LAMPIRAN A PERHITUNGAN NERACA MASSA

LAMPIRAN A PERHITUNGAN NERACA MASSA A.1 Perhitungan Pendahuluan Kapasitas produksi Gas H2 (99,99%) = 32000 ton/tahun, dengan ketentuan sebagai berikut : 1 tahun

= 330 hari kerja

1 hari kerja

= 24 jam

Basis

= 1 jam

Kapasitas pabrik tiap jam = 34.000 ton/tahun × 1.000 kg/ton × 1 tahun / 330hari × 1hari / 24 jam = 4.292,929kg/jam

A.2 Rotary Dryer (B-101) Fungsi : Mengeringkan umpan serbuk kayu karet sampai kandungan airnya 12 %

SKK

SKK

Konsistensi dari air dried empty fruit bunch adalah 88% = 0,88 maka air dalam serbuk kayu karet dapat diperoleh dengan rumus (Anonim, 2009) sebagai berikut: 4 FAir  m kayu karet

kering

100    100  x - 1  97186,4 x   1  13252,69 kg/jam  konsistens i   88 

Neraca Massa Total F2 = F3 + F4

Neraca Massa Komponen Alur 3 Tunnel dryer dapat menghilangkan air sebanyak 10% dari berat bahan (Riegel, 1998) 3 FUap air 

10% x 110439,1 kg/jam  12271,01 kg jam 90%

Universitas Sumatera Utara

Alur 4 F2SKK

=

F4SKK

F2 Air

=

(13252,69+ 12271,01) kg/jam = 25523,7 kg/jam

=

97186,4 kg/jam

Tabel LA.1 Neraca Massa pada Rotary Dryer Komponen

Masuk Aliran 2

Keluar Aliran 3

Aliran 4

SKK

97186,4

Air

25523,7

12271,01

13252,69

122710,1

12271,01

110439,1

Total

97186,4

122710,1

122710,1

A.3 Char Combustor (R-201) Fungsi : Membakar char (arang) SKK hasil dari gasifikasi pada gasifier (R-201)

Tabel LA.2 Komposisi Serbuk Kayu Karet (basis kering) : Komponen C H % berat 49 5,87 Moisture = 50 % berat SKK

O 43,97

N 0,3

S 0,09

Abu 0,86

Sumber : Thermodynamic Data for Biomass Conversion and Waste Incineration


A.3.1 Menghitung Komposisi Char yang Terbentuk dari Gasifikasi SKK Kapasitas bahan baku (SKK) = 97186,4kg (basis kering) A.3.1.1 Karbon (C) pada char SKK Karbon pada SKK

= 49 % kapasitas bahan baku (SKK) = 47621,336 kg

a.

Karbon pada gas hasil sintesa Karbon pada gas hasil sintesa dihitung dengan rumus : Ci

= (BMCi / BMi) x mi

dimana : Ci

= kandungan karbon pada komponen gas i (kg)

BMCi

= berat molekul total unsur karbon dalam komponen gas i (kg/kmol)

BMi

= berat molekul komponen gas i (kg/kmol)

mi

= massa komponen gas i (kg)

Tabel LA.3 Karbon pada Gas Sintesa Komponen i

BMi

BMCi

BMCi / BMi

Mi

Ci

CO2 CO

44,010 28,010

12,000 12,000

0,273 0,428

16630,892 44150,467

4534,667 18914,874

CH4

16,040

12,000

0,748

8573,245

6413,889

C2H4

28,050

24,000

0,856

4965,665

4248,697

C2H6 30,070 24,000 0,798 757,541 Total kandungan karbon pada gas hasil sintesa (gasifikasi) Maka, karbon pada char SKK

604,662 34716,759

= karbon pada SKK – karbon pada gas sintesa = 12904,577 kg

A.3.1.2 Hidrogen (H) pada char SKK Hidrogen pada SKK

= 5,87 % kapasitas bahan baku (SKK) = 5704,842 kg

a.

