg/jam = 0,14144 kg/detik Sehingga daya pompa adalah: P = 0,14144 kg/detik x 121,677872 J/kg = 0,0172098 hp Dipilih pompa dengan daya 1/24 hp C.15

Pompa (J-107) Fungsi : mengalirkan fluida menuju Evaporator I Laju alir massa: F = 4133,7052 kg/jam Densitas : ρ = 1071,7907 kg/m3 Viskositas gas : μ = Laju alir volumetric, Q: Q=

=

= 3,85682 m3/jam = 1,0713 x 10-3 m3/detik Perencanaan pipa: Perencenaan pompa: Penentuan diameter optimum untuk pipa: Diameter pipa optimum dihitung dengan persamaan: Di = 3,9 x Q0,45 x ρ0,13 .............................................................. (Walas, 1988) Dimana D dalam inchi, Q dalam ft3/s dan ρ dalam lb/ft3, Di = 3,9 x (1,0713 x 10 -3)0,45 x (66,9119)0,13


= 1,54 in Ukuran spesifikasi pipa

(Geankoplis, 1997)

-

Ukuran pipa nominal

: 1 1/2 in

-

Schedule pipa

: 40

-

Diameter dalam (ID)

: 1,610 in = 0,1342 ft = 0,0409 m

-

Diameter luar (OD)

: 1,900 in = 0,1583 ft = 0,0483 m

-


: 0,01414 ft2 = 13,13 x 10-4 m2

-

Bahan konstruksi

: commercial steel


(Timmerhause, 1991)


(Geankoplis, 1997)

= 9964,917893 Karena NRe > 2100, maka aliran turbulen Untuk pipa Commercial Steel, harga ε = 0,000046 m (Geankoplis, 2003) Pada NRe = 7474,68844 dan ε/D = 0,000046 m / 0,0409 m = 0,001125 diperoleh harga faktor fanning, f = 0,0087 (Fig,2,10,3) (Geankoplis, 2003) Friction Loss 6. Contraction loss pada keluaran tangki Kc = 0,55 hc = kc

= 0,55 (1-0)

= 0,55

= 0,183086895 J/kg


= 4(0,0087)

= 22,65898718 J/kg

8. Friction pada 2 buah elbow 90 o hf = n,kf

= 2,(0,75)

= 12,20850603 J/kg

9. Friction pada 1 buah check valve hf = n,kf

= 1,(2)

= 16,27800803 J/kg



=1

= 0,332885264 J/kg

Sehingga total frictional loss, ΣF: ΣF = (0,183086895 + 22,65898718 + 12,20850603 + 16,27800803 + 0,332885264) = 51,66147 J/kg C.16

Kondensor (E-102) Fungsi : Menurunkan temperature campuran serta mengubah fasanya menjadi cair Jenis : 2-4 shell and tube exchanger Dipakai : 1 in OD Tube 18 BWG, panjang = 12 ft, 4 pass Fluida panas Laju alir umpan masuk (W) = 2831,9790 kg/jam = 6243,4776 lb m/jam Temperatur awal (T1) = 100,4 °C = 212,72°F Temperatur akhir (T2) = 30°C = 86°F Fluida dingin Laju alir fluida dingin (w) = 10315,35471 kg/jam = 22741,5832 lbm/jam Temperatur awal (t1) = 28°C = 82,4°F Temperatur akhir (t2) = 60°C = 140°F Panas yang diserap (Q) = 6327182,8547 kJ/jam = 5996988,6591 Btu/jam 1. Δt = beda suhu sebenarnya Fluida panas Fluida dingin Selisih T1=212,72°F

T yang lebih tinggi

t2=140°F

Δt2 = 72,72 °F

T2=86°F

T yang lebih rendah

t1=82,4°F

Δt1 = 3,6 °F

T1-T2=126,72°F

Selisih

t1-t2=57,6°F

Δt1 – Δt2 = -69,12 °F

Δt 2  Δt 1 69,12   2 2 ,9964 F  Δt 2   72,72  ln    ln   3,6   Δt 1  T  T2 126,72 R 1   2,2 t 2  t1 57,6 t t 57,6 S 2 1   0,4420 T1  t 1 212,72  86 FT = 0,92 Maka t = FT x LMTD = 0,88 x 31,1944 = 28,6988 F 2. Tc dan tc LMTD 

Tc 

(Gbr. 19, Kern)

T1  T2 212,72  86   149,36 F 2 2


t 1  t 2 82,4  140   111,2 F 2 2 Dalam perancangan ini digunakan kondensor dengan spesifikasi: - Diameter luar tube (OD) = 1 in tc 

- Jenis tube = 18 BWG - Pitch (PT) = 11/4 in triangular pitch - Panjang tube (L) = 12 ft a. Dari Tabel 8, hal. 840, Kern, 1965, kondensor untuk fluida panas light organics dan fluida dingin air, diperoleh UD = 75 – 150, faktor pengotor (Rd) = 0,003 Diambil UD = 150 Btu/jamft2F Luas permukaan untuk perpindahan panas, Q 5996988,6591 Btu/jam A   1889,7029 ft 2 Btu U D  Δt o 150  21,1567 F jam.ft 2 .o F Luas permukaan luar (a) = 0,2618 ft2/ft (Tabel 10, Kern) 2 A 1889,7029 ft Jumlah tube, N t    601,5097 buah " La 12 ft  0,2618 ft 2 /ft b. Dari Tabel 9, hal 842, Kern, 1965, nilai yang terdekat adalah 608 tube dengan ID shell 35 in. c. Koreksi UD

A  L  Nt  a"  12 ft  608  0,2618 ft2/ft  1910,09280 ft 2 Q 5996988,6591 Btu/jam Btu UD    148,39878 A  Δt 1910,09280 ft 2  21,1567F jam.ft 2 .F Fluida dingin: sisi tube (3) Flow area tube,at’ = 0,639 in2 (Tabel 10, Kern) N t  at' at  (Pers. (7.48), Kern) 144  n 608  0,639 at   0,6745 ft 2 144  4 (4) Kecepatan massa: w (Pers. (7.2), Kern) Gt  at 22741,5832 Gt   33716,2093 lbm/jam.ft 2 0,6745


(5) Bilangan Reynold: Pada tc = 111,2F  = 0,0120 cP = 0,0290 lb m/ft2jam (Gbr. 14, Kern) Dari tabel 10, Kern, untuk 1 in OD, 18 BWG, diperoleh : ID = 0,902 in = 0,0752 ft ID  G t Re t  (Pers.(7.3), Kern)  0,07523  33716,2093 Re t   87302,9593 0.0290 (12) Taksir jH dari Gbr. 24 Kern (1965), diperoleh jH = 1000 pada Ret = 87302,9593 (13) Pada tc = 111,2F c = 0,46 Btu/lbm.F k = 0,3680 Btu/jam lb m ft.F  c.     k 

1

3

 0.46  0,0120    0,3680  

1

(Gbr.2, Kern, 1965) (Tabel 4, Kern, 1965)

3

 0,3311

1

h k  c.  3 (8) i  jH     t ID  k  hi 0,3680  1000   0,3311  1620,8303 t 0.0752 hio hi ID    t  t OD hio 0,902  1620,8303  1461,9890 1 t (9) Karena viskositas rendah, maka diambil h hio  io   t t hio  1461,9890  1  1461,9890 Fluida panas: sisi shell (3’) Flow area shell D  C'  B 2 as  s ft 144  PT Ds = Diameter dalam shell = 35 in B = Baffle spacing = 7 in PT = Tube pitch = 11/4 in C = Clearance = PT – OD = 11/4 – 1 = 0,25 in 35  0,25  7 as   0,34028 ft 2 144  1,25 (4’) Kecepatan massa

t = 1

(Kern, 1965)

(Pers. (7.1), Kern)


w (Pers. (7.2), Kern) as 6243,4776 Gs   18348,1789 lb m/jam.ft2 0,34028 (5’) Bilangan Reynold Pada Tc = 149,36 0F  = 0,0092 cP = 0,0223 lbm/ft2jam Dari Gbr. 28, Kern, untuk 1 in dan 1 1/4 square pitch, diperoleh De = 0,99 in. De = 0,99/12 = 0,0825 ft D  Gs Re s  e (Pers. (7.3), Kern)  0,0825  18348,1789 Re s   68015,0883 0,0223 (6) Taksir JH dari Gbr. 28, Kern, diperoleh JH = 670 pada Res = 68015,0883 (7’) Pada Tc = 149,36 0F c = 32,76 Btu/lb mF k = 0,0098 Btu/jam lb m ft.F Gs 

 c.     k 

1

3

 32,76  0,0223    0,0098  

1

3

 4, 2349

1

h k  c.  3 (8’) o  J H    s De  k  ho 0,0098  679   4,2349  330,1644 s 0,0825 (Kern, 1965) (9’) Karena viskositas rendah, maka diambil  s = 1 h ho  o   s  330,1644  1  330,1644 s (10) Clean Overall Coefficient, UC h  h o 1461,9890  330,1644 U C  io   269,3389 Btu/jam.ft 2 .F h io  h o 1461,9890  330,1644 (Pers. (6.38), Kern) (11) Faktor pengotor, Rd U  U D 269,3389  148,39878 Rd  C   0,003 jam.ft2.ºF/Btu U C  U D 269,3389  148,39878 (Pers. (6.13), Kern) Rd hitung  Rd ketentuan, maka spesifikasi pendingin dapat diterima. Pressure drop Fluida dingin : sisi tube (1) Untuk Ret = 87302,9593 f = 0,00013 ft2/in2 s = 0,89 t = 1

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


(2)

2 f  Gt  L  n ΔPt  5,22  1010  ID  s  φ ΔPt 

(3)


t

(0,00013)  (33716,2093) 2  (12)  (4) = 0,002 psi (5,22  1010 )  (0,0752)  (0,89)  (1)


V

2

= 0,05

2g'

4n V 2 . s 2g' (4).(4) .0,05  0,89  0,8989 psi PT = Pt + Pr = 0,002 psi + 0,8989 psi = 0,9009 psi Pt yang diperbolehkan = 10 psi ΔPr 

Fluida panas : sisi shell (1) Untuk Res = 68015,0883 f = 0,0019 ft2/in2 s =1 s = 0,033 L (2) N  1  12 x B 12 = 20,5714 N  1  12 x 7 Ds = 35/12 = 2,91667 ft f. G 2 . D . (N  1) s s (3) P  s 10 5,22.10 . D .s.  e s

P  s

(Gbr. 29, Kern)



0,0019  (18348,1789) 2  (2,91667)  (20,5714) 5,22.1010  (0,0825)  (0,033)  (1)

= 0,2701psi Ps yang diperbolehkan = 10 psi C.17

Kondensor (E-103) Fungsi : Menurunkan temperature campuran serta mengubah fasanya menjadi cair Jenis : 2-4 shell and tube exchanger Dipakai : 1 in OD Tube 18 BWG, panjang = 12 ft, 4 pass Fluida panas Laju alir umpan masuk (W) = 277,9855 kg/jam = 612,8563 lb m/jam


Temperatur awal (T1) Temperatur akhir (T2) Fluida dingin Laju alir fluida dingin (w) Temperatur awal (t1) Temperatur akhir (t2) Panas yang diserap (Q) 1. Δt = beda suhu sebenarnya Fluida panas

= 100,4 °C = 30°C = = = =

= 212,72°F = 86°F

1010,6572 kg/jam = 2228,1293 lb m/jam 28°C = 82,4°F 60°C = 140°F 126736,4086 kJ/jam = 120122,4656 Btu/jam Fluida dingin t2=140°F

Selisih Δt1 = 3,6°F

T1=212,72°F

T yang lebih tinggi

T2=86°F

T yang lebih rendah t1=82,4°F

Δt2 = 72,72 °F

T1-T2=126,72F

Selisih

Δt1 – Δt2 = -69,12°F

t1-t2=57,6°F

Δt 2  Δt 1 69,12   2 2 ,9964 F  Δt 2   72,72  ln    ln   3,6   Δt 1  T  T2 126,72 R 1   2,2 t 2  t1 57,6 t t 57,6 S 2 1   0,4420 T1  t 1 212,72 - 82,4 FT = 0,90 Maka t = FT x LMTD = 0,90 x 22,9964 = 20,6968 F 2. Tc dan tc LMTD 

(Gbr. 19, Kern)

T1  T2 212,72  86   149,36 F 2 2 t t 82,4  140 tc  1 2   111,2 F 2 2

Tc 

Dalam perancangan ini digunakan kondensor dengan spesifikasi: - Diameter luar tube (OD) = 1 in - Jenis tube = 18 BWG - Pitch (PT) = 11/4 in square pitch - Panjang tube (L) = 9 ft a. Dari Tabel 8, hal. 840, Kern, 1965, kondensor untuk fluida panas light organics dan fluida dingin air, diperoleh UD = 75 – 150, faktor pengotor (Rd) = 0,003 Diambil UD = 77 Btu/jamft2F Luas permukaan untuk perpindahan panas,


126736,4086 Btu/jam  75,3755 ft 2 Btu o 77  20,6968 F jam.ft 2 .o F Luas permukaan luar (a) = 0,2618 ft2/ft (Tabel 10, Kern) 2 A 75,3755 ft Jumlah tube, N t    31,9903 buah " La 9 ft  0,2618 ft 2 /ft b. Dari Tabel 9, hal 842, Kern, 1965, nilai yang terdekat adalah 32 tube dengan A

Q  U D  Δt

ID shell 10 in. c. Koreksi UD A  L  Nt  a"  9 ft  32  0,2618 ft2/ft  75,39840 ft 2 Q 126736,4086 Btu/jam Btu UD    76,97665 2 A  Δt 75,39840 ft  20,6968F jam.ft 2 .F Fluida dingin: sisi tube (3) Flow area tube,at’ = 0,639 in2 (Tabel 10, Kern) N t  at' at  (Pers. (7.48), Kern) 144  n 32  0,639 at   0,1420 ft 2 144  1 (4) Kecepatan massa: w (Pers. (7.2), Kern) Gt  at 2228,1293 Gt   15691,0514 lbm/jam.ft 2 0,1420 (5) Bilangan Reynold: Pada tc = 111,2F  = 0,0120 cP = 0,0290 lb m/ft2jam (Gbr. 14, Kern) Dari tabel 10, Kern, untuk 1 in OD, 18 BWG, diperoleh : ID = 0,902 in = 0,0752 ft ID  Gt Re t  (Pers.(7.3), Kern)  0,0752  15691,0514 Re t   40629,5739 0,0290 (14) Taksir jH dari Gbr. 24 Kern (1965), diperoleh jH = 850 pada Ret = 40629,5739

(15) Pada tc = 111,2F c = 0,46 Btu/lbm.F k = 0,3680 Btu/jam lb m ft.F

(Gbr.2, Kern, 1965) (Tabel 4, Kern, 1965)


 c.     k 

1

3

 0,46  0,0290    0,3680  

1

3

 0,3311

1

h k  c.  3 (8) i  jH     t ID  k  hi 0,3680  850   0,3311  1.377,7058 0.0752 t hio hi ID    t  t OD hio 0,902  1.377,7058   1.242,6906 t 1 (9) Karena viskositas rendah, maka diambil h hio  io   t t hio  1.242,6906  1  1.242,6906

t = 1

(Kern, 1965)

Fluida panas: sisi shell (3’) Flow area shell D  C'  B 2 as  s ft (Pers. (7.1), Kern) 144  PT Ds = Diameter dalam shell = 10 in B = Baffle spacing = 5 in PT = Tube pitch = 11/4 in C = Clearance = PT – OD = 11/4 – 1 = 0,25 in 10  0,25  5 as   0,06944 ft 2 144  1,25 (4’) Kecepatan massa w (Pers. (7.2), Kern) Gs  as 2228,1293 Gs   8825,1312 lbm/jam.ft2 0,06944 (5’) Bilangan Reynold Pada Tc = 149,36 0F  = 0,0087 cP = 0,0210 lbm/ft2jam Dari Gbr. 28, Kern, untuk 1 in dan 1 1/4 square pitch, diperoleh De = 0,99 in. De = 0,99/12 = 0,0825 ft D  Gs Re s  e (Pers. (7.3), Kern)  0,0825  8825,1312 Re s   34594,1008 0,0210 (6) Taksir JH dari Gbr. 28, Kern, diperoleh JH = 470 pada Res = 34594,1008


(7’) Pada Tc = 149,36 0F c = 31,65 Btu/lb mF k = 0,0056 Btu/jam lb m ft.F  c.     k 

1

3

 31,65  0,0210    0,0056  

1

3

 4,9180

1

(8’)

ho k  c.  3  JH    s De  k  ho 0,0056  470   4,9180  156,8983 s 0,0825

(9’) Karena viskositas rendah, maka diambil  s = 1

(Kern, 1965)

ho   s  156,8983  1  156,8983 s (10) Clean Overall Coefficient, UC h  h o 1.242,6906  156,8983 U C  io   139,3095 Btu/jam.ft 2 .F h io  h o 1.242,6906  156,8983 (Pers. (6.38), Kern) (11) Faktor pengotor, Rd U  U D 139,3095  76,97665 Rd  C   0,0058 jam.ft2.ºF/Btu UC  UD 139,3095  76,97665 (Pers. (6.13), Kern) Rd hitung  Rd ketentuan, maka spesifikasi pendingin dapat diterima. ho 

Pressure drop Fluida dingin : sisi tube (1) Untuk Ret = 40629,5739 f = 0,00017 ft2/in2 s = 0,86 t = 1 2 f  Gt  L  n (2) ΔPt  5,22  1010  ID  s  φ t ΔPt 

(3)

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


(0,00017)  (15691,0514 ) 2  (8)  (1) = 0,0001 psi (5,22  1010 )  (0,0752)  (0,86)  (1)


V

2

2g'

= 0,05

4n V 2 . s 2g' (4).(1)  .0,05 0,86  0,2326 psi

ΔPr 


PT

= Pt + Pr = 0,0001 psi + 0,2326 psi = 0,2327 psi Pt yang diperbolehkan = 10 psi Fluida panas : sisi shell (1) Untuk Res = 34594,1008 f = 0,0012 ft2/in2 s =1 s = 0,017 L (2) N  1  12 x B 8 N  1  12 x = 21,6 5 Ds = 8/12 = 0,83333 ft f. G 2 . D . (N  1) s s (3) P  s 10 5,22.10 . D .s.  e s 0,0012  (8825,1312) 2  (0,83333)  (21,6) P  s 5,22.1010  (0,0825)  (0,0067)  (1) = 0,0230 psi Ps yang diperbolehkan = 10 psi

(Gbr. 29, Kern)



C.18 Pompa (J-103) Fungsi

: mengalirkan campuran liquid dari evaporator I ke evaporator II

Jenis Jumlah


Kondisi operasi: Tekanan : 0,11 atm Temperatur : 35ºC = 308,15 K Laju alir massa : F = 1574,5298 kg/jam = 0,9642 lbm/detik Data komposisi komponen: Formaldehid : 37 % -

Air

: 62,5 %

-

Methanol

: 0,5 %

Densitas campuran: ρ = (1,119 + 0,003(F – 45) – 0,0027.M) (1,0 + 0,00055(55 – T) (Othmer, 1999) Dimana: F = formaldehid M = methanol T = temperatur ρcampuran = (1,119 + 0,003(37 – 45) – 0,0027(0,5)) (1,0 + 0,00055(55 – 35) = 1263,6907 kg/m3 = 78,8895 lb m/ft3