Hidrogen pada gas hasil sintesa Hidrogen pada gas hasil sintesa dihitung dengan rumus : Hi

= (BMHi / BMi) x mi

dimana : Hi

= kandungan hidrogen pada komponen gas i (kg)


BMHi

= berat molekul total unsur hidrogen dalam komponen gas i (kg/kmol)

BMi


mi

= massa komponen gas i (kg) Tabel LA.4 Hidrogen pada Gas Sintesa Komponen i

BMi

BMHi

BMHi / BMi

mi

Hi

H2

2,020

2,020

1,000

1430,395

1430,395

CH4

16,040

4,039

0,252

85732,245

2158,918

C2H4

28,050

4,039

0,144

4965,665

715,056

C2H6 30,070 6,059 0,201 757,541 Total kandungan hidrogen pada gas hasil sintesa (gasifikasi)

152,637 4456,723

Maka, Hidrogen pada char SKK

= Hidrogen pada SKK – Hidrogen pada gas sintesa = 1248,119 kg

A.3.1.3 Oksigen (O) pada char SKK a.

Oksigen pada SKK

= 43,97 % kapasitas bahan baku (SKK) = 42732,860 kg

b.

Oksigen pada gas hasil sintesa Oksigen pada gas hasil sintesa dihitung dengan rumus : Oi

= (BMOi / BMi) x mi

dimana : Oi

= kandungan oksigen pada komponen gas i (kg)

BMOi

= berat molekul total unsur oksigen dalam komponen gas i (kg/kmol)

BMi


mi

= massa komponen gas i (kg)

Tabel LA.5 Karbon pada Gas Sintesa Komponen i

BMi

BMOi

BMOi / BMi

mi

Oi

CO2 44,010 32,000 0,727 16630,892 12092,446 CO 28,010 16,000 0,571 44150,467 25219,831 Total kandungan oksigen pada gas hasil sintesa (gasifikasi) 37323,278 Oksigen pada char SKK

= Oksigen pada SKK – Oksigen pada gas sintesa = 5420,583 kg


A.3.1.4 Nitrogen (N) pada char SKK Karena tidak ada komponen gas sintesa yang mengandung unsur N, maka Nitrogen pada char SKK sama dengan Nitrogen pada SKK. F16N = 0,3 % kapasitas bahan baku (SKK) = 291,559 kg F16N = 291,559 kg

A.3.1.5 Sulfur (S) pada char SKK Karena tidak ada komponen gas sintesa yang mengandung unsur S, maka Sulfur pada char SKK sama dengan Sulfur pada SKK. F16S = 0,09 % kapasitas bahan baku (SKK) = 87,468 kg F16S = 87,468 kg

A.3.1.6 Abu pada char SKK F16abu SKK

= Abu SKK = 835,803 kg

A.3.2 Estimasi formula (rumus molekul) char SKK F16total char SKK = F14C char + F14H char + F14O char + F14N char + F14S char + F14Abu char = 20788,108 kg Tabel LA.6 Komposisi char SKK Komponen berat (kg) % berat (% w)

C H O N S Abu 12904,577 1248,119 5240,583 291,559 87,468 835,803 62,077 6,004 26.075 1,403 0,421 4,021

Digunakan perbandingan antara char kayu poplar dengan char SKK BM char poplar*

= BM1

= 217 g/mol

HHV char poplar*

= HHV1

= 13058,170 Btu/lb

*Sumber : Technical Report NREL/TP-510-37408 May 2005 

Menghitung HHV char SKK (HHV2) HHV = 146,58 x % w C + 568,78 x % w H – 51,53 x (% w O + % w N) + 29,45 x % w S – 6,58 % w Abu (Sumber : Thermodynamic Data for Biomass Conversion and Waste Incineration)


Diperoleh HHV2 = 11084,163 Btu/lb 

Menghitung BM char SKK (BM2) BM2

= (HHV2 * BM1) / HHV1

BM2

= 184,196 g/mol

Misalkan rumus molekul char SKK : CpHyOzNbStAbur Maka, p = (XC x BM2) / BM C

y = (XH x BM2) / BM H

p = 9,5

y = 11,06

z = (XO x BM2) / BM O

b = (XN x BM2) / BM N

z=3

b = 0,18

t = (XS x BM2) / BM S

r = (XAbu x BM2) / BM Abu

t= 0,024

r = 0,239

Keterangan : XC, XH, XO, XN, XS, dan XAbu masing-masing adalah fraksi berat C, H, O, N, S, dan Abu. Maka formula char SKK adalah : C9,5H11,06O3N0,18S0,024Abu0,239

A.3.3 Menghitung produk pembakaran char SKK Reaksi pembakaran sempurna char SKK : C9,5H11,0O3N0,18S0,02Abu0,24+10,789O29,5CO2 + 0,024SO2 + 0,09N2 + 5,53H2O + 0,239 abu

112,847

1217,510 1072,050 2,708

10,156

624,046

26,971

Char yang terbakar adalah char keluaran Cyclone (H-201) = 99,99 % char yang dihasilkan. Mol char yang terbakar

= (0,9999 x 20788,108 kg) / 184,196 g/mol = 112,847 kmol

O2 teoritis

= 10,789 x 112,847 kmol = 1217,150 kmol

Udara berlebih (excess air) sebagai pembakar = 12 % O2 dalam excess air

= 112 % x 1217,150 kmol = 1363,611 kmol = 43635,548 kg


Komponen Udara : N2 = 0,79 mol O2 = 0,21 mol Mol udara berlebih total

= 1363,611 kmol / 0,21

= 6493,385 kmol Tabel LA.7 Aliran massa masing-masing komponen udara berlebih (excess air) Komponen Udara

CO2 hasil pembakaran

Kmol/jam

Kg/jam

N2

5129,774

143633,677

O2

1363,611

43635,548

= 1072,050 kmol = 1072,050 kmol x 44 kg/kmol = 47170,178 kg

SO2 hasil pembakaran

= 2,708 kmol = 2,708 x 64 kg/kmol = 173,333 kg

N2 hasil pembakaran


H2O hasil pembakaran

= 624,046 kmol = 624,046 x 18 kg/kmol

Abu hasil pembakaran

= 11232,822 kg


F6 Abu

= Abu hasil pembakaran = 836,101 kg

F6CO2

= CO2 hasil pembakaran = 47170,178 kg

F6 SO2

= SO2 hasil pembakaran = 173,333 kg

F6 N2

= N2 hasil pembakaran + N2 dari udara = 143918,053 kg

F6H2O

= H2O hasil pembakaran = 11232,822 kg

F6O2

= O2 excess - O2 teoritis = 146,101 kmol = 4675,237 kg


Tabel LA.8 Neraca Massa pada Char Combustor Komponen

Masuk (kg/jam) Alur 16 Alur 11 Alur 13

H2O

Keluar (kg/jam) Alur 6 11232,822

N2

143633,677

143918,053

O2

43635,548

4675,237

CO2 SO2 Olivine MgO Abu Char Subtotal Total

47170,178 2616629,854

20786,030 2637415,884

2878,581 3,243

2881,824 187269,225 2827569,011

173,333 2619508,435 3,243 718,172 2,079 2827569,011 2827569,011


A.4 Gasifier (R-202) Fungsi : Mengubah umpan serbuk kayu karet (SKK) menjadi gas sintesa (gasifikasi). (F14) (F5)

SKK

(F4) (F8)

Tabel LA.9 Parameter Operasi Gasifier, Yield dan Komposisi Gas Hasil Sintesa Variabel Gasifier Tipe Gasifier

Nilai BCL (Battelle Columbus Laboratory

Temperatur Operasi Tekanan Operasi Steam per umpan SKK Olivine yang di-recycle Komposisi gas sintesa

1598 oF (870 oC) 23 psia (1,7 bar) 0,39725 lb/lb SKK (basis kering) 26.92652 lb/lb SKK (basis kering) % mol

H2

20,800

CO2 CO

11,100 46,300

H2O

0,000

CH4

15,700

C2H4

5,200

C2H6 0,740 Gas hasil sintesa 0,03503 lb-mol gas kering/lb SKK (basis kering) Char yang dihasilkan 0,221 lb/lb SKK (basis kering) Sumber : Technical Report NREL/TP-510-37408 May 2005


A.4.1 Menghitung Aliran Massa Masing-Masing Komponen dalam Gas Hasil Sintesa Massa SKK (basis kering)