Viskositas campuran: campuran = 1,28 + 0,039 F + 0,05 M – 0,024T (Othmer, 1999) = 1,28 + 0,039 (37) + 0,05 M – 0,024(35) = 0,999 cP = 4,615643 lbm ft/jam = 0,001908 Pa.s Laju alir volumetrik, Q: F 1574,5298 kg/jam Q = =  1263,6907 kg/m 3 = 3,46121 10-4 m3/detik = 0,0122 ft3/detik Laju alir volume pompa sentrifugal berkisar dari 6,67 x 10 -5 sampai dengan 3 6,3 m /detik (Geankoplis, 1997). Maka dengan nilai Q di atas dapat menggunakan pompa sentrifugal. Perencenaan pompa: Penentuan diameter optimum untuk pipa: Diameter pipa optimum dihitung dengan persamaan: Di = 3,9 x Q0,45 x ρ0,13 .............................................................. (Walas, 1988) Dimana D dalam inchi, Q dalam ft3/s dan ρ dalam lb/ft3. Di = 3,9 x (0,0122)0,45 x (78,8895)0,13 = 0,9482 in


(Geankoplis, 1997)

-

Ukuran pipa nominal

: 1 in

-

Schedule pipa

: 40

-

Diameter dalam (ID)

: 1,049 in = 0,0266446 m

-

Diameter luar (OD)

: 1,315 in = 0,033401 m

-


: 0,006 ft2 = 5,5574 x 10-4 m2

-

Bahan konstruksi

: commercial steel



(Timmerhause, 1991)

(Geankoplis, 1997)

= 20928,8653 Karena NRe > 2100, maka aliran turbulen


Untuk pipa Commercial Steel, harga ε = 0,000046 m (Geankoplis, 2003) Pada NRe = 20928,8653dan ε/D = 0,000046 m / 0,122 m = 0,0017 diperoleh harga faktor fanning, f = 0,0065 (Fig.2.10.3) (Geankoplis, 2003) Friction Loss 11. Contraction loss pada keluaran tangki Kc = 0.55 hc = kc

= 0,55

= 0,55

= 0,10604 J/kg


= 4(0,0065)

= 5,2097 J/kg


= 2.(0,75)

= 5,426807694 J/kg


= 1.(2)

= 14,47148718 J/kg


=1

= 0,192793494 J/kg

Sehingga total frictional loss, ΣF: ΣF = (0,10604 + 5,2097 + 5,426807694 + 14,47148718 + 0,192793494) = 19,98005 J/kg Energi mekanik yang diterima fluida, Ws: Ws =

............................. (Geankoplis, 1997)


= 25,3831 J/kg



(Geankoplis, 1997)

Daya pompa, P: P = m.Wp (Geankoplis, 1997) Laju lair massa, m = 1574,5298 kg/jam = 0,437369396 kg/detik Sehingga daya pompa adalah: P = 0,437369396 kg/detik x 33,84407 J/kg = 0,01480236 kW = 0,019850289 hp Dipilih pompa dengan daya 1/50 hp C.19 Pompa (J-104) Fungsi

: mengalirkan campuran liquid dari evaporator I ke cooler

Jenis : pompa sentrifugal Jumlah : 1 unit Kondisi operasi: Tekanan : 0,11 atm Temperatur : 115,24ºC = 388,24 K Laju alir massa : F = 1296,5443 kg/jam = 0,7940 lbm/detik Densitas campuran: ρcampuran = 1322,8371 kg/m3 = 82,5819 lb m/ft3 Viskositas campuran: campuran = 0,378 cP = 0,000378 kg/m.s Laju alir volumetrik, Q: F 1296,5443 kg/jam Q = =  1322,8371kg/m 3 = 0,0003 m3/detik = 0,0096 ft3/detik Laju alir volume pompa sentrifugal berkisar dari 6,67 x 10 -5 sampai dengan 3 6,3 m /detik (Geankoplis, 1997). Maka dengan nilai Q di atas dapat menggunakan pompa sentrifugal. Perencenaan pompa: Penentuan diameter optimum untuk pipa: Diameter pipa optimum dihitung dengan persamaan: Di = 3,9 x Q0,45 x ρ0,13 .............................................................. (Walas, 1988) Dimana D dalam inchi, Q dalam ft3/s dan ρ dalam lb/ft3. Di = 3,9 x (0,0096)0,45 x (82,5819)0,13 = 0,8562 in

Ukuran spesifikasi pipa -

Ukuran pipa nominal

(Geankoplis, 1997) : 1 in


-

Schedule pipa

: 40

-

Diameter dalam (ID)

: 1,049 in = 0,0266446 m

-

Diameter luar (OD)

: 1,315 in = 0,033401 m

-


: 0,006 ft2 = 5,5574 x 10-4 m2

-

Bahan konstruksi

: commercial steel


(Timmerhause, 1991)


(Geankoplis, 1997)


= 0,55

= 0,55

= 0,06561 J/kg


= 4(0,006561)

= 53,7287 J/kg


= 2.(0,75)

= 6,716084996 J/kg


= 1.(0,75)

= 8,954779995 J/kg


=1

= 0,11928266 J/kg


Sehingga total frictional loss, ΣF: ΣF = (0,06561 + 53,7287 + 6,716084996+ 8,954779995 + 0,11928266) = 69,58446 J/kg Energi mekanik yang diterima fluida, Ws: Ws =

............................. (Geankoplis, 1997)


= 99,5025 J/kg

Energi pompa, Wp: Ws = -η. Wp Jika efisiensi pompa 75%, maka: = 132,66994 J/kg Wp =

(Geankoplis, 1997)

Daya pompa, P: P = m.Wp Laju lair massa, m = 1296,5443 kg/jam = 0,3601512 kg/detik Sehingga daya pompa adalah: P = 0,3601512 kg/detik x 132,66994 J/kg = 47,7812392 kW = 0,064075686 hp Dipilih pompa dengan daya 1/5 hp

(Geankoplis, 1997)


: mengalirkan campuran liquid dari cooler ke centrifuge

Jenis Jumlah


Kondisi operasi: Tekanan : 1 atm Temperatur : 40ºC = 313 K Laju alir massa : F = 1296,5443 kg/jam = 0,7940 lbm/detik Densitas campuran: ρcampuran = 1322,9366 kg/m3 = 82,5881 lb m/ft3 Viskositas campuran:


campuran = 2,917 cP = 0,0029170 kg/m.s Laju alir volumetrik, Q: F 1296,5443 kg/jam Q = =  1322,9366 kg/m 3 = 0,0003 m3/detik = 0,0096 ft3/detik Laju alir volume pompa sentrifugal berkisar dari 6,67 x 10 -5 sampai dengan 3 6,3 m /detik (Geankoplis, 1997). Maka dengan nilai Q di atas dapat menggunakan pompa sentrifugal. Perencenaan pompa: Penentuan diameter optimum untuk pipa: Diameter pipa optimum dihitung dengan persamaan: Di = 3,9 x Q0,45 x ρ0,13 .............................................................. (Walas, 1988) Dimana D dalam inchi, Q dalam ft3/s dan ρ dalam lb/ft3. Di = 3,9 x (0,0096)0,45 x (82,5881)0,13 = 0,8562 in


(Geankoplis, 1997)

-

Ukuran pipa nominal

: 1 in

-

Schedule pipa

: 40

-

Diameter dalam (ID)

: 1,049 in = 0,0266446 m

-

Diameter luar (OD)

: 1,315 in = 0,033401 m

-


: 0,006 ft2 = 5,5574 x 10-4 m2

-

Bahan konstruksi

: commercial steel



(Timmerhause, 1991)

(Geankoplis, 1997)

= 5902,1632 Karena NRe > 2100, maka aliran turbulen Untuk pipa Commercial Steel, harga ε = 0,000046 m (Geankoplis, 2003) Pada NRe = 5902,1632 dan ε/D = 0,000046 m / 0,122 m = 0,0017 diperoleh harga faktor fanning, f = 0,005 (Fig.2.10.3) (Geankoplis, 2003) Friction Loss


21. Contraction loss pada keluaran tangki Kc = 0.55 hc = kc

= 0,55

= 0,55

= 0,06561 J/kg


= 4(0,006561)

= 5,3721 J/kg


= 2.(0,75)

= 6,715074932 J/kg


= 1.(0,75)

= 8,954779995 J/kg


=1

= 0,11928266 J/kg

Sehingga total frictional loss, ΣF: ΣF = (0,06561 + 53,7287 + 6,716084996+ 8,954779995 + 0,11928266) = 21,22545 J/kg Energi mekanik yang diterima fluida, Ws: Ws =

............................. (Geankoplis, 1997)

Dimana: .............................................................................................................. diameter pipa konstan, v1 = v2 .............................................................................................................. selisih tinggi pipa, .............................................................................................................. tekanan konstan, p 2 = p1 Sehingga, -Ws = Energi pompa, Wp: Ws = -η. Wp Jika efisiensi pompa 75%, maka: Wp = = 81,26594 J/kg

= 60,9495 J/kg

(Geankoplis, 1997)


Daya pompa, P: P = m.Wp Laju lair massa, m = 1296,5443 kg/jam = 0,3601512 kg/detik Sehingga daya pompa adalah: P = 0,3601512 kg/detik x 81,26594 J/kg = 0,039 hp Dipilih pompa dengan daya 1/20 hp

(Geankoplis, 1997)


: mengalirkan campuran liquid dari centrifuge ke evaporator 1

Jenis Jumlah


Kondisi operasi: Tekanan : 1 atm Temperatur : 40ºC = 313 K Laju alir massa : F = 1023,7412 kg/jam = 0,6269 lbm/detik Densitas campuran: ρcampuran = 1294,5935 kg/m3 = 80,8187 lb m/ft3 Viskositas campuran: campuran = 2,917 cP = 0,0029170 kg/m.s Laju alir volumetrik, Q: F 1023,7412 kg/jam Q = =  1294,5935 kg/m 3 = 0,0002 m3/detik = 0,0078 ft3/detik Laju alir volume pompa sentrifugal berkisar dari 6,67 x 10 -5 sampai dengan 6,3 m3/detik (Geankoplis, 1997). Maka dengan nilai Q di atas dapat menggunakan pompa sentrifugal. Perencenaan pompa: Penentuan diameter optimum untuk pipa: Diameter pipa optimum dihitung dengan persamaan: Di = 3,9 x Q0,45 x ρ0,13 .............................................................. (Walas, 1988) Dimana D dalam inchi, Q dalam ft3/s dan ρ dalam lb/ft3. Di = 3,9 x (0,0078)0,45 x (80,8187)0,13 = 0,7752 in


(Geankoplis, 1997)

-

Ukuran pipa nominal

: 1/2 in

-

Schedule pipa

: 40

-

Diameter dalam (ID)

: 0,622 in = 0,0157988 m


-

Diameter luar (OD)

: 0,8400 in = 0,021336 m

-


: 0,0021 ft2 = 0,0001961 m2

-

Bahan konstruksi

: commercial steel


(Timmerhause, 1991)


(Geankoplis, 1997)


= 0,55

= 0,55

= 0,34509 J/kg


= 4(0,012)

= 152,5006 J/kg


= 2.(0,75)

= 89,35580831 J/kg


= 1.(0,75)

= 79,42738516 J/kg


=1

= 0,627428686 J/kg

Sehingga total frictional loss, ΣF: ΣF = (0,34509 + 152,5006 + 89,35580831 + 79,42738516 + 0,627428686) = 322,25629 J/kg Energi mekanik yang diterima fluida, Ws:


Ws =

............................. (Geankoplis, 1997)


= 352,1743 J/kg


(Geankoplis, 1997)

Daya pompa, P: P = m.Wp (Geankoplis, 1997) Laju lair massa, m = 1023,7412 kg/jam = 0,284372547 kg/detik Sehingga daya pompa adalah: P = 0,284372547 kg/detik x 469,56572 J/kg = 0,179068793 hp Dipilih pompa dengan daya 1/4 hp C.22 Tangki (TT-103) Fungsi Bentuk

: menyimpan hexamine : silinder vertical dengan alas datar dan tutup ellipsoidal : Carbon Steel SA – 283 Grade C : 1 unit

Bahan konstruksi Jumlah Data perhitungan: Kondisi penyimpanan Kebutuhan penyimpanan Laju alir massa Densitas bahan dalam tangki Perhitungan ukuran tangki: 1. Volum tangki

: T = 30ºC = 308 K : t = 14 hari : F = 1010,1010 kg/jam : ρ = 1331 kg/m3

V total = Direncanakan membuat tangki dengan faktor kelonggaran : 20% Volume tangki, Vt = = 305,99003 m3 2. Diameter dan tinggi shell


Direncanakan tangki beralaskan datar dan tutup atas ellipsoidal dengan perbandingan: Tinggi silinder : Diameter (Hs : D) = 4 : 3 Tinggi head : Diameter (Hh : D) = 1 : 4 Sehingga : Volum shell tangki (Vs):

Volum head tangki, (Vh):

Volum tangki, (Vt): =

= 360,3033 in

3. Diameter dan tinggi tutup Diameter tutup

= diameter tangki = 7,1158 m

Tinggi tutup (Hh)

=

Tinggi tangki

= Hs + Hh = (

+

) m = 11,2667 m

4. Tebal dinding tangki (bagian silinder) Direncanakan menggunakan bahan konstruksi Carbon Steel SA – 283 Grade C. Dari App. D, Brownell & Young, 1959diperolah data: -

Allowable stress (S)

= 13750 psia = 94802,95 kPa

-


= 0,8

-



-

Umur tangki (n) -

= 10 tahun

Tebal silinder (d) = Dimana:

(Peters, 2004)

d

= tebal dinding tangki bagian silinder (in)

P


R

= jari-jari dalam tangki (in) = D/2

S




E


Volume cairan = 1179,9423 m3 Tinggi cairan dalam tangki =

x 9,4877 m = 3,9532 m

Tekanan Hidrostatik: P Hidrostatik = ρ x g x l = 1331 kg/m3 x 9,8 m/det2 x 3,9532 m = 515,6492 kPa = 7,47897 Psi Po = 1,76352 Psi P = 1,76352 Psi + 7,47897 Psi = 9,2425 Psi Faktor keamanan untuk tekanan = 10 % Pdesign = 1,10 x 9,2425 Psi = 10,1667 Psi Tebal shell tangki: d=

1,3795 in

Dipilih tebal silinder standar = 1,5 in 5. Tebal dinding head (tutup tangki)

-

Direncanakan menggunakan bahan konstruksi Carbon Steel SA – 283 Grade C. Dari App. D, Brownell & Young, 1959diperolah data: Allowable stress (S) = 13750 psia = 94802,95 kPa

-


-


-

Umur tangki (n)

-

Tebal silinder (d) = dimana :

d

= 0,8

= 10 tahun (Peters, 2004) = tebal dinding tangki bagian silinder (in)


P


D

= diameter dalam tangki (in)

S




E


d= Dipilih tebal head standar = 1,5 in C.23 Gudang Produk (G-101) Fungsi : Tempat pengepakan dan penyimpanan produk Bentuk : Ruang segi empat, tertutup pada sisi samping oleh dinding dan atas oleh atap Material : Beton bertulang untuk pondasi dan lantai, bata dengan perekat semen untuk dinding, dan seng dengan lapisan isolasi panas untuk atap Jumlah : 1 unit  Dimensi ruang gudang Ruang gudang dibagi tiga, yaitu: ruang untuk penampungan produk dari bucket elevatotr, ruang pengepakan dan ruang penyimpanan produk akhir. Ruang untuk penampungan produk dari bucket elevatotr (ruang I): Bentuk : ruang berbentuk kubus tertutup dengan stainless steel plat lining Laju alir hexamine, F = 1010,1010 kg/jam Densitas crystal, c = 1331 kg/m3 (83,0914 lb/ft3) Kapasitas ruang penyimpanan maksimum, t = 30 hari 1010,1010  30  24 Kebutuhan ruang, Vr = = 546,4108 m3 1331 Dimensi ruang: panjang, p = lebar, l = tinggi, t Panjang ruang, p = 3 546,4108 = 8,1754 m; dan l = 8,1754 m; t = 8,1754 m Ruang untuk pengepakan (ruang II): Luas permukaan yang dibutuhkan untuk pengepakan diasumsikan sama dengan luas ruang untuk penampungan produk dari dryer. Panjang, p = 8,1754 m; lebar, l = 8,1754 m; tinggi, t = tinggi gudang, direncanakan 10 m Ruang untuk penyimpanan produk akhir (ruang III): Luas permukaan untuk penyimpanan produk akhir direncanakan dua kali luas ruang pengepakan produk. Panjang, p = 2 ×8,1754 = 16,3507023 m; lebar, l = 8,1754 m; tinggi, t = tinggi gudang, direncanakan 10 m


Dimensi gudang (G-101): Panjang gudang total, p = 2 ×8,1754 = 16,3508 m Lebar gudang total, l = 2 ×5,5618 = 16,3508 m Tinggi gudang total, t = 10 m Sketsa pembagian ruang gudang tersebut adalah sebagai berikut:

I

II

III

Gambar LC-6 Sketsa pembagian ruang G-101 Dari gambar, maka untuk menutupi kebutuhan ruang untuk jalan dan alat transport diperkirakan dimensi gudang desain: Panjang gudang total, p = 15 m Lebar gudang total, l = 15 m Tinggi gudang total, t = 10 m C.24Kompresor (JC-101) Fungsi : menaikkan tekanan produk gas di tangki amoniak (T-101) Jenis : Reciprocating compressor Jumlah : 1 unit dengan 1 stages  p  ( k 1) / k  3,03  10 5 k hp  p 1q fm i  2   1 (Timmerhaus,1991) (k - 1).  p1   di mana: qfm i = laju alir (ft3/menit) p1 = tekanan masuk = 279,224 lbf/ft2 p2 = tekanan keluar = 308,616 lbf/ft2 η = efisiensi kompresor = 85 % k = rasio panas spesifik = 1,4 Data: Laju alir massa = 509,1746 kg/jam campuran = 0,7kg/m3 = 0,0437 lbm/ft3 Laju alir volum (qfm i)= 509,1746 kg / jam 1 ft 3 m3  727,39  = jam 0,02831685 m 3 0,7 kg / m 3 = 7,1354 ft3/detik  p  ( k 1) / k  3,03  10 5 k hp  p 1q fm i  2   1 (k - 1).  p1  


 161,656  (1, 21) / 1, 2  3,03  10 5  1,2 2 3 hp  (14,696 lbf/ft )  (428,12 ft /mnt)  1  (1,2 - 1)  0,85  14,696   = 13,39 Jika efisiensi motor adalah 85 %, maka : 13,39 P=  15,75 hp 0,85 Maka dipilih kompresor dengan daya 16 hp Diameter pipa ekonomis (De) dihitung dengan persamaan : De = 3,9 (Q)0,45(  )0,13 (Timmerhaus,1991) = 3,9 (7,1354 ft3/detik)0,45(0,043 lbm/ft3) 0,13 = 6,285 in Dipilih material pipa commercial steel 14 inchi Sch 80 :  Diameter dalam (ID) = 13,25 in = 1,104 ft 

Diameter luar (OD)

= 14 in



Luas penampang (A)

= 3,27 ft2

= 1,16 ft


LAMPIRAN D PERHITUNGAN SPESIFIKASI PERALATAN UTILITAS 1. Screening (SC) Fungsi

: menyaring partikel-partikel padat yang besar

Jenis

: bar screen

Jumlah

: 1 unit

Bahan konstruksi : stainless steel

Ukuran bar: Lebar

= 5 mm

Tebal

= 20 mm

Bar clear spacing = 20 mm Slope

= 30°

Kondisi operasi: -

Temperatur

= 30C

-

Densitas air ()

= 995,68 kg/m3

-

Laju alir massa (F) = 3738,7631 kg/jam

-

Laju alir volume (Q)=

(Perry, 1997)

3738,7631 kg/jam x 1 jam/3600 s = 0,0010 m3/s 3 995,68 kg/m

Direncanakan ukuran screening: Panjang

= 2m

Lebar

= 2m 2m

20 mm 2m

20 mm

LD. 1 Spesifkasi screening


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 Asumsi, Cd = 0,6 dan 30% screen tersumbat Head loss (h) =