= 97186,4 kg = 214259,335 lb

Mol gas hasil sintesa : (N6total) = 0,03503 lb-mol gas kering/lb SKK (basis kering) = 0,03503 x 214259,335 lb = 7505,504 lb-mol gas kering = 3404,439 kmol gas kering Dari tabel di atas, aliran massa masing-masing komponen gas kering dapat dihitung dengan rumus : mi = xi x ngas x BMi dimana : mi

= massa gas komponen i (kg)

xi

= fraksi mol komponen i

ngas

= mol gas kering (kmol)

BMi

= berat molekul komponen gas i Tabel LA.10 Aliran Massa Komponen Gas Komponen gas

xi x ngas (kmol)

BMi

mi (kg)

H2

708,116

2,020

1430,395

CO2 CO

377,889 1576,239

44,010 28,010

16630,892 44150,467

CH4

534,492

16,040

8573,245

C2H4

177,029

28,050

4965,665

C2H6

25,193

30,070

757,541

A.4.2 Menghitung Komponen H2O dalam Gas Sintesa (F14H2O) Kebutuhan Steam (F5) : F5H2O = 0,39725 lb/lb SKK (basis kering) = 0,39725 x 214259,335 lb = 85114,520 lb = 38607,297 kg Maka, H2O dalam gas sintesa : F14H2O = F4H2O + F5H2O = 13252,69 kg + 38607,297 kg = 51859,998 kg A.4.3 Menghitung Olivine yang di-Recycle ke Gasifier (F14olivine) F8Olivine

= 26,927 lb/lb SKK (basis kering)


= 26,927 x 214259,335 lb = 5769361,113 lb = 2616891,543 kg A.4.4 Menghitung Char yang dihasilkan (F14char) F14char

= 0,221 lb/lb SKK (basis kering) = 0,221 x 214259,335 lb = 47351,313 lb = 20788,108 kg

Tabel LA.11 Neraca Massa pada Gasifier

H2

Keluar (kg) Aliran 14 1430, 395

CO2

16630, 892

CO

44150, 467

Komponen

H2O

Aliran 4

13252,69

Masuk (kg) Aliran 5

Aliran 8

38607, 297

51859, 998

CH4

8573, 245

C2H4

4965, 665

C2H6

757, 541 2616891, 543

Olivine

20788, 108

Char SKK

97186, 400 110439, 090

Total

2616891, 543

38607, 297 2765937, 931

2616891, 543

2765937, 931 2765937, 931


` A.5. Cyclone (H-201) Fungsi : memisahkan mayoritas 99,9% olivine, abu dan MgO dari gas pembakaran

Efisiensi pemisahan partikel lainnya tergantung dengan ukuran diameter partikelnya (dp). dpolivine

= 200 µm (Fuel Processing Technology 86, 2005, 707 – 730)

dpMgO

= 200 µm (Fuel Processing Technology 86, 2005, 707 – 730)

dpAbu

= 10 µm (Technical Report NREL/TP-510-37408 May 2005)

dpchar

= 2 µm (Technical Report NREL/TP-510-37408 May 2005)

j



1

1  (d pc d pj ) 2 Dimana :

(Cooper, C. D., & Alley F. C, 1986)

ηj

= efisiensi pemisahan partikel (0 < η < 1)

dpc

= diameter partikel dengan efisiensi pemisahan 50 %

dpj

= diameter partikel j (µm)

Mencari nilai dpc dengan menggunakan nilai efisiensi pemisahan olivine yang diinginkan (dpc/dpolivine)2

= (1 – ηolivine) / ηolivine = (1 – 0,9999) / 0,9999 = 0,0001

dpc/dpolivine

= 0,01

dpc

= 0,01 x dpolivine = 2 µm

Mencari efisiensi pemisahan untuk partikel MgO dan Abu ηMgO = ηolivine = 99,99 %


ηabu

= 1 / [1 + (dpc / dpAbu)2] = 0,962 = 96,2 %

ηchar

= 1 / [1 + (dpc / dpchar)2] = 0,5 = 50 %

F6Olivine

= 2619508,435 kg

F6 Abu

=

786,630 kg

F6MgO

=

3,243 kg

6

F char

=

2,079 kg

F8Olivine

= 0,999 x F6Olivine = 0,999 x 2619508,435 = 2619246,484 kg

F8 Abu

= 0,051 x F6Abu = 0,035 x 786,372 = 756,372 kg

F8MgO

= 0,999 x F6MgO = 0,999 x 3,243 = 3,243 kg

F8char

= 0,999 x F6char = 0,999 x 2,079 = 1,039 kg


Tabel LA.12 Neraca Massa pada Cyclone (H-201)

H2O

Masuk (kg) aliran 6 11232,822

N2 O2 CO2

143918,053 4675,237 47170,178

Komponen

SO2 Olivine MgO Abu Char Subtotal Total

173,333 2619508,435 3,243 786,630 2,079 2827470,010 2827470,010

Keluar (kg) aliran 7 aliran 8 11232,822 143918,053 4675,237 47170,178 173,333 261,951 2619246,484 0,000 3,243 30,258 756,372 1,039 1,039 207462,872 2620007,138 2827470,010

A.5. Cyclone (H-202) Fungsi : memisahkan mayoritas 99,9% olivine dan char dari gas sintesa

Cyclone (H-202) memisahkan mayoritas 99,9% olivine dan char F14char

= 20788,108 kg

F14Olivine

= 2616891,543 kg

Neraca massa komponen : char

:

F8char

= 99,90% × F6char = 99,90% x 20788,108 = 20786,030 kg

Olivine

:

F8Olivine = 99,90% × F6Olivine = 99,90% x 2616891,543


= 2616629,854 kg Tabel LA.13 Neraca Massa pada Cyclone (H-202) Komponen

Masuk (kg/jam) Alur 14 1430,395 51859,988 44150,467 16630,892 85732,245 757,541 4965,665 2616891,543 20788,108 2766047,845 2766047,845

H2 H2O CO CO2 CH4 C2H6 C2H4 Olivine Char Subtotal Total

Keluar (kg/jam) Alur 15 Alur 16 1430,395 51859,988 44150,467 16630,892 85732,245 757,541 4965,665 261,689 2616629,854 2,079 20786,030 128631,962 2637415,884 2766047,845

A.7. Mix Point MgO dan Make-up Olivine Fungsi : Titik pencampuran aliran make up olivine + MgO

Olivine (F9)

MgO

(F 10 )

(F11) Olivine MgO

Asumsi Potasium (Kalium) di dalam char SKK adalah 0,2 % berat Aliran MgO ditentukan sebesar 2 kali aliran molar Potasium dalam char. Abu dalam SKK

= 0,86 % massa SKK basis kering = 786,63 kg/jam

Potasium dalam char = 0,2 % x786,63 kg/jam = 1,573 kg/jam BM Potasium = 39,102 g/mol Aliran molar potasium = 1,573 / 39,102 = 0,041 kmol/jam BM MgO = 40,302 g/mol


F10MgO = 2 x aliran molar potasium = 0,082 kmol/jam = 3,304 kg/jam Make up olivine yang diperlukan adalah 0,11 % dari olivine yang kembali ke R-201 untuk menutupi olivine yang terbuang dari cyclone. F9olivine = 0,0011 x olivine yg di recycle = 0,0011 x 2616891,543kg/jam = 2878,581 kg/jam

A.8. Reformer (R-203) Fungsi : mengkonversi CO, CH4, C2H4, C2H6 menjadi H2.

(F15)

Reaksi : CO

+

H2O



CO2

+ H2

(Reaksi 1)

CH4

+

H2O



CO

+

3 H2

(Reaksi 2)

C2H6 +

2 H2O



2 CO +

5 H2

(Reaksi 3)

C2H4 +

2 H2O



2 CO +

4 H2

(Reaksi 4)

Konversi CO

= 47 % dari total CO input

Konversi CH4

= 20 % dari total CH4 input

Konversi C2H6

= 90 % dari total C2H6 input

Konversi C2H4

= 50 % dari total C2H4 input

Reaksi 1 CO In

:

Reaksi :

7

N

CO

-r

+

H2O 7

N -r

H2O



CO2 7

N

+

H2

CO

N7H2

r

r


Out

N18CO

:

r

18 N CH  X CH 4 4

  CH 4 CO

In

N18H2O (1)

+

N18 CO2 (1)

N18H2 (1)