Q2 (0,0010 ) 2  2 2 2 (9,8) (0,6) 2 (2,04 x 0,7) 2 2 g Cd A 2

= 0,00000008 m

2. Bak Sedimentasi (BS) Fungsi : untuk mengendapkan lumpur yang terikut dengan air. Jumlah

:1

Jenis

: Grift Chamber Sedimentation

Aliran

: Horizontal sepanjang bak sedimentasi

Bahan kontruksi : beton kedap air Kondisi operasi Temperatur

= 30 oC

Tekanan

= 1 atm

Laju massa air

= 3738,7631 kg/jam

Densitas air

= 995,68 kg/m3

Laju air volumetrik,

=

3738,7631 kg/jam x 1 jam/3600 s = 0,0010 m3/s 995,68 kg/m 3

= 2,2101 ft3/min 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

= 11 ft

Lebar tangki

=1,5 ft

Kecepatan aliran

=v

Desain panjang ideal bak :

Q 2,2101 ft 3 /min   0,1339 ft/min At 11 ft x 1,5 ft  h L = K   0

  v 

(Kawamura, 1991)

dengan : K = faktor keamanan = 1,5 h = kedalaman air efektif ( 10 – 16 ft); diambil 11 ft. Maka :

L = 1,5 (11/1,57) . 0,1339 = 1,5357 ft

Diambil panjang bak = 2 ft Uji desain : Waktu retensi (t) : t 



Va panjang x lebar x tinggi  Q laju volumetrik 2 x 1,5 x 11 ft 3 = 14,9315 menit 2,2101 ft 3 / min

Desain diterima ,dimana t diizinkan 6 – 15 menit

Surface loading :

(Kawamura, 1991)

Q laju volumetrik  A luas permukaan masukan air 

2,2101 ft 3 /min (7,481 gal/ft 3 )  5,5112 gpm/ft 2 1,5 ft x 11 ft

Desain diterima, dimana surface loading diizinkan diantara 4 – 10 gpm/ft2 Headloss (h); bak menggunakan gate valve, full open (16 in) : h = K v2 2g [0,1339 ft/min .( 1 min/60 s).(1 m/3,2808 ft)]2  0,12 x  0,0000003 ft 2 .(9,8 m/s 2 )

3. Klarifier (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 Temperatur

= 30 oC

Tekanan

= 1 atm

Laju massa air (F1)

= 3738,7631 kg/jam

Laju massa Al2(SO4)3 (F2)

= 0,1869 kg/jam

Laju massa Na2CO3 (F3)

= 0,1009kg/jam

Laju massa total, m

= 3739,0509 kg/jam

Densitas Al2(SO4)3

= 2,71 gr/ml

(Perry, 1999)

Densitas Na2CO3

= 2,533 gr/ml

(Perry, 1999)

Densitas air

= 0,995 gr/ml

(Perry, 1999)

Reaksi koagulasi: Al2(SO4)3 + 3 Na2CO3 + 3 H2O  2 Al(OH)3 + 3 Na2SO4 + 3CO2 Perhitungan: Dari Metcalf & Eddy, 1984, diperoleh : 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,



3739,0509  = 995,7278 kg/m3 3738,7631 0,1869 0,1009   995,68 2710 2533

Volume cairan, V =

3739,0509 kg / jam 1 jam  3,7551 m 3 995,7278

V = 1/4  D2H


1/ 2

4V 1 / 2  4  3,7551  D= ( )   H  3,14  3 

 1,2627 m

Maka, diameter clarifier = 1,2627 m Tinggi clarifier = 1,5 D = 1,8941 m

Tebal Dinding Tangki Tekanan hidrostatik Phid =  x g x l = 995,7278 kg/m3 x 9,8 m/det2 x 1,8941 m = 29,2744 kPa Tekanan operasi = 1 atm = 101,325 kPa P = 29,2744 kPa + 101,325 kPa = 130,5994 kPa Faktor kelonggaran = 5 % Maka, Pdesign = (1,05) (130,5994) kPa = 137,1294 kPa Joint efficiency = 0,8

(Brownell,1959)

Allowable stress = 12.650 psia = 87.218,714 kPa

(Brownell,1959)

Tebal shell tangki: PD 2SE  1,2P (137,1294 kPa) (1,2627 m)  2(87.218,714 kPa)(0,8)  1,2(137,1294 kPa)  0,0012 m  0,0489 in

t

Faktor korosi

= 1/8 in

Maka tebal shell yang dibutuhkan = 0,0489 in + 1/8 in = 0,1739 in Tebal shell standar yang digunakan = 1/2 in

(Brownell,1959)

Daya Clarifier P = 0,006 D2 dimana:

(Ulrich, 1984)

P = daya yang dibutuhkan, kW

Sehingga, P = 0,006  (1,2627)2 = 0,0096 kW = 0,0128 hp 4. Sand Filter (SF) Fungsi

: Menyaring partikel-partikel yang masih terbawa dalam air yang keluar dari klarifier


Bentuk

: silinder tegak dengan alas dan tutup ellipsoidal

Bahan konstruksi : Carbon steel SA-283 grade C

Kondisi operasi : Temperatur

= 30C

Tekanan

= 1 atm

Laju massa air

= 3738,7631 kg/jam

Densitas air

= 995,68 kg/m3

Faktor keamanan

= 20 

(Perry, 1997)

Sand filter dirancang untuk penampungan 1/4 jam operasi. Sand filter dirancang untuk volume bahan penyarng 1/3 volume tangki

Perhitungan: a. Volume tangki Volume air, Va 

3738,7631 kg/jam  0,25 jam = 0,9387 m3 3 995,68 kg/m

Volume tangki = 1,2  0,9387 m3 = 1,1265 m3 Volume total, Vt = (1+1/3)x 1,1265 = 1,5020 m3 b. Diameter tangki Direncanakan perbandingan diameter dengan tinggi, D : H = 3 : 4

1 πD 2 H 4 1 4  1,5020 m 3  πD 2  D  4 3  1 1,5020 m 3  πD 3 3 V

Maka:, D = 1,1279 m H = 3,3838 m c. Diameter dan tinggi tutup Diameter tutup = diameter tangki = 1,1279 m Direncanakan perbandingan diameter dengan tinggi tutup D : H Tinggi tutup

=

= 4:1

1  1,1279 = 0,281975 m 4


Tinggi tangki total = 3,3838 + 2(0,281975) = 3,94775 m d. Tebal shell dan tutup tangki Tinggi penyaring

= 1/4 x 3,3838 = 0,8460 m

Tinggi cairan dalam tangki = P air

1,1265 m 3  0,9387 m = 2,8199 m 3,3838 m 3

= xgxl = 995,68 kg/m3 x 9,8 m/det2 x 2,8199 m = 27,5152 kPa

P penyaring

=xgxl = 2089,5 kg/m3 x 9,8 m/det2 x 0,8460 m = 17,3227 kPa

Tekanan operasi = 1 atm = 101,325 kPa P = 27,5152 kPa + 17,3227 kPa + 101,325 kPa = 146,1629 kPa Faktor kelonggaran = 5 % Maka, Pdesign = (1,05) (146,1629 kPa) = 153,4711 kPa Joint efficiency = 0,8

(Brownell,1959)

Allowable stress = 12,650 psia = 87.218,714 kP

(Brownell,1959)

Tebal shell tangki:

PD 2SE  1,2P (153,4711 kPa) (1,1279 m)  2(87.218,714 kPa)(0,8)  1,2(153,4711 kPa)  0,0012 m  0,0489 in

t

Faktor korosi = 1/8 in Maka tebal shell yang dibutuhkan = 0,0489 in + 1/8 in = 0,1739 in Tebal shell standar yang digunakan = 1/4 in Tutup terbuat dari bahan yang sama dengan dinding tangki dan ditetapkan tebal tutup 1/4 in.

5. Tangki Utilitas -01 (TU-01) Fungsi

: menampung air sementara untuk didistribusikan ke unit lain

Bentuk

: Silinder tegak dengan alas dan tutup datar




= 30C

Tekanan

= 1 atm

Laju massa air

= 3764,6022 kg/jam

Densitas air

= 995,68 kg/m3

(Perry, 1997)

Kebutuhan perancangan = 6 jam = 20 

Faktor keamanan

Perhitungan: a. Volume tangki Volume air, Va 

3764,6022 kg/jam  6 jam = 22,6856 m3 995,68 kg/m 3

Volume tangki, Vt = 1,2  22,6856 m3 = 27,2227 m3 b. Diameter tangki Direncanakan perbandingan diameter dengan tinggi silinder, D : H =2 : 3

1 2 D H 4 1 3  27,2227 m 3  D 2  D  4 2  3 27,2227 m 3  πD 3 8 V

Maka, D = 2,8488 m H = 3,5610 m Tinggi air dalam tangki =

22,6856 m 3 x 4,2634 m = 3,5610 m 27,2227 m 3

c. Tebal tangki Tekanan hidrostatik P = xgxl = 995,68 kg/m3 x 9,8 m/det2 x 3,5610 m = 34,7466 kPa Tekanan operasi = 1 atm = 101,325 kPa


P = 34,7466 kPa+ 101,325 kPa = 142,8752 kPa Faktor kelonggaran = 5 % Maka, Pdesign = (1,05) (135,9920 kPa) = 142,7916 kPa Joint efficiency = 0,8

(Brownell,1959)


(Brownell,1959)

Tebal shell tangki:


t

Faktor korosi = 1/8 in Maka tebal shell yang dibutuhkan = 0,115 in + 1/8 in = 0,24 in Tebal shell standar yang digunakan = 1/4 in

(Brownell,1959)

6. Tangki Utilitas -02 (TU-02) Fungsi

: menampung air untuk didistribusikan ke domestik

Bentuk




= 30C

Tekanan

= 1 atm

Laju massa air

= 600 kg/jam

Densitas air

= 995,68 kg/m3

(Perry, 1997)

Kebutuhan perancangan = 24 jam Faktor keamanan

= 20 

Perhitungan:

a. Volume tangki Volume air, Va 

600 kg/jam  24 jam = 14,4625 m3 995,68 kg/m 3


Volume tangki, Vt = 1,2  14,4625 m3 = 17,3550 m3

c. Diameter tangki Direncanakan perbandingan diameter dengan tinggi silinder, D : H =2 : 3

1 πD 2 H 4 1 3  17,3550 m 3  πD 2  D  4 2  3 17,3550 m 3  πD 3 8 V

Maka, D = 2,4518 m H = 3,6777 m Tinggi air dalam tangki =

14,4625 m 3  3,6777 m = 3,0648 m 17,3550 m 3

c. Tebal tangki Tekanan hidrostatik P = xgxl = 995,68 kg/m3 x 9,8 m/det2 x 3,0648 m = 29,9050 kPa Tekanan operasi = 1 atm = 101,325 kPa P = 29,9050 kPa + 101,325 kPa = 131,23 kPa Faktor kelonggaran = 5 % Maka, Pdesign = (1,05) (131,23 kPa) = 137,7915 kPa Joint efficiency = 0,8

(Brownell,1959)


(Brownell,1959)

Tebal shell tangki:



t


(Brownell,1959)

7. Penukar Kation/Cation Exchanger (CE) Fungsi

: Mengurangi kesadahan air

Bentuk

: Silinder tegak dengan alas dan tutup ellipsoidal



= 30C

Tekanan

= 1 atm

Laju massa air

= 2204,5330 kg/jam

Densitas air

= 995,68 kg/m3

(Perry, 1997)


Faktor keamanan

Perhitungan: a. Ukuran Cation Exchanger Dari Tabel 12.4, The Nalco Water Handbook, diperoleh: o Diameter penukar kation

= 3 ft = 0,9144 m

o Luas penampang penukar kation

= 9,62 ft2

o Tinggi resin dalam cation exchanger = 2,5 ft = 0,762 m Tinggi silinder = 1,2  2,5 ft = 3 ft = 0,9144 m Diameter tutup = diameter tangki = 0,9144 m Direncanakan perbandingan diameter dengan tinggi tutup D : H Tinggi tutup

=

= 4:1

1 x(0,9144 m)  0,2286 m 4


Tinggi tangki total = 0,9144 + 2(0,2286) = 2,0574 m

b. Tebal tangki Tekanan hidrostatis P = xgxl = 995,68 kg/m3 x 9,8 m/det2 x 0,7620 m = 7,4354 kPa Tekanan operasi = 1 atm = 101,325 kPa P = 7,4354 kPa+ 101,325 kPa = 108,7604 kPa Faktor kelonggaran = 5 % Maka, Pdesign = (1,05) (108,7604) = 114,1985 kPa Joint efficiency = 0,8

(Brownell,1959)


(Brownell,1959)

Tebal shell tangki:

PD 2SE  1,2P (114,1985kPa) (0,9144 m)  2(87.218,714 kPa)(0,8)  1,2(114,1985 kPa)  0,0007 m  0,0295 in

t


8. Penukar Anion/Anion Exchanger (AE) Fungsi

: Mengurangi kesadahan air

Bentuk

: Silinder tegak dengan alas dan tutup ellipsoidal



= 30C


Tekanan

= 1 atm

Laju massa air

= 2204,5330 kg/jam

Densitas air

= 995,68 kg/m3

(Perry, 1997)


Faktor keamanan

Perhitungan a. Ukuran Anion Exchanger Dari Tabel 12.4, The Nalco Water Handbook, diperoleh: o Diameter penukar anion

= 3 ft = 0,9144 m

o Luas penampang penukar anion

= 9,62 ft2

o Tinggi resin dalam penukar anion

= 2,5 ft = 0,762 m

Tinggi silinder = 1,2  2,5 ft = 3 ft = 0,9144 m Diameter tutup = diameter tangki = 0,9144 m Direncanakan perbandingan diameter dengan tinggi tutup D : H Tinggi tutup

=

= 4:1

1 x(0,9144 m)  0,2286 m 4

Tinggi tangki total = 0,9144 + 2(0,2286) = 2,0574 m b. Tebal tangki Tekanan hidrostatis P = xgxl = 995,68 kg/m3 x 9,8 m/det2 x 0,7620 m = 7,4354 kPa Tekanan operasi = 1 atm = 101,325 kPa P = 7,4354 kPa+ 101,325 kPa = 108,7604 kPa Faktor kelonggaran = 5 % Maka, Pdesign = (1,05) (108,7604) = 114,1985 kPa Joint efficiency = 0,8

(Brownell,1959)


(Brownell,1959)

Tebal shell tangki:



t


9. Tangki Pelarutan Alum [Al2(SO4)3] (TP-201) Fungsi

: Membuat larutan alum [Al2(SO4)3]

Bentuk


Bahan konstruksi : Carbon Steel SA–283 grade C

Kondisi operasi: Temperatur

= 30C

Tekanan

= 1 atm

Al2(SO4)3 yang digunakan

= 50 ppm

Al2(SO4)3 yang digunakan berupa larutan 30  ( berat) Laju massa Al2(SO4)3

= 0,1882 kg/jam

Densitas Al2(SO4)3 30 

= 1363 kg/m3 = 85,0898 lb m/ft3

Kebutuhan perancangan

= 30 hari

Faktor keamanan

= 20 

(Perry, 1999)

Perhitungan: a. Ukuran Tangki Volume larutan, Vl 

0,1882 kg/jam  24 jam/hari  30 hari = 0,3314 m3 0,3  1363 kg/m 3

Volume tangki, Vt = 1,2  0,3314 m3 = 0,3977 m3

Direncanakan perbandingan diameter dengan tinggi tangki, D : H = 2 : 3


1 πD 2 H 4 1 3  0,3977 m 3  πD 2  D  4 2  3 0,3977 m 3  πD 3 8 V

Maka: D = 0,6964 m ; H = 1,0446 m Tinggi cairan dalam tangki

=

0,3314  1,0446 = 0,8705 m 0,3977

b. Tebal Dinding Tangki Tekanan hidrostatik P = x g x l = 1363 kg/m3 x 9,8 m/det2 x 0,8705 m = 11,6280 kPa Tekanan operasi = 1 atm = 101,325 kPa P = 11,6280 kPa + 101,325 kPa = 112,9530 kPa Faktor kelonggaran = 5 % Maka, Pdesign = (1,05) (112,9530 kPa ) = 118.6007 kPa Joint efficiency = 0,8

(Brownell,1959)

Allowable stress = 12650 psia = 87218,714 kPa

(Brownell,1959)

Tebal shell tangki: PD 2SE  1,2P (118.6007 kPa) (0,6964 m)  2(87.218,714 kPa)(0,8)  1,2(118.6007 kPa)  0,0006 m  0,0233 in

t


(Brownell,1959)

c. Daya pengaduk Jenis pengaduk

: flat 6 blade turbin impeller

Jumlah baffle

: 4 buah

Untuk turbin standar (McCabe, 1999), diperoleh:


Da/Dt = 1/3 ; Da

= 1/3 x 0,6948 m = 0,2321 m = 0,7616 ft

E/Da = 1

; E

= 0,2321 m

L/Da = ¼

; L

= 1/4 x 0,2321 m = 0,0580 m

W/Da = 1/5 ; W

= 1/5 x 0,2321 m = 0,0464m

J/Dt = 1/12 ; J

= 1/12 x 0,6948 m = 0,058 m

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, 1967)

Bilangan Reynold,

N Re  N Re 

ρ N D a 2 μ

(Geankoplis, 1997)

85,089810,76162 6,72  10 4

 73447,1467

NRe > 10.000, maka perhitungan dengan pengadukan menggunakan rumus: 5

P

K T .n 3 .D a ρ gc

(McCabe,1999)

KT = 6,3

(McCabe,1999)

6,3 (1 put/det) 3 .(0,7616 ft) 5 (85,0898 lbm/ft 3 ) 1 hp x 2 550 ft lbf/det 32,174 lbm.ft/lbf.det  0,0078 hp

P

Efisiensi motor penggerak = 80  Daya motor penggerak =

0,0078 = 0,0097 hp 0,8

10. Tangki Pelarutan Soda Abu (Na 2CO3) (TP-02)


Fungsi

: Membuat larutan soda abu (Na2CO3)

Bentuk




= 30°C

Tekanan

= 1 atm

Na2CO3 yang digunakan

= 27 ppm

Na2CO3 yang digunakan berupa larutan 30  ( berat) Laju massa Na2CO3

= 0,1009 kg/jam

Densitas Na2CO3 30 

= 1327 kg/m3 = 82,8423 lb m/ft3


= 30 hari

Faktor keamanan

= 20 

(Perry, 1999)

Perhitungan a. Ukuran Tangki Volume larutan, Vl 

0,1009 kg/jam  24 jam/hari  30 hari = 0,1826 m3 3 0,3  1327 kg/m

Volume tangki, Vt = 1,2  0,1826 m3 = 0,2191 m3 Direncanakan perbandingan diameter dengan tinggi tangki, D : H = 2 : 3

1 πD 2 H 4 1 3  0,2191 m 3  πD 2  D  4 2  3 0,2191 m 3  πD 3 8 V

Maka: D = 0,5709 m ;

H = 0,8563 m

Tinggi cairan dalam tangki

=

0,1826 x0,8563 = 0,7136 m 0,2191

b. Tebal tangki Tekanan hidrostatik P

= x g x l = 1327 kg/m3 x 9,8 m/det2 x 0,7136 m


= 9,2802 kPa Tekanan operasi = 1 atm = 101,325 kPa P = 9,2802 kPa + 101,325 kPa = 110,6052 kPa Faktor kelonggaran = 5 % Maka, Pdesign = (1,05) (110,6052 kPa) = 116,1355 kPa Joint efficiency = 0,8

(Brownell,1959)


(Brownell,1959)

Tebal shell tangki:

PD 2SE  1,2P (116,1355 kPa) (0,5709 m)  2(87218,714 kPa)(0,8)  1,2(116,1355 kPa)  0,0005 m  0,0187 in

t


(Brownell,1959)

c. Daya Pengaduk Jenis pengaduk


Jumlah baffle

: 4 buah

Untuk turbin standar (McCabe, 1999), diperoleh: Da/Dt = 1/3 ; Da

= 1/3 x 0,5709 m = 0,1903 m = 0,6243 ft

E/Da = 1

; E

= 0,1903 m

L/Da = ¼

; L

= 1/4 x 0,1903 m = 0,0476 m

W/Da = 1/5 ; W

= 1/5 x 0,1903 m = 0,0381 m

J/Dt = 1/12 ; J

= 1/12 x 0,5709 m = 0,0476 m

dengan : Dt

= diameter tangki

Da

= diameter impeller

E


L


W


J

= lebar baffle

Kecepatan pengadukan, N = 1 putaran/det


Viskositas Na2CO3 30  = 3,6910-4 lbm/ftdetik

(Othmer, 1967

Bilangan Reynold, ρ N D a 2 μ

N Re 

N Re 

(Geankoplis, 1997)

82,842310,6243 2 3,69  10  4

 87507,3635


P

K T .n 3 .D a ρ gc

KT

= 6,3

( McCabe,1999) (McCabe,1999)

6,3.(1 put/det) 3 .(0,6243 ft) 5 (82,8423 lbm/ft 3 ) 1 Hp x 2 550 ft lbf/det 32,174 lbm.ft/lbf.det  0,0028 hp

P

Efisiensi motor penggerak = 80  Daya motor penggerak =

0,0028 = 0,0035 hp 0,8

Maka daya motor yang dipilih 1/4 HP

11. Tangki Pelarutan Natrium Klorida [NaCl] (TP-03) Fungsi

: Membuat larutan natrium klorida (NaCl)

Bentuk




= 30C

Tekanan

= 1 atm

NaCl yang digunakan mempunyai konsentrasi 50  ( berat) Laju massa NaCl

= 0,3418 kg/hari

Densitas NaCl 50 

= 1575 kg/m3 = 98,3246 lb m/ft3


= 30 hari

Faktor keamanan

= 20 

(Perry, 1997)

Perhitungan


a. Ukuran Tangki Volume larutan, Vl 

0,3418 kg/jam  24 jam/hari  30 hari = 0,3125 m3 3 0,5  1575 kg/m


1 πD 2 H 4 1 3  0,3751m 3  πD 2  D  4 2  3 0,3751 m 3  πD 3 8 V

Maka: D = 0,6829 m ;

H = 1,0244 m


=

0,3125  1,0244 = 0,8537 m 0,3751

b. Tebal tangki Tekanan hidrostatik P = x g x l = 1575 kg/m3 x 9,8 m/det2 x 0,8537 m = 13,1764 kPa Tekanan operasi = 1 atm = 101,325 kPa P = 13,1764 kPa + 101,325 kPa = 114,5014 kPa Faktor kelonggaran = 5 % Maka, Pdesign = (1,05) (114,5014 kPa) = 120,2264 kPa Joint efficiency = 0,8

(Brownell,1959)


(Brownell,1959)

Tebal shell tangki:

PD 2SE  1,2P (120,2264 kPa) (0,6829 m)  2(87218,714 kPa)(0,8)  1,2(120,2264 kPa)  0,0006 m  0,0232 in

t


(Brownell,1959)

c. Daya Pengaduk


Jenis pengaduk


Jumlah baffle

: 4 buah

Untuk turbin standar (McCabe, 1999), diperoleh: Da/Dt = 1/3 ; Da

= 1/3 x 0,6829 m = 0,2276 m = 0,7469 ft

E/Da = 1

; E

= 0,2276 m

L/Da = ¼

; L

= 1/4 x 0,2276 m = 0,0569 m

W/Da = 1/5 ; W

= 1/5 x 0,2276 m = 0,0455 m

J/Dt = 1/12 ; J

= 1/12 x 0,6829 m = 0,0569 m

dengan : Dt

= diameter tangki

Da

= diameter impeller

E


L


W


J

= lebar baffle

Kecepatan pengadukan, N = 1 putaran/det Viskositas NaCl 50  = 4,117510 -3 lb m/ftdetik

(Kirk Othmer, 1967)

Bilangan Reynold,

N Re N Re

ρ N D a 2  μ 2  98,324610,2276  

4,1775  10 3

(Geankoplis, 1997)

 13319,9579


K .n 3 .D a ρ P T gc

KT

= 6,3

( McCabe,1999) (McCabe,1999)

6,3.(1 put/det) 3 .(0,6829 ft) 5 (98,3246 lbm/ft 3 ) 1hp x 2 550 ft.lbf/det 32,17 lbm.ft/lbf.det  0,0081 hp

P

Efisiensi motor penggerak = 80 


Daya motor penggerak =

0,0081 = 0,0102 hp 0,8

Maka daya motor yang dipilih 1/4 hp

13. Tangki Pelarutan NaOH (TP-04) Fungsi

: Tempat membuat larutan NaOH

Bentuk


Bahan konstruksi : Carbon Steel, SA-283, grade C


= 30C

Tekanan

= 1 atm

NaOH yang dipakai berupa larutan 50 % (% berat)

(Perry, 1999)

Laju alir massa NaOH

= 1,2618 kg/jam

Densitas larutan NaOH 4%

= 1518 kg/m3 = 94,7662 lbm/ft3


= 30 hari

Faktor keamanan

= 20%

Perhitungan a. Ukuran Tangki Volume larutan, (V1) = Volume tangki

(1,2618 kg / jam)( 24 jam / hari)(30 hari) = 1,1969 m3 (0,5)(1518 kg / m 3 )

= 1,2 x 1,1969 m3 = 1,4363 m3

Direncanakan perbandingan diameter dengan tinggi tangki, D : H = 2 : 3

1 πD 2 H 4 1 3  1,4363 m 3  πD 2  D  4 2  3 1,4363 m 3  πD 3 8 V

Maka: D = 1,0685 m ;

H = 1,6027 m


=

1,1969 x1,6027 1,4363

= 1,3356 m


b. Tebal tangki Tekanan hidrostatik = x g x l

P

= 1518 kg/m3 x 9,8 m/det2 x 1,3356 m = 19,8688 kPa Tekanan operasi = 1 atm = 101,325 kPa P = 19,8688 kPa + 101,325 kPa = 121,1938 kPa Faktor kelonggaran = 5 % Maka, Pdesign = (1,05) (121,1938 kPa) = 127,2534 kPa Joint efficiency = 0,8 Allowable stress = 12650 psia = 87218,714 kPa

(Brownell,1959) (Brownell,1959)

Tebal shell tangki: PD 2SE  1,2P (127,2534 kPa) (1,0685 m)  2(87.218,714 kPa)(0,8)  1,2(127,2534 kPa)  0,0010 m  0,0384 in

t


(Brownell,1959)

c. Daya Pengaduk Jenis pengaduk


Jumlah baffle

: 4 buah

Untuk turbin standar (McCabe, 1999), diperoleh: Da/Dt = 1/3 ; Da = 1/3 x 1,0685 m = 0,3562 m = 1,1685 ft E/Da = 1

; E = 0,3562 m

L/Da = ¼

; L = 1/4 x 0,3562 m = 0,089 m

W/Da = 1/5 ; W = 1/5 x 0,3562 = 0,0712 m J/Dt = 1/12 ; J = 1/12 x 1,0685 m = 0,089 m

dengan : Dt

= diameter tangki


Da

= diameter impeller

E


L


W


J

= lebar baffle

Kecepatan pengadukan, N = 1 putaran/det Viskositas NaOH 4% = 4,302 . 10-4 lbm/ft.det

(Othmer, 1967)

Bilangan Reynold, N Re

N Re

ρ N D a 2  μ

(Geankoplis, 1997)

2  94,7662 10,3562  

4,302  10  4

 300763,61


K .n 3 .D a ρ P T gc

( McCabe,1999)

KT

(McCabe,1999)

= 6,3

6,3.(1 put/det) 3 .(0,3562 ft) 5 (94,7662 lbm/ft 3 ) 1hp P x 2 550 ft.lbf/det 32,174 lbm.ft/lbf.det  0,0735hp Efisiensi motor penggerak = 80  Daya motor penggerak =

0,0735 =0,0919 hp 0,8


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

: Membuat larutan kaporit [Ca(ClO)2]

Bentuk




= 30C


Tekanan

= 1 atm

Ca(ClO)2 yang digunakan

= 2 ppm

Ca(ClO)2 yang digunakan berupa larutan 70  ( berat) Laju massa Ca(ClO)2

= 0,0023 kg/jam

Densitas Ca(ClO)2 70 

= 1272 kg/m3 = 79,4088 lb m/ft3


= 90 hari

Faktor keamanan

= 20 

(Perry, 1997)

Perhitungan a. Ukuran Tangki Volume larutan, Vl 

0,0023 kg / jam  24 jam / hari  90 hari = 0,0055 m3 3 0,7  1272 kg / m


1 V  D 2 H 4 1 3  0,0067 m 3  D 2  D  4 2  3 0,0067 m 3  D 3 8 Maka: D = 0,1781 m ; H = 0,2672 m Tinggi cairan dalam tangki

=

(0,0055)(0,2672 = 0,2226 m (0,0067)

b. Tebal tangki Tekanan hidrostatik P = xgxl = 1272 kg/m3 x 9,8 m/det2 x 0,2226 m = 2,7754 kPa Tekanan operasi = 1 atm = 101,325 kPa P = 2,7754 kPa + 101,325 kPa = 104,1004 kPa

Faktor kelonggaran = 5 % Maka, Pdesign = (1,05) (104,1004 kPa) = 109,3054 kPa


Joint efficiency = 0,8 Allowable stress = 12,650 psia = 87.218,714 kP Tebal shell tangki: PD 2SE  1,2P (109,3054 kPa) (0,1781 m)  2(87.218,714 kPa)(0,8)  1,2(109,3054 kPa)  0,0001 m  0,0055 in

t

Faktor korosi = 1/8 in Maka tebal shell yang dibutuhkan = 0,0055 in + 1/8 in = 0,1305 in Tebal shell standar yang digunakan = 1/4 in c. Daya Pengaduk Jenis pengaduk


Jumlah baffle

: 4 buah

Untuk turbin standar (McCabe, 1993), diperoleh: Da/Dt = 1/3 ; Da = 1/3 x 0,1781 m = 0,0594 m = 0,1948 ft E/Da = 1

; E

= 0,0594

L/Da = ¼

; L

= 1/4 x 0,0594 m = 0,0148 m

W/Da = 1/5 ; W = 1/5 x 0,0594 m = 0,0119 m J/Dt = 1/12 ; J

= 1/12 x 0,0594 m = 0,0148 m

dengan : Dt

= diameter tangki

Da

= diameter impeller

E


L


W


J

= lebar baffle

Kecepatan pengadukan, N = 1 putaran/det Viskositas kaporit

= 6,719710 -4 lb m/ftdetik

(Othmer, 1967)

Bilangan Reynold,


2

N Re

 N D a   

N Re 

(Pers. 3.4-1, Geankoplis, 1983)

79,408810,05942 6,7194  10  4

 4483,7661

NRe < 10.000, maka perhitungan dengan pengadukan menggunakan rumus: 5

P KT

P

5

K T .n 3 .D a ρ N Re g c

P

K T .n 3 .D a ρ gc

= 71

71.(1 put/det) 3 .(0,0594 ft) 5 (79,4088 lbm/ft 3 ) 1hp x 3 2 550 ft.lbf/det (2,82.10 )(32,17 lbm.ft/lbf.det )

 1,9926.10 8 hp Efisiensi motor penggerak = 80  Daya motor penggerak =

1,9926.10 8 = 2,4908.10 -8 hp 0,8


15. Menara Pendingin Air /Water Cooling Tower (CT) Fungsi

: Mendinginkan air pendingin bekas dari temperatur 60C menjadi 28C

Jenis

: Mechanical Draft Cooling Tower

Bahan konstruksi : Carbon Steel SA–53 Grade B Jumlah unit

: 1 unit

Kondisi operasi : Suhu air masuk menara (TL2)

= 60C = 140F

Suhu air keluar menara (TL1)

= 28C = 82,4F

Suhu udara (TG1)

= 28C = 82,4F

Dari Gambar 12-14, Perry, 1999, diperoleh suhu bola basah, Tw = 78F. Dari kurva kelembaban, diperoleh H = 0,022 kg uap air/kg udara kering Dari Gambar 12-14, Perry, 1999, diperoleh konsentrasi air = 1,25 gal/ft 2menit Densitas air (60C)

= 983,24 kg/m3

(Perry, 1999)


Laju massa air pendingin

= 12709,3544 kg/jam

Laju volumetrik air pendingin = 12709,3544 / 983,24 = 12,9260 m3/jam Kapasitas air, Q = 12,9260 m3/jam  264,17 gal/m3 / 60 menit/jam = 56,9110 gal/menit Faktor keamanan = 20% Luas menara, A = 1,2 x (kapasitas air/konsentrasi air) = 1,2 x (56,9110 gal/menit /(1,25 gal/ft2. menit)= 54,6346 ft2 Laju alir air tiap satuan luas (L) =

(12709,3544 kg/jam).(1 jam).(3,2808 ft) 2 (54,6346 ft 2 ).(3600 s).(1m 2 )

= 0,6955 kg/s.m2 Perbandingan L : G direncanakan = 5 : 6 Sehingga laju alir gas tiap satuan luas (G) = 0,5796 kg/s.m2

Perhitungan tinggi menara : Dari Pers. 9.3-8, Geankoplis, 1997 : Hy1 = (1,005 + 1,88 x 0,022).103 (28 – 0) + 2,501.106 (0,022) = 84,3200.103 J/kg Dari Pers. 10.5-2, Geankoplis, 1997 : 0,5796 (Hy2 – 84,320.103) = 0,6955 (4,187.103).(60-28) Hy2 = 245,1008.10 3 J/kg 600

entapi.10^-3

500 400 garis kesetimbangan

300

garis operasi

200 100 0 10

20

30

40

50

60

70

suhu

Gambar LD.2 Grafik Entalpi dan Temperatur Cairan pada Cooling Tower (CT)


Ketinggian menara, z =

G

.

M.kG.a.P

Hy 2

 Hy1

dHy Hy *  Hy

(Geankoplis, 1997)

Tabel LD.1 Perhitungan Entalpi dalam Penentuan Tinggi Menara Pendingin hy

hy*

1/(hy*-hy)

150

180

0,03333

170

220

0,02000

210

330

0,00833

245,10088

462

0,00461

0.035 0.03

1/(hy*-hy)

0.025 0.02 0.015 0.01 0.005 0 100

150

200

250

300

hy

Gambar LD.3 Kurva Hy terhadap 1/(Hy*– Hy) Luasan daerah di bawah kurva dari pada Gambar LD.3:

Hy 2



Hy1

dHy Hy *  Hy

= 1,4575

Estimasi kG.a = 1,207.10-7 kg.mol /s.m3 (Geankoplis, 1997). Maka ketinggian menara , z =

0,5796

(1,4575)

29 (1,207.10-7)(1,013.10 5) = 2,3824 m = 2,4 m Diambil

performance menara 90%, maka dari Gambar 12-15, Perry, 1999,

diperoleh tenaga kipas 0,03 Hp/ft2. Daya yang diperlukan = 0,03 Hp/ft2  54,6346 ft2 = 1,6509 hp


Digunakan daya standar 1 3/4 hp 15. Deaerator (DE) Fungsi

: menghilangkan gas-gas yang terlarut dalam air umpan ketel

Bentuk

: silinder horizontal dengan tutup ellipsoidal

Bahan konstruksi : Carbon steel SA-283, Grade C


= 30C

Tekanan

= 1 atm

Laju massa air

= 5731,7857 kg/jam

Densitas air

= 995,68 kg/m3

(Perry, 1997)

Kebutuhan perancangan = 1 hari Faktor keamanan

= 20 

Perhitungan: a. Ukuran tangki Volume air, Vl 

5731,7857 kg / jam  24 jam / hari  1hari = 138,1597 m3 3 995,68 kg / m


1 πD 2 H 4 1 3  165,7916 m 3  πD 2  D  4 2  3 165,7916 m 3  πD 3 8 V

Maka: D = 5,2024 m ; H = 7,8035 m Tinggi cairan dalam tangki

=

138,1597  7,8035 = 6,5030 m 165,7916

b. Diameter dan tinggi tutup Diameter tutup = diameter tangki = 5,2024 m Direncanakan perbandingan diameter dengan tinggi tutup, D : H = 4 : 1


Tinggi tutup

=

1 x 5,2024 m  1,3006 m 4

(Brownell,1959)

Tinggi tangki total = 7,8035 x 2(1,3006) = 10,4047 m c. Tebal tangki Tekanan hidrostatik P = xgxl = 995,68 kg/m3 x 9,8 m/det2 x 10,4047 m = 63,4536 kPa Tekanan operasi = 1 atm = 101,325 kPa P = 63,4536 kPa + 101,325 kPa = 164,7786 kPa Faktor kelonggaran

= 5%

Maka, Pdesign = (1,05) (164,7786 kPa) = 173,0176kPa Joint efficiency = 0,8

(Brownell,1959)

Allowable stress = 12.650 psia = 87.218,714 kP

(Brownell,1959)

Tebal shell tangki:


t


(Brownell,1959)

Tutup terbuat dari bahan yang sama dengan dinding tangki dan ditetapkan tebal tutup 1/2 in.

16. Ketel Uap (KU-201) Fungsi

: menyediakan uap untuk keperluan proses

Jenis

: water tube boiler

Bahan konstruksi : carbon steel

Kondisi operasi : Uap jenuh yang digunakan bersuhu 150C


Dari steam table, Smith, 1987, diperoleh kalor laten steam 978,9530 Btu/lbm Kebutuhan uap = 391,7343 kg/jam = 863,6309 lb m/jam Perhitungan: Menghitung Daya Ketel Uap

34 ,5  P  970,3 H

W

dimana: P = daya boiler, hp W = kebutuhan uap, lb m/jam H = kalor laten steam, Btu/lb m Maka,

P

863,6309  978,9530 = 25,2560 hp 35,4  970,3

Menghitung Jumlah Tube Luas permukaan perpindahan panas, A = P  10 ft2/hp = 25,2560 hp  10 ft2/hp = 252,5602 ft2 Direncanakan menggunakan tube dengan spesifikasi: - Panjang tube, L = 30 ft - Diameter tube 3 in - Luas permukaan pipa, a = 0,917 ft2/ft

(Kern, 1965)

Sehingga jumlah tube,

Nt 

A 252,5602  = 9,1807  10 buah ' 30  0,917 L a

18. Pompa Screening (JU-201) Fungsi

: memompa air dari sungai ke bak pengendapan

Jenis

: pompa sentrifugal

Jumlah

: 1 unit

Kondisi operasi : P = 1 atm


T = 30 oC Laju alir massa (F)

= 3764,6022 kg/jam

Densitas air ()

= 955,68 kg/m

Viskositas air ()

= 0,8007cP

Laju alir volumetrik (Q) =

= 2,3054 lbm/s

3

= 62,1586 lbm/ft3 = 0,0005 lbm/ft.s

2,3054 lbm / s = 0,0371 ft3/s 3 62,1586 lbm / ft

Desain pompa : Di,opt

= 3,9 (Q)0,45()0,13

(Timmerhaus,1991)

= 3,9 (0,0371 ft3/s )0,45 ( 62,1586 lbm/ft3)0,13 = 1,5149 in Dari Appendiks A.5 Geankoplis,1997, dipilih pipa commercial steel : Ukuran nominal

: 1 in

Schedule number

: 40

Diameter Dalam (ID)

: 1,049 in = 0,0874 ft

Diameter Luar (OD)

: 1,315 in = 0,1096 ft

Inside sectional area

: 0,006 ft2

Kecepatan linear, v = Q/A =

0,0371 ft 3 / s = 6,1816 ft/s 0,006 ft 2

Bilangan Reynold : NRe =

 vD 

(62,1586 lbm / ft 3 )(6,1816 ft / s )(0,0874 ft ) = 0,0005 lbm/ft.s = 62424,7783 (Turbulen) 

Untuk pipa commercial steel diperoleh harga  = 0,00015

Pada NRe = 61996,3128 dan /D =

0,00015 ft = 0,0017 0,0874 ft

maka harga f = 0,005

(Timmerhaus,1991)

Friction loss :

 A  v2 1 Sharp edge entrance= hc = 0,5 1  2  A1  2 


= 0,5 1  0

2 elbow 90° = hf = n.Kf.

6,1816 2 2132,174

6,1816 2 v2 = 2(0,75) 2(32,174) 2. g c

1 check valve = hf = n.Kf.

Pipa lurus 30 ft = Ff = 4f

6,1816 2 v2 = 1(2,0) 2(32,174) 2. g c

= 0,2969 ft.lbf/lbm

= 0,8908 ft.lbf/lbm

= 1,1877 ft.lbf/lbm

L.v 2 D.2.g c

= 4(0,005)

70. 6,1816 2 0,0874.2.32,174

= 4,0759 ft.lbf/lbm

2

1 Sharp edge exit = hex

 A1  v 2   = 1  A2  2. .g c  = 1  0

6,1816 2 2132,174

Total friction loss :  F

= 0,5938 ft.lbf/lbm = 7,0451 ft.lbf/lbm

Dari persamaan Bernoulli :





2 P  P1 1 2 v 2  v1  g  z 2  z1   2   F  Ws  0 2 

(Geankoplis,1997)

dimana : v1 = v2 P1 = P2 Z = 30 ft

maka : 0 

32,174 ft / s 2 30 ft   0  7,0451 ft.lbf / lbm  Ws  0 32,174 ft .lbm / lbf .s 2 Ws = 37,0451 ft.lbf/lbm

Effisiensi pompa , = 80 % Ws 37,0451 Wp

=  x Wp = 0,8 x Wp = 46,3060 ft.lbf/lbm


Daya pompa : P = m x Wp =

3764,6022 lbm / s  46,3060 0,453593600

ft.lbf / lbm x

1 hp 550 ft.lbf / s

= 0,1941 hp Maka dipilih pompa dengan daya motor 3/4 hp

19. Pompa Sedimentasi (JU-202) Fungsi

: memompa air dari bak pengendapan ke klarifier

Jenis

: pompa sentrifugal

Jumlah

: 1 unit

Kondisi operasi : P = 1 atm T = 30 oC Laju alir massa (F)

= 3764,6022 kg/jam

= 2,3054 lbm/s

Densitas air ()

= 955,68 kg/m3

= 62,1586 lbm/ft3


= 0,8007cP

= 0,0005 lbm/ft.s


2,3054 lbm / s = 0,0371 ft3/s 62,1586 lbm / ft 3


= 3,9 (Q)0,45()0,13 3

= 3,9 (0,0371 ft /s )

(Timmerhaus,1991) 0,45

3 0,13

( 62,1586 lbm/ft )

= 1,5149 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



0,0371 ft 3 / s = 6,1816 ft/s 0,006 ft 2


 vD 

=

(62,1586 lbm / ft 3 )(6,1816 ft / s )(0,0874 ft ) 0,0005 lbm/ft.s

= 62424,7783 (Turbulen) 


Pada NRe = 61996,3128 dan /D =

0,00015 ft = 0,0017 0,0874 ft


(Timmerhaus,1991)

Friction loss :

 A  v2 1 Sharp edge entrance= hc = 0,5 1  2  A1  2  = 0,5 1  0


6,1816 2 2132,174

6,1816 2 v2 = 2(0,75) 2(32,174) 2. g c



6,1816 2 v2 = 1(2,0) 2(32,174) 2. g c

= 0,2969 ft.lbf/lbm

= 0,8908 ft.lbf/lbm

= 1,1877 ft.lbf/lbm

L.v 2 D.2.g c

= 4(0,005)

70. 6,1816 2 0,0874.2.32,174

= 4,0759 ft.lbf/lbm

2


 A  v2 = 1  1  A2  2. .g c  = 1  0


6,1816 2 2132,174








P  P1 2 1 2 v 2  v1  g  z 2  z1   2   F  Ws  0 2 

(Geankoplis,1997)

dimana : v1 = v2 P1 = P2 Z = 30 ft

maka : 0 

32,174 ft / s 2 30 ft   0  7,0451 ft.lbf / lbm  Ws  0 32,174 ft .lbm / lbf .s 2 Ws = 37,0451 ft.lbf/lbm

Effisiensi pompa , = 80 % Ws 37,0451 Wp

=  x Wp = 0,8 x Wp = 46,3060 ft.lbf/lbm

Daya pompa : P = m x Wp = 3764,6022 lbm / s  46,3060 0,453593600

ft.lbf / lbm x

1 hp 550 ft.lbf / s


20. Pompa Alum (JU-203) Fungsi

: memompa air dari tangki pelarutan alum ke klarifier

Jenis

: pompa sentrifugal

Jumlah

: 1 unit


= 2,1510 kg/jam = 0,0013 lbm/s


Densitas alum ()

= 1363 kg/m3

Viskositas alum ()

= 6,72 10 -4 cP = 4,5158.10-7 lbm/ft.s (Othmer, 1967)


= 85,0898 lbm/ft3

0,0013 lbm / s = 1,5481 10 -5 85,0898 lbm / ft 3

(Othmer, 1967)

ft3/s


= 3,9 (Q)0,45()0,13

(Timmerhaus,1991)

= 3,9 (1,5481 10-5 ft3/s )0,45 ( 85,0898 lbm/ft3)0,13 = 0,0476 in Dari Appendiks A.5 Geankoplis,1997, dipilih pipa commercial steel : Ukuran nominal

: 3/4 in

Schedule number

: 40

Diameter Dalam (ID)

: 0,824 in = 0,07 ft

Diameter Luar (OD)

: 1,05 in


: 0,0004 ft2

= 0,09 ft


1,5481.10 5 ft 3 / s = 0,0387 ft/s 0,0004 ft 2


 vD 

=

(85,0898 lbm / ft 3 )(0,0387 ft / s )(0,07 ft ) 4,5158.10-7 lbm/ft.s

= 163473,3395 (Turbulen) Untuk pipa commercial steel diperoleh harga  = 0,00015 Pada NRe = 163473,3395 dan /D =

0,00015 ft = 0,0067 0,07 ft


(Timmerhaus,1991)

Friction loss :



0,0387 2 2132,174

0,0387 2 v2 = 2(0,75) 2. g c 2(32,174)

= 1,16388. 10-5 ft.lbf/lbm = 3,49165. 10-5 ft.lbf/lbm




= 4(0,007)

0,0387 2 v2 = 1(2,0) 2(32,174) 2. g c

= 4,65553. 10-5 ft.lbf/lbm

L.v 2 D.2.g c

30. 0,0387 2 0,51.2.32,174

= 9,9968. 10 -4 ft.lbf/lbm 2


 A  v2 = 1  1  A2  2. .g c  = 1  0

0,0387 2 2132,174

=2,327710 -5 ft.lbf/lbm = 1,11132 10 -4 ft.lbf/lbm







2 P  P1 1 2 v 2  v1  g  z 2  z1   2   F  Ws  0 2 

(Geankoplis,1997)

dimana : v1 = v2 P1 = 112,9530 kPa = 2359,0863 lbf/ft² P2 = 130,5994 kPa = 2727,6399 lbf/ft² ;

P = 4,3314 ft.lb f/lb m 

Z = 20 ft maka 0

:

32,174 ft / s 2 20 ft   4,3314 ft.lbf / lbm  1,1113210 - 4 ft.lbf / lbm  Ws  0 32,174 ft.lbm / lbf .s 2

Ws = -24,3325 ft.lbf/lbm

Effisiensi pompa , = 80 % Ws

= -  x Wp

-24,3325 = -0,8 x Wp Wp

= 30,4156 ft.lbf/lbm

Daya pompa : P = m x Wp


=

1 hp 2,1510 lbm / s  30,4156 ft.lbf / lbm x 0,453593600 550 ft.lbf / s

= 7,28464. 10-5 hp Maka dipilih pompa dengan daya motor 1/20 hp 21. Pompa Soda Abu (JU-204) Fungsi

: memompa air dari tangki pelarutan soda abu ke klarifier

Jenis

: pompa sentrifugal

Jumlah

: 1 unit


= 1,1616 kg/jam = 0,0007 lbm/s

Densitas soda abu ()

= 1327 kg/m3 -4

Viskositas soda abu () = 3,69 10 cP Laju alir volumetrik (Q) =

= 82,8423 lbm/ft3

(Othmer, 1967)

-7

= 2,4797.10 lbm/ft.s

0,0007 lbm / s = 8,5869 10-6 3 82,8423 lbm / ft

(Othmer, 1967)

ft3/s


= 3,9 (Q)0,45()0,13

(Timmerhaus,1991)

= 3,9 (8,5869 10-6 ft3/s )0,45 ( 82,8423 lbm/ft3)0,13 = 0,0364 in

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

: 3/4 in

Schedule number

: 40

Diameter Dalam (ID)

: 0,824 in = 0,07 ft

Diameter Luar (OD)

: 1,05 in


: 0,00371 ft2

= 0,09 ft


8,5869.106 ft 3 / s = 0,0023 ft/s 0,00371 ft 2


 vD 


=

(82,8423 lbm / ft 3 )(0,0023 ft / s )(0,07 ft ) 2,4797.10- 7 lbm/ft.s


0,00015 ft = 0,0067 0,0224 ft


(Timmerhaus,1991)

Friction loss :

 A  v2 1 Sharp edge entrance= hc = 0,5 1  2  A1  2  =0,5 1  0


0,00232 v2 = 2(0,75) 2. g c 2(32,174)



0,00232 2132,174

0,00232 v2 = 1(2,0) 2(32,174) 2. g c

= 4,1626. 10-8 ft.lbf/lbm = 1,2488 10-7 ft.lbf/lbm = 1,6650 10-7 ft.lbf/lbm

L.v 2 D.2.g c

2  30 . 0,0023  = 4(0,007) 0,0224.2.32,174

=

3,56528.10 -6

ft.lbf/lbm 2


 A  v2 = 1  1  A2  2. .g c  = 1  0

0,00232 2132,174


= 8,3252 10-8 ft.lbf/lbm = 3,98154. 10-6 ft.lbf/lbm






P  P1 2 1 2 v 2  v1  g  z 2  z1   2   F  Ws  0 2 

(Geankoplis,1997)



P = 5,0354 ft.lb f/lb m 

Z = 20 ft : 0

32,174 ft / s 2 20 ft   2,09 ft.lbf / lbm  3,98154.10 - 6 ft.lbf / lbm  Ws  0 32,174 ft.lbm / lbf .s 2

Ws = -25,0354 ft.lbf/lbm Effisiensi pompa , = 80 % Ws

= -  x Wp

-25,0354 = -0,8 x Wp Wp




= 4,04755. 10-5 hp Maka dipilih pompa dengan daya motor 1/20 hp

22. Pompa Klarifier (JU-205) Fungsi

: memompa air dari klarifier ke tangki filtrasi

Jenis

: pompa sentrifugal

Jumlah

: 1 unit


= 3764,6022 kg/jam

= 2,3054 lbm/s

Densitas air ()

= 955,68 kg/m3

= 62,1586 lbm/ft3


= 0,8007cP

= 0,0005 lbm/ft.s



2,3054 lbm / s = 0,0371 ft3/s 62,1586 lbm / ft 3


= 3,9 (Q)0,45()0,13

(Timmerhaus,1991)

= 3,9 (0,0371 ft3/s )0,45 ( 62,1586 lbm/ft3)0,13 = 1,5149 in


: 1 in

Schedule number

: 40

Diameter Dalam (ID)

: 1,0490 in = 0,0871 ft

Diameter Luar (OD)

: 1,3150 in = 0,1096 ft


: 0,006 ft2


0,0371 ft 3 / s = 6,1816 ft/s 0,006 ft 2


 vD 

=



0,00015 ft = 0,0017 0,0874 ft


(Timmerhaus,1991)

Friction loss :

 A  v2 1 Sharp edge entrance= hc = 0,5 1  2  A1  2  = 0,5 1  0 2 elbow 90° = hf = n.Kf.

6,1816 2 2132,174

6,1816 2 v2 = 2(0,75) 2(32,174) 2. g c

= 0,2969 ft.lbf/lbm

= 0,8908 ft.lbf/lbm




6,1816 2 v2 = 1(2,0) 2(32,174) 2. g c

= 1,1877 ft.lbf/lbm

L.v 2 D.2.g c

= 4(0,0048)

30. 6,1816 2 0,0874.2.32,174

= 4,0759 ft.lbf/lbm

2


 A  v2 = 1  1  A2  2. .g c  = 1  0

6,1816 2 2132,174








P  P1 2 1 2 v 2  v1  g  z 2  z1   2   F  Ws  0 2 

(Geankoplis,1997)


P = 5,2640 ft.lb f/lb m 

Z = 30 ft 0

32,174 ft / s 2 30 ft   5,264 ft / lbf / lbm  7,0451 ft.lbf / lbm  Ws  0 32,174 ft .lbm / lbf .s 2


= -  x Wp

-42,3091 = -0,8 x Wp Wp




= 0,2217 hp Maka dipilih pompa dengan daya motor ½ hp


23. Pompa Sand Fiter (JU-206) Fungsi

: memompa air dari tangki filtrasi ke tangki utilitas TU-201

Jenis

: pompa sentrifugal

Jumlah

: 1 unit


= 3764,6022 kg/jam

Densitas air ()

= 955,68 kg/m


= 0,8007cP


3

= 2,3054 lbm/s = 62,1586 lbm/ft3 = 0,0005 lbm/ft.s

2,3054 lbm / s = 0,0371 ft3/s 3 62,1586 lbm / ft


= 3,9 (Q)0,45()0,13

(Timmerhaus,1991)


: 1 in

Schedule number

: 40

Diameter Dalam (ID)

: 1,0490 in = 0,0871 ft

Diameter Luar (OD)

: 1,3150 in = 0,1096 ft


: 0,006 ft2


0,0371 ft 3 / s = 6,1816 ft/s 0,006 ft 2


 vD 

=


= 62424,7783 (Turbulen) Untuk pipa commercial steel diperoleh harga  = 0,00015


Pada NRe = 62424,7783 dan /D =

0,00015 ft = 0,0017 0,0874 ft


(Timmerhaus,1991)

Friction loss :



6,1816 2 2132,174

6,1816 2 v2 = 3(0,75) 2(32,174) 2 .g c



= 0,2969 ft.lbf/lbm

= 1,3361 ft.lbf/lbm

6,1816 2 v2 = 1(2,0) 2(32,174) 2. g c

= 1,1877 ft.lbf/lbm

L.v 2 D.2.g c

2  30 . 6,1816 = 4(0,0048) 0,0874.2.32,174

= 4,0759 ft.lbf/lbm

2


 A  v2 = 1  1  A2  2. .g c  = 1  0

6,18162 2132,174








2 P  P1 1 2 v 2  v1  g  z 2  z1   2   F  Ws  0 2 

(Geankoplis,1997)


P = -3,4253 ft.lb f/lbm 

Z = 30 ft


maka 0

:

32,174 ft / s 2 30 ft   3,4253 ft.lbf / lbm  7,4905 ft.lbf / lbm  Ws  0 32,174 ft.lbm / lbf .s 2


= -  x Wp

-34,0651 = -0,8 x Wp Wp





24. Pompa Utilitas (JU-207) Fungsi

: memompa air dari tangki utilitas TU-201 ke tangki kation

Jenis

: pompa sentrifugal

Jumlah

: 1


= 760,0692 kg/jam

= 0,4655 lbm/s

Densitas air ()

= 955,68 kg/m3

= 62,1586 lbm/ft3


= 0,8007 cP

= 0,0005 lbm/ft.s


0,4655 lbm / s = 0,0075 ft3/s 62,1586 lbm / ft 3


= 3,9 (Q)0,45()0,13

(Timmerhaus,1991)

= 3,9 (0,0075 ft3/s )0,45 ( 62,1586 lbm/ft3)0,13 = 0,7374 in



: 0,3750 in

Schedule number

: 40

Diameter Dalam (ID)

: 0,4930 in = 0,0411 ft

Diameter Luar (OD)

: 0,6750 in = 0,0563 ft


: 0,0013 ft2


0,0075 ft 3 / s = 5,6303 ft/s 0,0013 ft 2


 vD 

=

(62,1586 lbm / ft 3 )(5,6303 ft / s)(0,0411 ft ) 0,0005 lbm/ft.s


0,00015 ft = 0,0037 0,0411 ft


(Timmerhaus,1991)

Friction loss :



5,6303 2 v2 = 2(0,75) 2. g c 2(32,174)



5,6303 2 2132,174

5,6303 2 v2 = 1(2,0) 2. g c 2(32,174)

= 0,2463 ft.lbf/lbm

= 0,7390 ft.lbf/lbm

= 0,9853 ft.lbf/lbm

L.v 2 D.2.g c

= 4(0,0048)

20. 5,6303 2 0,51.2.32,174



2


 A  v2 = 1  1  A2  2. .g c  = 1  0

5,6303 2 2132,174








P  P1 2 1 2 v 2  v1  g  z 2  z1   2   F  Ws  0  2

(Geankoplis,1997)


P = -11,6750 ft.lbf/lbm 

Z = 40 ft maka 0

:

32,174 ft / s 2 40 ft   11,6750 ft .lbf / lbm  15,6537 ft.lbf / lbm  Ws  0 32,174 ft.lbm / lbf .s 2 Ws = -43,9787 ft.lbf/lbm


= -  x Wp

-43,9787 = -0,8 x Wp Wp





25. Pompa Kation (JU-208)


Fungsi

: memompa air dari tangki kation ke tangki anion

Jenis

: pompa sentrifugal

Jumlah

: 1 unit


= 2204,5330 kg/jam

= 1,3501 lbm/s

Densitas air ()

= 955,68 kg/m3

= 62,1586 lbm/ft3


= 0,8007 cP

= 0,0005 lbm/ft.s


1,3501 lbm / s = 0,0217 ft3/s 3 62,1586 lbm / ft


= 3,9 (Q)0,45()0,13

(Timmerhaus,1991)

= 3,9 (0,0217 ft3/s )0,45 ( 62,1586 lbm/ft3)0,13 = 1,1907in Dari Appendiks A.5 Geankoplis,1997, dipilih pipa commercial steel : Ukuran nominal

: 0,75 in

Schedule number

: 40

Diameter Dalam (ID)

: 0,8240 in = 0,0687 ft

Diameter Luar (OD)

: 1,050 in = 0,0875 ft


: 0,0037 ft2


0,0217 ft 3 / s = 5,8543 ft/s 0,0037 ft 2


 vD 

=


= 46439,0768 (Turbulen) Untuk pipa commercial steel diperoleh harga  = 0,00015 Pada NRe = 46439,0768 dan /D = maka harga f = 0,006

0,00015 ft = 0,0022 0,0687 ft

(Timmerhaus,1991)


Friction loss :


5,8543 2 v2 = 2(0,75) 2. g c 2(32,174)



5,8543 2 2132,174

5,8543 2 v2 = 1(2,0) 2(32,174) 2. g c

= 0,2663 ft.lbf/lbm

= 0,7989 ft.lbf/lbm

= 1,0652 ft.lbf/lbm

L.v 2 D.2.g c

= 4(0,0048)

20. 5,8543 2 0,0687.2.32,174

= 3,7232 ft.lbf/lbm

2


 A  v2 = 1  1  A2  2. .g c  = 1  0

5,8543 2 2132,174








2 P  P1 1 2 v 2  v1  g  z 2  z1   2   F  Ws  0 2 

(Geankoplis,1997)


P = -9,1767 ft.lb f/lbm 

Z = 20 ft


maka 0

:

32,174 ft / s 2 20 ft   9,1767 ft.lbf / lbm  6,3862 ft .lbf / lbm  Ws  0 32,174 ft.lbm / lbf .s 2 Ws = 17,2096 ft.lbf/lbm

Effisiensi pompa , = 80 % =  x Wp

Ws

17,2096 = 0,8 x Wp Wp


Daya pompa : P = m x Wp = 2204,5330lbm / s  21,5120 ft.lbf / lbm x

1 hp 550 ft.lbf / s


26. Pompa Anion (JU-209) Fungsi

: memompa air dari tangki kation ke deaerator

Jenis

: pompa sentrifugal

Jumlah

: 1 unit


= 2204,5330 kg/jam

= 1,3501 lbm/s

Densitas air ()

= 955,68 kg/m3

= 62,1586 lbm/ft3


= 0,8007 cP

= 0,0005 lbm/ft.s


1,3501 lbm / s = 0,0217 ft3/s 62,1586 lbm / ft 3


= 3,9 (Q)0,45()0,13

(Timmerhaus,1991)

= 3,9 (0,0217 ft3/s )0,45 ( 62,1586 lbm/ft3)0,13 = 1,1907in



: 0,75 in

Schedule number

: 40

Diameter Dalam (ID)

: 0,8240 in = 0,0687 ft

Diameter Luar (OD)

: 1,050 in = 0,0875 ft


: 0,0037 ft2


0,0217 ft 3 / s = 5,8543 ft/s 0,0037 ft 2


 vD 

=



0,00015 ft = 0,0022 0,0687 ft


(Timmerhaus,1991)

Friction loss :



5,8543 2 v2 = 2(0,75) 2. g c 2(32,174)



5,8543 2 2132,174

5,8543 2 v2 = 1(2,0) 2. g c 2(32,174)

= 0,2663 ft.lbf/lbm

= 0,7989 ft.lbf/lbm

= 1,0652 ft.lbf/lbm

L.v 2 D.2.g c

2  20  . 5,8543  = 4(0,0048) 0,0687.2.32,174

= 3,7232 ft.lbf/lbm


2


 A  v2 = 1  1  A2  2. .g c  = 1  0

5,8543 2 2132,174








P  P1 2 1 2 v 2  v1  g  z 2  z1   2   F  Ws  0 2 

(Geankoplis,1997)


P = 0 ft.lb f/lb m 

Z = 20 ft maka : 0

32,174 ft / s 2 20 ft   0  6,3862 ft.lbf / lbm  Ws  0 32,174 ft.lbm / lbf .s 2

Ws = - 26,3862 ft.lbf/lbm


= -  x Wp

- 26,3862 = -0,8 x Wp Wp




= 0,0810 hp Maka dipilih pompa dengan daya motor 1/20 hp 27. Pompa NaCl (JU-210) Fungsi

: memompa air dari tangki pelarutan NaCl ke tangki kation

Jenis

: pompa sentrifugal

Jumlah

: 1 unit



= 0,3450 kg/jam = 0,0002 lbm/s

Densitas NaCl ()

= 1575 kg/m3 = 98,3246 lbm/ft3

Viskositas NaCl ()

= 0,0042 cP


(Othmer, 1967)

= 2,8073.10-6 lbm/ft.s (Othmer, 1967)

0,0002 lbm / s = 2,14902.10-6 98,3246lbm / ft 3

ft3/s


= 3,9 (Q)0,45()0,13 = 3,9 (2,14902.10-6

(Timmerhaus,1991) ft3/s )0,45 ( 98,3246 lbm/ft3)0,13


: 3/4 in

Schedule number

: 40

Diameter Dalam (ID)

: 0,2690 in = 0,0224 ft

Diameter Luar (OD)

: 0,4050in

= 0,0338ft

: 0,00371 ft

2

Inside sectional area Kecepatan linear, v = Q/A =

2,14902.10 - 6 ft 3 / s = 0,0006 ft/s 0,00371 ft 2


 vD 

=

(98,3246 lbm / ft 3 )(0,0006 ft / s)(0,0224 ft ) 2,8073.10-6 lbm/ft.s


0,00015 ft = 0,0067 0,0224 ft (Timmerhaus,1991)

Friction loss :


 A  v2 1 Sharp edge entrance= hc = 0,5 1  2  A1  2 .g c  =0,5 1  0 2 elbow 90° = hf = n.Kf.

0,0006 2 2132,174

0,0006 2 v2 = 2(0,75) 2. g c 2(32,174)



0,0006 2 v2 = 1(2,0) 2(32,174) 2. g c

= 2,60717. 10-9 ft.lbf/lbm = 7,82151. 10-9 ft.lbf/lbm = 1,04287. 10-8 ft.lbf/lbm

L.v 2 D.2.g c

= 4(0,008)

30. 0,0006 2 0,0224.2.32,174

= 1,25609. 10-7 ft.lbf/lbm

2


 A  v2 = 1  1  A2  2. .g c  0,0006 2 = 1  0 2132,174


= 5,21434 10 -9 ft.lbf/lbm = 1,5161.10-7 ft.lbf/lbm






P  P1 2 1 2 v 2  v1  g  z 2  z1   2   F  Ws  0 2 

(Geankoplis,1997)


P = 1,2281 ft.lb f/lb m 

Z = 20 ft maka 0

:

32,174 ft / s 2 20 ft   1,2281 ft.lbf / lbm  1,5161.10 - 7 ft.lbf / lbm  Ws  0 32,174 ft.lbm / lbf .s 2




= -  x Wp

-21,2281 = -0,8 x Wp Wp




= 1,01944. 10-5hp Maka dipilih pompa dengan daya motor 1/50 hp

28. Pompa NaOH (JU-211) Fungsi

: memompa air dari tangki pelarutan NaOH ke tangki anion

Jenis

: pompa sentrifugal

Jumlah

: 1 unit


= 1,2735 kg/jam = 0,0008 lbm/s

Densitas NaOH ()

= 1518 kg/m3

Viskositas NaOH ()

= 0,0004302 cP = 2,8909.10 -7 lbm/ft.s (Othmer, 1967)


= 94,7662 lbm/ft3

(Othmer, 1967)

0,0008 lbm / s = 8,22987 10 -6 94,7662 lbm / ft 3

ft3/s


= 3,9 (Q)0,45()0,13 -6

(Timmerhaus,1991) 3

= 3,9 (8,22987 10 ft /s )

0,45

3 0,13

( 94,7662 lbm/ft )

= 0,0363 in


: 3/4 in

Schedule number

: 40


Diameter Dalam (ID)

: 0,269

in = 0,0224 ft

Diameter Luar (OD)

: 0,4050 in


: 0,00371 ft2

= 0,0338 ft


8,22987 10 - 6 ft 3 / s = 0,0022 ft/s 0,00371 ft 2


 vD 

=

(94,7662 lbm / ft 3 )(0,0022 ft / s )(0,0224 ft ) 2,8909.10-7 lbm/ft.s


0,00015 ft = 0,0067 0,0224 ft


(Timmerhaus,1991)

Friction loss :



0,0022 2 v2 = 2(0,75) 2. g c 2(32,174)



0,0022 2 2132,174

0,0022 2 v2 = 1(2,0) 2(32,174) 2. g c

= 3,82361. 10-8 ft.lbf/lbm = 1,14708. 10-7 ft.lbf/lbm = 1,52944. 10-7 ft.lbf/lbm

L.v 2 D.2.g c

= 4(0,006)

30. 0,0022 2 0,0224.2.32,174

= 1,84215. 10-6 ft.lbf/lbm

2


 A  v2 = 1  1  A2  2. .g c 


= 1  0

0,0022 2 2132,174

= 7,64721. 10-8 ft.lbf/lbm = 2,22451 10 -6 ft.lbf/lbm







P  P1 2 1 2 v 2  v1  g  z 2  z1   2   F  Ws  0  2

(Geankoplis,1997)


P = -2,7538 ft.lb f/lbm 

Z = 20 ft maka 0

:

32,174 ft / s 2 20 ft   2,7538 ft .lbf / lbm  2,22451.10 6 ft.lbf / lbm  Ws  0 32,174 ft.lbm / lbf .s 2



= -  x Wp

-17,2462 = -0,8 x Wp Wp


Daya pompa : P = m x Wp = 1,2735 lbm / s  21,5578 ft.lbf / lbm x

1 hp 550 ft.lbf / s

= 3,05695. 10-5 hp Maka dipilih pompa dengan daya motor 1/50 hp

29. Pompa Deaerator (JU-212) Fungsi

: memompa air dari tangki deaerator ke ketel uap

Jenis

: pompa sentrifugal


Jumlah

: 1 unit


= 5731,7857 kg/jam

= 3,5101 lbm/s

Densitas air ()

= 955,68 kg/m3

= 62,1586 lbm/ft3


= 0,8007cP

= 0,0005 lbm/ft.s


3,5101 lbm / s 62,1586 lbm / ft 3

= 0,0565 ft3/s


= 3,9 (Q)0,45()0,13 3

= 3,9 (0,0565 ft /s )


3 0,13

( 62,1586 lbm/ft )


: 1 in

Schedule number

: 40

Diameter Dalam (ID)

: 1,049 in = 0,0874 ft

Diameter Luar (OD)

: 1,3150 in = 0,1096 ft


: 0,006 ft2


0,0565 ft 3 / s = 9,4118 ft/s 0,2006 ft 2


 vD 

=



0,00015 ft = 0,0017 0,0874 ft

(Timmerhaus,1991)


Friction loss :

 A  v2 1 Sharp edge entrance= hc = 0,5 1  2  A1  2 

9,4118 2 2132,174

= 0,6883 ft.lbf/lbm

9,4118 2 v2 = 3(0,75) 2(32,174) 2. g c

= 3,0974 ft.lbf/lbm

= 0,5 1  0




9,4118 2 v2 = 1(2,0) 2(32,174) 2. g c

= 2,7532 ft.lbf/lbm

L.v 2 D.2.g c

= 4(0,0048)

30. 9,4118 2 0,084.2.32,174

= 9,0706 ft.lbf/lbm

2


 A  v2 = 1  1  A2  2. .g c  = 1  0

1 Tee = hf = n.Kf.

9,4118 2 2132,174

= 1,3766 ft.lbf/lbm

9,4118 2 v2 = 1(1) 2 .g c 2(32,174)

= 1,3766 ft.lbf/lbm








P  P1 2 1 2 v 2  v1  g  z 2  z1   2   F  Ws  0 2 

(Geankoplis,1997)


P = -21,3207 ft.lbf/lbm 

Z = 40 ft


maka 0

:



Effisiensi pompa , = 80 % = -  x Wp

Ws

-37,0420 = -0,8 x Wp Wp






: memompa air dari tangki utilitas TU-201 ke cooling tower

Jenis

: pompa sentrifugal

Jumlah

: 1 unit


= 28640,6574 kg/jam

Densitas air ()

= 955,68 kg/m


= 0,8007cP


3

17,5395 lbm / s 62,1586 lbm / ft 3

= 17,5395 lbm/s = 62,1586 lbm/ft3 = 0,0005 lbm/ft.s = 0,2822 ft3/s


= 3,9 (Q)0,45()0,13

(Timmerhaus,1991)

= 3,9 (0,2822 ft3/s )0,45 ( 62,1586 lbm/ft3)0,13


= 3,7753 in


: 6 in

Schedule number

: 40

Diameter Dalam (ID)

: 6,065 in = 0,51 ft

Diameter Luar (OD)

: 6,625 in = 0,55 ft


: 0,2006 ft2


0,2468 ft 3 / s = 1,4066 ft/s 0,2006 ft 2


 vD 

=



0,00015 ft = 0,0003 0,51 ft


(Timmerhaus,1991)

Friction loss :


1,21472 v2 = 2(0,75) 2. g c 2(32,174)



1,2147 2 2132,174

1,21472 v2 = 2(2,0) 2(32,174) 2. g c

= 0,0154 ft.lbf/lbm

= 0,0461 ft.lbf/lbm

= 0,0615 ft.lbf/lbm

L.v 2 D.2.g c


2  50  . 1,2147 = 4(0,0055) 0,51.2.32,174

= 0,0669 ft.lbf/lbm

2


 A  v2 = 1  1  A2  2. .g c  = 1  0

1,21472 2132,174

= 0,0307 ft.lbf/lbm


= 0,2207 ft.lbf/lbm






P  P1 2 1 2 v 2  v1  g  z 2  z1   2   F  Ws  0 2 

(Geankoplis,1997)


P = -26,2932 ft.lbf/lbm 

Z = 40 ft maka 0

:

32,174 ft / s 2 40 ft   26,2932 ft .lbf / lbm  0,2207 ft.lbf / lbm  Ws  0 32,174 ft.lbm / lbf .s 2



= -  x Wp

-13,9275 = -0,8 x Wp Wp




= 0,5552 HP Maka dipilih pompa dengan daya motor 3/4 HP


31. Pompa Cooling Tower (JU-214) Fungsi

: memompa air dari cooling tower ke proses

Jenis

: pompa sentrifugal

Jumlah

: 1 unit


= 12801,1660 kg/jam

= 7,8394 lbm/s

Densitas air ()

= 955,68 kg/m3

= 62,1586 lbm/ft3


= 0,8007cP

= 0,0005 lbm/ft.s


7,8394 lbm / s 62,1586 lbm / ft 3

= 0,1261 ft3/s


= 3,9 (Q)0,45()0,13

(Timmerhaus,1991)


: 6 in

Schedule number

: 40

Diameter Dalam (ID)

: 6,065 in = 0,51 ft

Diameter Luar (OD)

: 6,625 in = 0,55 ft


: 0,2006 ft2


0,1261 ft 3 / s = 0,6287 ft/s 0,2006 ft 2


 vD 

=


= 36708,1999 (Turbulen) Untuk pipa commercial steel diperoleh harga  = 0,00015


Pada NRe = 36708,1999 dan /D =

0,00015 ft = 0,0003 0,51 ft


(Timmerhaus,1991)

Friction loss :



= 0,0031 ft.lbf/lbm

0,6287 2 v2 = 2(0,75) 2(32,174) 2. g c

= 0,0092 ft.lbf/lbm

v2 = 1(2,0) 0,6287 2. g c

= 0,0123 ft.lbf/lbm



0,6287 2 2132,174

L.v 2 D.2.g c

2  30  . 0,6287  = 4(0,005) 0,51.2.32,174

= 0,0073 ft.lbf/lbm

2


 A  v2 = 1  1  A2  2. .g c  = 1  0

0,6287 2 2132,174








2 P  P1 1 2 v 2  v1  g  z 2  z1   2   F  Ws  0 2 

(Geankoplis,1997)

dimana : v1 = v2 P1 = P2 Z = 30 ft 0





Ws

-30,0380 = -0,8 x Wp Wp






: memompa air dari tangki utilitas TU-201 ke tangki utilitas TU-202

Jenis

: pompa sentrifugal

Jumlah

: 1 unit


= 400 kg/jam

= 0,2450 lbm/s

Densitas air ()

= 955,68 kg/m3

= 62,1586 lbm/ft3


= 0,8007cP

= 0,0005 lbm/ft.s


0,2450 lbm / s = 0,0039 62,1586 lbm / ft 3

ft3/s


= 3,9 (Q)0,45()0,13

(Timmerhaus,1991)

= 3,9 (0,0039 ft3/s )0,45 ( 62,1586 lbm/ft3)0,13 = 0,55 in


: 3/4 in


Schedule number

: 40

Diameter Dalam (ID)

: 0,824 in = 0,07 ft

Diameter Luar (OD)

: 1,05 in


: 0,00371 ft2

= 0,09 ft


0,0039 ft 3 / s = 1,0622 ft/s 0,00371 ft 2


 vD 

=


= 8426,1070 (Turbulen)

Untuk pipa commercial steel diperoleh harga  = 0,00015 Pada NRe = 8426,1070 dan /D =

0,00015 ft = 0,00218 0,07 ft


(Timmerhaus,1991)

Friction loss :



v2 1,0622 2 = 2(0,75) 2. g c 2(32,174)



1,0622 2 2132,174

v2 1,0622 2 = 1(2,0) 2. g c 2(32,174)

= 0,0088 ft.lbf/lbm

= 0,0132 ft.lbf/lbm

= 0,0351 ft.lbf/lbm

L.v 2 D.2.g c

= 4(0,0075)

20. 1,06222 0,07.2.32,174

= 0,1532 ft.lbf/lbm


2


 A  v2 = 1  1  A2  2. .g c  = 1  0

2

1,0622 2 2132,174








P  P1 2 1 2 v 2  v1  g  z 2  z1   2   F  Ws  0  2

(Geankoplis,1997)


P = -17,5153ft.lb f/lb m 

Z = 20 ft maka 0

:




= -  x Wp

-2,7125 = -0,8 x Wp Wp

= 3,3906 ft.lbf/lbm


1 hp 400 lbm / s  3,3906 ft.lbf / lbm x 0,453593600 550 ft.lbf / s


33. Pompa Kaporit (JU-216) Fungsi

: memompa air dari tangki pelarutan kaporit ke tangki utilitas TU-202


Jenis

: pompa sentrifugal

Jumlah

: 1 unit

Kondisi operasi : P = 1 atm T = 30 oC = 1,39977. 10-6 lbm/s

Laju alir massa (F)

= 0,002285714 kg/jam

Densitas kaporit ()

= 1272 kg/m3

= 79,4088 lbm/ft3

Viskositas kaporit ()

= 6,7197.10-4 cP

= 4,5156.10-7 lbm/ft.s


1,39977.10 - 6 lbm / s 79,4088 lbm / ft 3

= 1,76274. 10-8 ft3/s


= 3,9 (Q)0,45()0,13

(Timmerhaus,1991)

= 3,9 (1,76274. 10 -8 ft3/s )0,45 ( 79,4088 lbm/ft3)0,13 = 0,0022 in


: 3/4 in

Schedule number

: 40

Diameter Dalam (ID)

: 0,2690 in = 0,0224 ft

Diameter Luar (OD)

: 0,4050 in


: 0,00371 ft2

= 0,0338 ft


1,76274.10 - 8 ft 3 / s = 4,7513. 10 -6 ft/s 0,00371 ft 2


 vD 

=

(79,4088 lbm / ft 3 )(4,7513.10 6 ft / s )(0,0224 ft ) 4,5156.10-7 lbm/ft.s

= 18,7298 (Laminar)



Pada NRe = 18,7298 dan /D =

0,00015 ft = 0,0067 0,0224 ft

maka harga f =16/NRe = 0,008

(Timmerhaus,1991)

Friction loss :



= 3,5082. 10-13 ft.lbf/lbm

(4,7513.10 6 ) 2 v2 = 2(0,75) =5,26239.10-13 ft.lbf/lbm 2(32,174) 2. g c



(4,7513.10 6 ) 2 20,532,174

(4,7513.10 6 ) 2 v2 = 1(2,0) = 7,016.10 -13 ft.lbf/lbm 2 ( 32 , 174 ) 2. g c

L.v 2 D.2.g c

2  30 .4,7513.10 -6  = 4(0,5577) 0,07 .2.32,174 

= 1,5024.10-11 ft.lbf/lbm

2


 A1  v 2   = 1  A  2  2. . g c = 1  0

2

(2,376.10 6 ) 2 20,532,174

= 7,0165. 10-13 ft.lbf/lbm = 1,7304. 10-11 ft.lbf/lbm







2 P  P1 1 2 v 2  v1  g  z 2  z1   2   F  Ws  0 2 

(Geankoplis,1997)


P = 7,1354ft.lb f/lb m 

Z = 20 ft


0

32,174 ft / s 2 20 ft   7,1354  1,7304.10 - 11 ft.lbf / lbm  Ws  0 32,174 ft.lbm / lbf .s 2



Ws

-27,1354 = -0,8 x Wp Wp



1 hp 0,0022857 lbm / s  33,9193 ft .lbf / lbm x 0,453593600 550 ft.lbf / s

= 8,63257.10 -8 hp Maka dipilih pompa dengan daya motor 1/20 hp


: memompa air dari tangki utilitas TU-201 ke distribusi domestik

Jenis

: pompa sentrifugal

Jumlah

: 1


= 800 kg/jam

= 0,4899 lbm/s

Densitas air ()

= 955,68 kg/m3

= 62,1586 lbm/ft3


= 0,8007cP

= 0,0005 lbm/ft.s


0,4899 lbm / s = 0,0079 ft3/s 62,1586 lbm / ft 3


= 3,9 (Q)0,45()0,13 3

= 3,9 (0,0079 ft /s )


3 0,13

( 62,1586 lbm/ft )

= 0,7546 in



: 3/4 in

Schedule number

: 40

Diameter Dalam (ID)

: 0,4930 in = 0,0411 ft

Diameter Luar (OD)

: 0,6750 in


: 0,0013 ft2

= 0,0563 ft


0,0079 ft 3 / s = 5,9261 ft/s 0,0013 ft 2


 vD 

=


= 28125,4154 (Turbulen)

Untuk pipa commercial steel diperoleh harga  = 0,00015 Pada NRe = 28125,4154 dan /D =

0,00015 ft = 0,0037 0,0411 ft


(Timmerhaus,1991)

Friction loss :



5,9261 2 v2 = 2(0,75) 2(32,174) 2. g c



5,9261 2 2132,174

5,9261 2 v2 = 1(2,0) 2(32,174) 2. g c

= 0,2729 ft.lbf/lbm

= 0,4093 ft.lbf/lbm

= 1,0915 ft.lbf/lbm

L.v 2 D.2.g c

2  40 . 5,9261  = 4(0,0075) 0,0411.2.32,174

= 5,8451ft.lbf/lbm


2


 A  v2 = 1  1  A2  2. .g c  = 1  0

2

5,9261 2 2132,174








P  P1 2 1 2 v 2  v1  g  z 2  z1   2   F  Ws  0  2

(Geankoplis,1997)

dimana : v1 = v2 P1 = P2 tinggi pemompaan Z = 30 ft maka : 0




= -  x Wp

-28,164 = -0,8 x Wp Wp



1 hp 800 lbm / s  35,2058 ft.lbf / lbm x 0,453593600 550 ft.lbf / s

= 0,0314 hp Maka dipilih pompa dengan daya motor 1/20 hp 35. Blower (JB-101) Fungsi

: memompa steam dari ketel uap menuju evaporator

Jenis

: blower sentrifugal

Jumlah

: 1 unit

Bahan konstruksi : carbon steel


Kondisi operasi

: 150 ºC dan 101,325 kPa

Laju alir volum gas Q =

(318,27 kmol/jam) x (8,314 m 3 .Pa/mol K) x (423 K) 101,325 kPa

= 11052,2631 m3 /jam

Daya blower dapat dihitung dengan persamaan,

P

144  efisiensi  Q 33000

(Perry, 1997)

Efisiensi blower,  berkisar 40 – 80 %; diambil 70  Sehingga,

P

144  0,7  11052,2631 = 33,7596 hp 33000

Maka dipilih blower dengan tenaga 34 hp


LAMPIRAN E

PERHITUNGAN ASPEK EKONOMI Dalam rencana Pra Perancangan Pabrik pembuatan hexamine digunakan asumsi sebagai berikut : Pabrik beroperasi selama 330 hari dalam setahun. Kapasitas maksimum adalah 8000 ton/tahun. Perhitungan didasarkan pada harga peralatan tiba di pabrik atau purchasedequipment delivered (Peters et.al., 2004). Harga alat disesuaikan dengan nilai tukar dollar terhadap rupiah adalah : US$ 1 = Rp 9400,- (Koran Analisa, Mei 2012).

1. Modal Investasi Tetap (Fixed Capital Investment) 1.1 Modal Investasi Tetap Langsung (MITL) Biaya Tanah Lokasi Pabrik Luas tanah seluruhnya

= 11208 m2

Menurut keterangan masyarakat setempat, biaya tanah pada lokasi pabrik berkisar Rp 150.000/m2. Harga tanah seluruhnya = 11208 m2  Rp 150.000/m2 = Rp 1.681.200.000 Biaya perataan tanah diperkirakan 5% Biaya perataan tanah = 0,05 x Rp 1.681.200.000 = Rp 84.060.000 Maka total biaya tanah (A) adalah Rp 1.765.260.000

Harga Bangunan dan Sarana Tabel LE.1 Perincian Harga Bangunan, dan Sarana Lainnya No. 1 2 3

Nama Bangunan Pos Keamanan Parkir Taman

Luas (m2) 18 200 500

Harga Jumlah (Rp/m2) (Rp) 300.000 5.400.000 250.000 50.000.000 250.000 125.000.000


4 5

Areal Bahan Baku Ruang Kontrol

400.000 328.000.000 300.000 15.000.000

820 50

Tabel LE.1 Perincian Harga Bangunan, Luas dan Sarana HargaLainnya (Lanjutan)

No.

Nama Bangunan

6 7 8 9 10 11 12 13 14

Areal Proses Areal Produk Perkantoran Laboratorium Poliklinik Kantin Ruang Ibadah Perpustakaan Unit Pemadam Kebakaran Unit Pengolahan Air Pembangkit Listrik Pengolahan Limbah Pembangkit Listrik Area Perluasan Perumahan Karyawan Jalan Bengkel

15 16 17 18 19 20 21 22

Total

Jumlah (Rp)

(m2) 3.000 400 220 80 50 100 80 80 100

(Rp/m2) 400.000 350.000 300.000 300.000 250.000 250.000 250.000 250.000 300.000

1.200.000.000 140.000.000 66.000.000 24.000.000 12.500.000 20.000.000 20.000.000 20.000.000 30.000.000

1500 150 500 300 1500 1.000 800 80

350.000 350.000 300.000 600.000 350.000 350.000 250.000 300.000

525.000.000 52.500.000 150.000.000 180.000.000 525.000.000 350.000.000 200.000.000 24.000.000

11.208

-

3.882.400.000

Perincian Harga Peralatan Harga peralatan yang di impor dapat ditentukan dengan menggunakan persamaan berikut (Peters, 2004) : m

X  I  Cx  Cy  2   x   X 1   I y  dimana: Cx = harga alat pada tahun yang diinginkan Cy = harga alat pada tahun dan kapasitas yang tersedia X1 = kapasitas alat yang tersedia X2 = kapasitas alat yang diinginkan Ix = indeks harga pada tahun yang diinginkan Iy = indeks harga pada tahun yang tersedia m = faktor eksponensial untuk kapasitas (tergantung jenis alat)


Untuk menentukan indeks harga pada tahun 2012 digunakan metode regresi koefisien korelasi:

r

n  ΣX i  Yi  ΣX i  ΣYi  n  ΣX i 2  ΣX i 2  n  ΣYi 2  ΣYi 2 

(Montgomery, 1992)

Tabel LE.2 Harga Indeks Marshall dan Swift No.

Tahun (Xi)

Indeks (Yi)

Xi.Yi

Xi²

Yi²

1 2 3 4 5 6 7 8 9 10 11 12 13 14

1989 1990 1991 1992 1993 1994 1995 1996 1997 1998 1999 2000 2001 2002

895 915 931 943 967 993 1028 1039 1057 1062 1068 1089 1094 1103

1780155 1820850 1853621 1878456 1927231 1980042 2050860 2073844 2110829 2121876 2134932 2178000 2189094 2208206

3956121 3960100 3964081 3968064 3972049 3976036 3980025 3984016 3988009 3992004 3996001 4000000 4004001 4008004

801025 837225 866761 889249 935089 986049 1056784 1079521 1117249 1127844 1140624 1185921 1196836 1216609

Total

27937

14184

28307996

55748511

14436786

(Sumber: Tabel 6-2, Peters 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 (2011)

X

= variabel tahun ke n – 1

a, b = tetapan persamaan regresi Tetapan regresi ditentukan oleh : b

n  ΣX i Yi   ΣX i  ΣYi  n  ΣX i 2   ΣX i 2

a 

Yi. Xi 2  Xi. Xi.Yi n.Xi 2  (Xi) 2

(Montgomery, 1992)

Maka : b = 14 .( 28307996) – (27937)(14184) 14. (55748511) – (27937)²

= 53536 3185

= 16,809 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 2011 adalah: Y = 16,809 (2012) – 32.528,8 Y = 1290,48791 Perhitungan harga peralatan menggunakan harga faktor eksponsial (m) Marshall & Swift. Harga faktor eksponen ini ber-acuan pada Tabel 6-4, Peters et.al., 2004. Untuk alat yang tidak tersedia, faktor eksponensialnya dianggap 0,6 (Peters et.al., 2004).


Contoh perhitungan harga peralatan: Tangki Penyimpanan Produk Kapasitas tangki , X2 = 704,4548284 m3. Dari Gambar LE.1 berikut, diperoleh untuk harga kapasitas tangki (X1) 1 m³ adalah (Cy) US$ 6700. Dari tabel 6-4, Peters et.al., 2004, faktor eksponen untuk tangki adalah (m) 0,49. Indeks harga pada tahun 2002 (Iy) 1103.

Gambar LE.1

Harga Peralatan untuk Tangki Penyimpanan (Storage) dan Tangki Pelarutan.(Peters et.al., 2004)

Indeks harga tahun 2012 (Ix) adalah 1290,48791. Maka estimasi harga tangki untuk (X2) 704,4548284 m3 adalah : 0, 49

704,4548284 1290,48791 x 1 1103 Cx = US $ 194.850,39 x (Rp9400,-)/(US$ 1)

Cx = US$ 6700 

Cx = Rp 1.831.593.646 ,-/unit 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 Bea masuk PPn PPh Biaya gudang di pelabuhan Biaya administrasi pelabuhan Transportasi lokal Biaya tak terduga Total

= = = = = = = = =

1 15  10  10  0,5  0,5  0,5  0,5  43 

Untuk harga alat non impor sampai di lokasi pabrik ditambahkan biaya sebagai berikut: -

PPn PPh Transportasi lokal Biaya tak terduga Total

= = = = =

10  10  0,5  0,5  21 

Tabel LE.3 Estimasi Harga Peralatan Proses No. 1 2 3 4 5 6 7 8 9 10 11 12 13 14 15 16 17 18 19 20

Kode TT-101 TT-102 R-101 K-101 FE-101 FE-102 TT-103 FF-101 SC-101 DE-101 J-107 E-101 E-102 EJ-101 EJ-102 E-103 J-101 J-102 J-103 J-104

Unit 1 2 1 1 1 5 2 1 1 1 1 1 1 1 1 1 1 1 1 1

Ket*) I I I I I I I I I I I I I I I I NI NI NI NI

Rp Rp Rp Rp Rp Rp Rp Rp Rp Rp Rp Rp Rp Rp

Harga / Unit 1.831.593.646 2.614.642.238 12.414.222 18.358.350 214.674.468 89.040.462 1.217.244.015 390.295.391 97.646.828 127.553.196 97.646.828 211.013.955 58.162.883 36.430.538.049

Rp Rp Rp Rp Rp Rp

36.430.538.049 619.970.725 1.854.478 1.713.271 6.731.043 11.202.825


21 J-105 22 J-106 23 BE-101 Sub Total Impor Sub Total Non Impor Harga Total

NI NI NI

1 1 1

Rp Rp Rp Rp Rp Rp

8.835.679 14.580.515 97.646.828 80.558.980.133 44.917.810 80.603.897.943

Tabel LE.4 Perkiraan Harga Peralatan Utilitas dan Pengolahan Limbah No. 1 2 3 4 5 6 7 8 9 10 11 12 13 14 15 16 17 18 19 20 21 22 23 24 25 26 27 28

Kode SC PU-01 PU-02 PU-03 PU-04 PU-05 PU-06 PU-07 PU-08 PU-09 PU-10 PU-11 PU-12 PU-13 PU-14 PU-15 PU-16 CL SF TU-01 TU-02 CE AE TP-01 TP-02 TP-03 TP-04 TP-05

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*) I NI NI NI NI NI NI NI NI NI NI NI NI NI NI NI NI I I NI NI I I I I I I I

Rp Rp Rp Rp Rp Rp Rp Rp Rp Rp Rp Rp Rp Rp Rp Rp Rp Rp Rp Rp Rp Rp Rp Rp Rp Rp Rp Rp

Harga / Unit 58.396.230 14.438.697 14.438.697 51.066.600 51.066.600 14.438.697 14.438.697 14.170.566 14.170.566 1.409.548 2.195.443 13.998.987 14.271.392 289.744 14.270.228 14.027.980 16.573.173 623.743.167 491.332.188 370.708.041 298.331.301 104.932.460 108.280.518 46.742.553 35.017.214 45.517.009 87.989.964 6.319.552


29 DE 30 KU 31 Aktivated slude 32 TS 33 TA 34 BP 39 Generator Sub Total Impor Sub Total Non Impor Harga Total

1 1 1 1 1 1 1

I NI I NI NI NI NI

Rp Rp Rp Rp Rp Rp Rp Rp Rp Rp

2.347.593.020 976.716.802 137.215.377.160 25.000.000 75.000.000 73.685.339 90.000.000 142.890.736.516 455.256.475 143.256.001.991

Keterangan*) : I untuk peralatan impor, sedangkan NI untuk peralatan non impor. Total harga peralatan tiba di lokasi pabrik (purchased-equipment delivered) adalah: = 1,43 x (Rp 80.558.980.133 + Rp 142.890.736.516) + 1,21 x (Rp 44.917.810 + Rp 455.265.475) =

Rp 320.138.316.583

Biaya pemasangan diperkirakan 15 dari total harga peralatan (Peters, 2004) Biaya pemasangan = 0,15  Rp 320.138.316.583 = Rp 48.020.747.487 Total harga awal alat terpasang : = Rp 368.159.064.071 D. Instrumentasi dan Alat Kontrol Biaya instrumentasi dan alat kontrol 5 % dari total harga peralatan (Peters et.al, 2004). Biaya instrumentasi dan alat kontrol = 0,05 x Rp 320.138.316.583 = Rp 16.006.915.829 E. Biaya Perpipaan Diperkirakan biaya perpipaan 5 % dari total harga peralatan (Peters, 2004) Biaya perpipaan

= 0,05 x Rp 320.138.316.583 = Rp 16.006.915.829

F. Biaya Instalasi Listrik Diperkirakan biaya instalasi listrik 4 % dari total harga peralatan

(Peters

et.al, 2004)


Biaya instalasi listrik = 0,04 x Rp 320.138.316.583 = Rp 12.805.532.663

G. Biaya Insulasi Diperkirakan biaya insulasi 2 % dari total harga peralatan (Peters, 2004) Biaya insulasi = 0,02 x Rp. 320.138.316.583 = Rp 6.402.766.332

H. Biaya Inventaris Kantor dan Gudang Diperkirakan biaya inventaris kantor 1 % dari harga peralatan (Peters, 2004) Biaya inventaris kantor = 0,01 x Rp 320.138.316.583 = Rp 3.201.383.166

I. Biaya Sarana Pemadam Kebakaran Diperkirakan biaya inventaris kantor 4 % dari harga peralatan (Peters, 2004) Biaya inventaris kantor = 0,04 x Rp 320.138.316.583 = Rp 12.805.532.663

J. Sarana Transportasi Tabel LE.5 Biaya Sarana Transportasi No. 1

Jenis Kendaraan Mobil Dewan komisaris Mobil General manager

Uni t

Jenis

Harga/unit (Rp)

Harga total (Rp)

2

BMW 320 i

519.000.000

1.038.000.000

1

Fortuner

350.000.000

350.000.000

Mobil Manager Mobil kepentingan pemasaran & pembelian

4

Livina

250.000.000

1.000.000.000

2

Innova Diesel

100.000.000

200.000.000

5

Truk

3

Truk

250.000.000

750.000.000

6

Bus karyawan

3

Bus

180.000.000

540.000.000

7

Ambulance Mobil pemadam kebakaran

1

Mini bus

98.000.000

98.000.000

2

Truk Tangki

300.000.000

600.000.000

2 3 4

8

Total

4.576.000.000

(Sumber: www.situsotomotif.com, Mei 2012)


Total MITL = A + B + C + D + E + F + G + H + I + J = Rp 445.611.770.553 1.1 Modal Investasi Tetap Tak Langsung (MITTL)

A. Pra Investasi Diperkirakan 7  dari total harga peralatan

(Peters, 2004)

Pra Investasi (A) = 0,07 x Rp 320.138.316.583 = Rp 22.409.682.161

B. Biaya Engineering dan Supervisi Diperkirakan 5  dari total harga peralatan

(Peters, 2004)

Biaya Engineering dan Supervisi (B) = 0,05  Rp 320.138.316.583 = Rp 16.006.915.829 C. Biaya Legalitas Diperkirakan 1 dari total harga peralatan Biaya Legalitas (C)

(Peters, 2004)

= 0,01  Rp 320.138.316.583 = Rp 3.201.383.166

D. Biaya Kontraktor Diperkirakan 2  dari total harga peralatan

(Peters, 2004)

Biaya Kontraktor (D) = 0,02  Rp 320.138.316.583 = Rp 6.402.766.332 E. Biaya Tak Terduga Diperkirakan 5  dari total harga peralatan

(Peters, 2004)

Biaya Tak Terduga (E) = 0,05  Rp 320.138.316.583 = Rp 16.006.915.829 Total MITTL = A + B + C + D + E = Rp 64.027.663.317 Total MIT = MITL + MITTL = Rp 445.611.770.553 + Rp 64.027.663.317


= Rp 509.639.443.870

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. Formaldehid Kebutuhan = 1340,878745 kg/jam Harga

= Rp 9000

Harga total = 90 hari  24 jam/hari  1340,878745 kg/jam  9000 = Rp 26.066.682.802 2. Amoniak Kebutuhan

= 506,628807 kg/jam

Harga

= Rp 10000

Harga total

= 90 hari  24 jam/hari  506,628807 kg/jam  10000 = Rp. 10.943.182.526

2.1.2

Persediaan Bahan Baku Utilitas

1. Alum, Al2(SO4)3 Kebutuhan = 0,1869382 kg/jam Harga

= Rp 10000 /kg (PT.Bratachem, 2012)

Harga total = 90 hari  24 jam/hari  0,1869382 kg/jam  Rp 10000 /kg = Rp 4.037.864 2. NaCl Kebutuhan = 0,34184866 kg/jam Harga

= Rp 11500 /kg (PT.Bratachem, 2012)

Harga total = 90 hari  24 jam/hari  0,34184866 kg/jam  Rp 11500 /kg = Rp 8.491.521 3. NaOH Kebutuhan = 1,261761078 kg/jam


Harga

= Rp 10.000 /kg (CV. Rudang Jaya , 2012)

Harga total = 90 hari  24 jam/hari  1,261761078kg/jam  Rp 10.000 /kg = Rp 27.254.039 4. Soda abu, Na2CO3 Kebutuhan = 0,100946602 kg/jam Harga

= Rp 8000/kg

(CV. Rudang Jaya, 2012)

Harga total = 90 hari  24 jam/hari  0,100946602 kg/jam  Rp 8000/kg = Rp 1.744.357 5. Kaporit Kebutuhan = 0,002285714 kg/jam Harga

= Rp 11.500/kg (PT.Bratachem, 2012)

Harga total = 90 hari  24 jam/hari  0,002285714 kg/jam  Rp 11.500/kg = Rp 56.777 6. Solar Kebutuhan = 361,7400994 ltr/jam Harga solar untuk industri = Rp. 5000/liter (PT.Pertamina, 2012) Harga total = 90 hari  24 jam/hari  361,7400994 ltr/jam  Rp. 5000/liter = Rp 3.667.821.669 Total biaya persediaan bahan baku proses dan utilitas selama 3 bulan (90 hari) adalah :

= Rp 37.099.865.328+ Rp 3.709.406.227 = Rp 40.719.271.556

2.2 Kas 2.2.1

Gaji Pegawai Tabel LE.6 Perincian Gaji Pegawai

Jabatan Dewan Komisaris Direktur Staf Ahli Sekretaris Manajer Produksi Manajer Teknik

Jumlah 2 1 2 2 1 1

Gaji/bulan Rp35.000.000 Rp25.000.000 Rp15.000.000 Rp 6.000.000 Rp15.000.000 Rp15.000.000

Total Gaji/bulan Rp70.000.000 Rp25.000.000 Rp30.000.000 Rp12.000.000 Rp15.000.000 Rp15.000.000


Manajer Umum dan Keuangan Manajer Pembelian dan Pemasaran Kepala Seksi Proses Kepala Seksi Laboratorium R&D Kepala Seksi Utilitas Kepala Seksi Listrik Kepala Seksi Instrumentasi Kepala Seksi Pemeliharaan Pabrik Kepala Seksi Keuangan Kepala Seksi Administrasi Kepala Seksi Personalia Kepala Seksi Humas Kepala Seksi Keamanan Kepala Seksi Pembelian Kepala Seksi Penjualan Karyawan Proses Karyawan Unit Pembangkit Listrik Karyawan Umum dan Keuangan Karyawan Pembelian dan Pemasaran Petugas Keamanan Dokter Perawat Petugas Kebersihan Supir Total

1 1 1 1 1 1 1 1 1 1 1 1 1 1 1 46 17 15 15

Rp15.000.000 Rp15.000.000 Rp13.000.000 Rp13.000.000 Rp13.000.000 Rp13.000.000 Rp13.000.000 Rp13.000.000 Rp13.000.000 Rp13.000.000 Rp10.000.000 Rp10.000.000 Rp10.000.000 Rp10.000.000 Rp10.000.000 Rp 3.000.000 Rp 3.000.000 Rp 3.000.000 Rp 3.000.000

15 1 2 10 4 150

Rp Rp Rp Rp Rp

2.000.000 6.000.000 2.500.000 1.500.000 2.000.000

Rp15.000.000 Rp15.000.000 Rp13.000.000 Rp 13.000.000 Rp 13.000.000 Rp 13.000.000 Rp 13.000.000 Rp 13.000.000 Rp 13.000.000 Rp 13.000.000 Rp 10.000.000 Rp 10.000.000 Rp 10.000.000 Rp 10.000.000 Rp 10.000.000 Rp138.000.000 Rp 51.000.000 Rp 45.000.000 Rp 45.000.000 Rp 30.000.000 Rp 6.000.000 Rp 5.000.000 Rp15.000.000 Rp 8.000.000 Rp 697.000.000

Total gaji pegawai selama 1 bulan = Rp 697.000.000

1. Gaji lembur Diperkirakan seluruh karyawan bekerja lembur, dimana gaji lembur dihitung dengan rumus : 1/173 x gaji perbulan, dimana untuk 1 jam pertama dibayar 1,5 kali gaji perjam dan jam berikutnya 2 kali gaji perjam (Kep. Men. 2003). Diperkirakan dalam 1 tahun, 12 hari libur dengan 8 jam kerja untuk setiap harinya, artinya dalam satu bulan memiliki 1 hari libur yang dimanfaatkan sebagai lembur, maka gaji lembur untuk 8 jam kerja yaitu : 1 jam pertama

: 1,5 x 1 x (1/173 x Rp 697.000.000) = Rp 6.043.353


7 jam berikutnya

: 2 x 7 x (1/173 x Rp 697.000.000)

= Rp 56.404.624

2. Gaji Cuti (hari libur) Diperkirakan dalam 1 tahun, 14 hari libur dengan 8 jam kerja untuk setiap harinya, maka gaji cuti untuk 8 jam kerja yaitu : Gaji cuti : (14/12) x (Rp 43.098.266) = Rp 50.281.310 Total gaji dalam 1 bulan : = Rp 697.000.000 + Rp 62.447.977 + Rp 50.281.310 = Rp 809.729.287 Total gaji pegawai selama 3 bulan = 3 x Rp 809.729.287 = Rp 2.429.187.861

2.2.2

Biaya Administrasi Umum

Diperkirakan 15  dari gaji pegawai = 0,15  Rp 2.429.187.861 = Rp 364.378.179

2.2.3. Biaya Pemasaran Diperkirakan 15  dari gaji pegawai = 0,15  Rp 2.429.187.861 = Rp 364.378.179 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 sebagai berikut : Wajib Pajak Pabrik Pembuatan hexamine


Nilai Perolehan Objek Pajak -

Tanah

Rp

-

Bangunan

Rp Rp

1.681.200.000 3.882.000.000 5.563.600.000

Total NJOP

Rp

5.563.600.000

Nilai Perolehan Objek Pajak Tidak Kena Pajak

(Rp.

Nilai Perolehan Objek Pajak Kena Pajak

Rp

5.533.600.000

Pajak yang Terutang (5% x NPOPKP)

Rp.

276.680.000

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) 2.429.187.861 364.378.179 364.378.179 276.680.000 3.434.624.220

2.3 Biaya Start – Up Diperkirakan 12  dari Modal Investasi Tetap

(Peters et.al, 2004)

= 0,12  Rp 509.639.433.870 = Rp 61.156.732.064

2.4 Piutang Dagang IP  HPT 12 dimana: PD = piutang dagang PD 

IP

= jangka waktu kredit yang diberikan (3 bulan)

HPT

= hasil penjualan tahunan

Penjualan : 1. Harga jual hexamine = Rp 90.000 Produksi hexamine = 1010.1010 kg/jam Hasil penjualan hexamine tahunan


= 1010.1010 kg/jam  24 jam/hari  330 hari/tahun  Rp 90.000/kg = Rp 720.000.000.000 Piutang Dagang =

3  Rp 720.000.000.000 12

= Rp 180.000.000.000

(Belum siap) Perincian modal kerja dapat dilihat pada tabel di bawah ini. Tabel LE.8 Perincian Modal Kerja No. 1. 2. 3. 4.

Jenis Biaya Bahan baku proses dan utilitas Kas Start up Piutang Dagang

Jumlah (Rp) 40.719.271.556 3.434.624.220 61.156.732.064 180.000.000.000 285.310.627.840

Total Modal Investasi = Modal Investasi Tetap + Modal Kerja =

Rp 509.639.443.870 + Rp 285.310.627.840

=

Rp 794.950.061.710

Modal ini berasal dari : Modal sendiri

= 60  dari total modal investasi = 0,6  Rp 794.950.061.710 = Rp 476.970.037.026

Pinjaman dari Bank

= 40  dari total modal investasi = 0,4 x Rp 794.950.061.710 = Rp 317.980.024.684

3. Biaya Produksi Total 3.1 Biaya Tetap (Fixed Cost = FC)

A. Gaji Tetap Karyawan Gaji tetap karyawan terdiri dari gaji tetap tiap bulan ditambah 2 bulan gaji yang diberikan sebagai tunjangan, sehingga Gaji total = (12 + 2)  Rp 809.729.287 = Rp 11.336.210.019


B. Bunga Pinjaman Bank Bunga pinjaman bank adalah 15% dari total pinjaman (Bank Sumut, 2012) = 0,15  Rp 317.980.024.684 = Rp 47.697.003.703

C. 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 Berwujud I. Bukan Bangunan

Masa (Tahun)

Tarif (%)

Beberapa Jenis Harta

Kelompok 1

4

25

Mesin

Kelompok 2

8

12,5

industri

Kelompok 3

16

6,25

Mobil, truk kerja Mesin

Kelompok 4

kantor,

industri

alat

perangkat

kimia,

mesin

20

5

industri mesin

Permanen

20

5

Bangunan sarana dan penunjang

Tidak Permanen

10

10

II.Bangunan

Sumber : Waluyo, 2000 Depresiasi dihitung dengan metode garis lurus dengan harga akhir nol.


D

PL n

(Waluyo, 2000)

dimana: D = depresiasi per tahun P = harga awal peralatan L = harga akhir peralatan n = umur peralatan (tahun) Tabel LE.10 Perhitungan Biaya Depresiasi sesuai UU Republik Indonesia No. 17 Tahun 2000

No. Komponen 1 Bangunan Peralatan proses dan 2 utilitas Instrumentrasi dan 3 pengendalian proses 4 Perpipaan 5 Instalasi listrik 6 Insulasi 7 Inventaris kantor Perlengkapan keamanan 8 dan kebakaran 9 Sarana transportasi

Biaya (Rp) 3.882.400.000

Umur (tahun ) Depresiasi (Rp) 20 194.120.000

368.159.064.071

10

36.815.906.407

16.006.915.829 16.006.915.829 12.805.532.663 6.402.766.332 3.201.383.166

10 10 10 10 5

1.600.691.583 1.600.691.583 1.280.553.226 640.276.633 640.276.633

12.805.532.663 5 2.561.106.533 4.576.000.000 10 457.600.000 45.791.222.638 TOTAL Semua modal investasi tetap langsung (MITL) kecuali tanah mengalami

penyusutan yang disebut depresiasi, sedangkan modal investasi tetap tidak langsung (MITTL) juga mengalami penyusutan yang disebut amortisasi. Pengeluaran untuk memperoleh harta tak berwujud dan pengeluaran lainnya yang mempunyai masa manfaat lebih dari 1 (satu) tahun untuk mendapatkan, menagih, dan memelihara penghasilan dapat dihitung dengan amortisasi dengan menerapkan taat azas (UURI Pasal 11 ayat 1 No. Tahun 2000). Para Wajib Pajak menggunakan tarif amortisasi untuk harta tidak berwujud dengan menggunakan masa manfaat kelompok masa 4 (empat) tahun sesuai pendekatan prakiraan harta tak berwujud yang dimaksud (Rusdji, 2004).


Untuk masa 4 tahun, maka biaya amortisasi adalah 25  dari MITTL. sehingga : Biaya amortisasi

= 0,25 x Rp 64.027.663.317 = Rp 16.006.915.829

Total biaya depresiasi dan amortisasi = Rp 61.798.138.467 Dimana masa manfaat biaya amortisasi adalah selama 4 tahun, maka : = 4 x Rp 61.798.138.467 = Rp 247.192.553.869 D. Biaya Tetap Perawatan 1. Perawatan mesin dan alat-alat proses Perawatan mesin dan peralatan dalam industri proses berkisar 2 sampai 20%, diambil 8% dari HPT (Peters, 2004). Biaya perawatan mesin = 0,08  Rp 368.159.064.071 = Rp 29.452.725.126 2. Perawatan bangunan Diperkirakan 8  dari harga bangunan (Peters, 2004). = 0,08  Rp. 3.882.400.000 = Rp 310.592.000 3. Perawatan kendaraan Diperkirakan 8  dari harga kendaraan (Peters, 2004). = 0,08  Rp 4.576.000.000 = Rp 366.080.000

4. Perawatan instrumentasi dan alat kontrol Diperkirakan 8  dari harga instrumentasi dan alat kontrol (Peters, 2004). = 0,08  Rp 16.006.915.829 = Rp 1.280.553.226

5. Perawatan perpipaan Diperkirakan 8  dari harga perpipaan (Peters, 2004). = 0,08  Rp 16.006.915.829


= Rp 1.280.553.226

6. Perawatan instalasi listrik Diperkirakan 8  dari harga instalasi listrik (Peters, 2004). = 0,08  Rp 12.805.532.663 = 1.024.442.613

7. Perawatan insulasi Diperkirakan 8  dari harga insulasi (Peters, 2004). = 0,08  Rp 6.402.766.332 = Rp 512.221.307

8. Perawatan inventaris kantor Diperkirakan 8  dari harga inventaris kantor (Peters, 2004). = 0,08  Rp 3.201.383.166 = Rp 256.110.653

9. Perawatan perlengkapan kebakaran Diperkirakan 8  dari harga perlengkapan kebakaran (Peters, 2004). = 0,08  Rp 12.805.532.663 = Rp 1.024.442.613 Total biaya perawatan = Rp 35.507.720.844 E. Biaya Tambahan Industri (Plant Overhead Cost) Biaya tambahan industri ini diperkirakan 10  dari MIT (Peters, 2004). Plant Overhead Cost = 0,1 x Rp 509.639.433.870 = Rp 50.963.943.387

F. Biaya Administrasi Umum Biaya administrasi selama 3 bulan adalah Rp 364.378.179 Biaya administrasi selama 1 tahun adalah = Rp 1.457.512.717


G. Biaya Pemasaran dan Distribusi Biaya pemasaran selama 3 bulan adalah Rp 364.378.179 Biaya pemasaran selama 1 tahun adalah = Rp 1.457.512.717 Biaya distribusi diperkirakan 50% dari biaya pemasaran, sehingga : Biaya distribusi = 0,5 x Rp 1.457.512.717 = Rp 728.756.358

H. Biaya Laboratorium, Penelitian dan Pengembangan Diperkirakan 5% dari biaya tambahan industri = 0,05 x Rp 50.963.943.387 = Rp 2.548.197.169

J. Hak Paten dan Royalti Diperkirakan 1% dari MIT (Peters, 2004). = 0,01 x Rp 509.639.433.870 = Rp 5.096.394.339

K. Biaya Asuransi 1. Biaya asuransi pabrik adalah 3,1 % dari MITL (Asosiasi Asuransi Jiwa Indonesia-AAJI, 2011). = 0,031  Rp 445.611.770.553 = Rp 13.813.964.887

2. Biaya asuransi karyawan. (Biaya untuk asuransi tenaga kerja adalah 5,7% dari gaji karyawan. dimana 2% ditanggung oleh karyawan dan 3,7% ditanggung oleh perusahaan) = 0,037 x (12/3) x Rp 2.429.187.861 = Rp 359.519.803 Total biaya asuransi = Rp 13.813.964.887 + Rp 359.519.803 = Rp 14.173.484.691


L. Pajak Bumi dan Bangunan Pajak Bumi dan Bangunan adalah Rp 276.680.000 Total Biaya Tetap (Fixed Cost) = Rp 233.041.554.441

3.2 Biaya Variabel

A. Biaya Variabel Bahan Baku Proses dan Utilitas per tahun Total biaya persediaan bahan baku proses dan utilitas selama 1 tahun = Rp 149.303.995.705 B. Biaya Variabel Tambahan

1. Perawatan dan Penanganan Lingkungan Diperkirakan 5 dari biaya variabel bahan baku = 0,05  Rp 149.303.995.705 = Rp 7.465.199.785 2. Biaya Variabel Pemasaran dan Distribusi Diperkirakan 1 dari biaya variabel bahan baku = 0,01  Rp 149.303.995.705 = Rp 14.930.339.570 Total biaya variabel tambahan = Rp 22.395.599.356

C. Biaya Variabel Lainnya Diperkirakan 5  dari biaya variabel tambahan = 0,05  Rp 22.395.599.356 = Rp 1.119.779.968

Total biaya variabel = Rp 172.819.375.028 Total biaya produksi

= Biaya Tetap + Biaya Variabel = Rp 233.041.554.441+ Rp 172.819.375.028 =

Rp 405.860.929.439


4. Penentuan harga pokok produk Penentuan Harga jual hexamine Biaya produksi/ tahun

= Rp 405.860.929.439

Produksi/ tahun

= 8.000 ton/ tahun

Biaya per satuan produk

=

Biaya produksi/ tahun Produksi/ tahun

=

Rp 405.860.929.439 8.000.000 kg

= 8.000.000 kg/tahun

= Rp 50.733/ kg

5. Perkiraan Laba/Rugi Perusahaan

A. Laba Sebelum Pajak (Bruto) Laba atas penjualan = total penjualan – total biaya produksi = Rp 720.000.000.000 – Rp 405.860.929.439 = Rp 314.139.070.561 Bonus perusahaan untuk karyawan 0,5% dari keuntungan perusahaan = 0,005 × Rp. 314.139.070.561 = Rp 1.570.695.353 Pengurangan bonus atas penghasilan bruto sesuai dengan UU RI No. 17/00 Pasal 6 ayat 1 sehingga : Laba sebelum pajak (bruto) = Rp 314.139.070.561 – Rp. 1.570.695.353 = Rp 312.568.375.208

B. 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, 2012): 

Penghasilan sampai dengan Rp 50.000.000 dikenakan pajak sebesar 5 .



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:

- 5   Rp 50.000.000

= Rp

2.500.000

- 15   (Rp 100.000.000- Rp 50.000.000)

= Rp

7.500.000

- 30   (Rp 312.568.375.208- Rp 100.000.000)

= Rp

93.740.512.562+

= Rp

93.750.512.562

Total PPh

C. Laba setelah pajak (netto) Laba setelah pajak = laba sebelum pajak – PPh = Rp 312.568.375.208 – Rp 93.750.512.562 = Rp 218.817.862.645 5. Analisa Aspek Ekonomi A. Profit Margin (PM) PM =

Laba sebelum pajak  100  total penjualan

PM =

Rp312.568.375.208 x 100 % = 43.41227 % Rp 720.000.000.000

B. Break Even Point (BEP) BEP =

Biaya Tetap  100  Total Penjualan  Biaya Variabel

BEP =

233.041.554.441 x 100 % = 42,58 % 720.000.000.000 -172.819.375.028

Kapasitas produksi pada titik BEP = 42,58 % x 8.000 ton/tahun = 3407,16091 ton/tahun

Nilai penjualan pada titik BEP = 42,58 % x Total penjualan produk = 48,32 % x Rp 720.000.000.000 = Rp. 306.644.481.764 C. Return on Investment (ROI)


ROI

=

ROI =

Laba setelah pajak  100  Total Modal Investasi Rp 218.817.862.645 x 100 % = 27.52 % Rp 794.950.061.710

D. Pay Out Time (POT) POT =

1 x 1 tahun 0,2752

POT = 3,63 tahun E. 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 = 40,45 , bila bunga deposito bank saat ini sebesar 6% (Bank Sumut, 2012) dan laju inflasi tahunan sebesar 7,31% (www.infobisnis.com, 2012) maka MARR (minimum Acceptable Rate of Return) adalah : MARR

= (1 + bunga deposito)(1 + laju inflasi tahunan)-1 = (1 + 0,06)(1 + 0,0731) – 1 = 13,75 % = 14 %

IRR > MARR, maka pra rancangan ini layak.

F. Cek Over All Untuk menentukan keadaan yang sebenarnya dari perancangan pabrik ini, maka diperlukan cek over all, yaitu : FCI – harga tanah = Total Harga awal alat terpasang + Depresiasi Indirect Capital Investment ...(1)


Dimana : FCI

= Rp 509.639.433.870

Harga tanah

= Rp 1.765.260.000

Total Harga awal alat terpasang

= Rp 443.846.510.553

Depresiasi Indirect Capital Investment

= Rp 64.027.663.317

Sehingga : (FCI – harga tanah) = Rp 507.874.173.870 (Total Harga awal alat terpasang + Depresiasi Indirect Capital Investment) : = Rp 507.874.173.870 Maka dari persamaan 1 dapat diperoleh cek over all : FCI – harga tanah = Total Harga awal alat terpasang + Depresiasi Indirect Capital Investment Rp 507.874.173.870 = Rp 507.874.173.870


LAMPIRAN A PERHITUNGAN NERACA MASSA. (CH 2 ) 6 N 4 (s) + 6H 2 O. Tabel LA.1 Spesifikasi Bahan Baku dan Produk

Recommend Documents