 0,20 × N7CO H2O

 CO2

+

H2

:

1576,239

2877,913

Reaksi :

740,833

740,833

740,833

740,833

2137,080

740,833

740,833

Out

:

835,407

CO input

CO bereaksi

= 44150,467 kg =

44150,467 kg / 28,01 kg/kmol

=

1576,239 kmol

=

0,47 x 1233,879 kmol

= 579,923 kmol = 579,923 kmol x 28,01 kg/kmol = 20750,720 kg CO sisa

=

44150,467 kg - 20750,720 kg

= 23399,748 kg H2O mula-mula =

H2O bereaksi

51859,988 kg

=

51859,988 kg / 18,02 kg/kmol

=

2877,913 kmol

=

740,833 kmol

=

740,833 kmol x 18,02 kg/kmol

= 13349,802 kg H2O sisa

=

51859,988 kg – 13349,802 kg

= 38510,186 kg

CO2 terbentuk

=

740,833 kmol

= 740,833 kmol x 44,01 kg/kmol = 32604,040 kg H2 terbentuk

=

740,833 kmol

= 740,833 kmol x 2,02 kg/kmol


= 1408,439 kg

Reaksi 2 CH4 In

:

N7CH4

Reaksi : Out

:

r

In : Reaksi : Out :

+

  CH 4 CH4 + 534,492 106,898 427,593

CH4 sisa

+

3H2 N7H2

r

N18H2O (1)

18 N CH  X CH 4 4

CO N7CO

-r

N18CH4

CH4 bereaksi



N7H2O

-r

CH4 input

H2O

3r

N18CO (1)

N18H2 (1)

 0,20 × N7CH4 H2O 2137,080 106,898 2030,182



CO

+

106,898 106,898

=

8573,245 kg

=

8573,245 kg / 16,04 kg/kmol

=

534,492 kmol

=

0,2 x 534,492 kmol

=

106,898 kmol

=

106,898 kmol x 16,04 kg/kmol

=

1714,649 kg

3 H2 320,695 320,695

= 8573,245 kg - 1714,649 kg = 6858,596 kg

H2O mula-mula =

H2O sisa Reaksi 1 = 38510,186 kg

H2O bereaksi

H2O sisa

CO terbentuk

=

38510,186 kg / 18,02 kg/kmol

=

2137,080 kmol

=

106,898 kmol

=

106,898 kmol x 18,02 kg/kmol

=

1926,308 kg

=

38510,186 kg – 1926,308 kg

=

36583,878 kg

= 106,898 kmol


H2 terbentuk

=

106,898 kmol x 28,02 kg/kmol

=

2994,222 kg

=

320,695 kmol

=

320,695 kmol x 2,02 kg/kmol

=

647,804 kg

Reaksi 3 C2H6 In

:

2H2O

2CO

N7C2H6

N18H2O (1)

N18CO (1)

N18H2

-r

-2r

2r

4r

N18C2H4

N18H2O (2)

N18CO (2)

N18H2

Reaksi : Out

:

r

+

N C182 H 4  X C 2 H 4   C2 H 4

C2H6 + In : 25,193 Reaksi : 22,673 Out : 2,519 C2H6 input

C2H6 bereaksi

C2H6 sisa

H2O bereaksi

4H2 (1)

(2)

 0,50 × N7C2H6

2 H2O 2137,080 45,347 2091,734

  2 CO

757,541 kg

=

757,541 kg / 30,07 kg/kmol

=

25,193 kmol

=

0,90 x 25,193 kmol

=

22,673 kmol

=


=

681,787 kg

=

757,541 kg - 681,787 kg

=

75,754 kg H2O sisa Reaksi 1

+

45,347 45,347

=

H2O mula-mula =

+

5 H2 113,367 113,367

= 38510,186 kg

=

38510,186 kg / 18,02 kg/kmol

=

2137,080 kmol

=

45,347 kmol

=



= H2O sisa

817,147 kg

=

38510,186 kg – 817,147 kg

=

37693,039 kg

CO terbentuk

= 45,347 kmol = 45,347 kmol x 28,01 kg/kmol = 1270,160 kg

H2 terbentuk

=

113,367 kmol

=


=

229,001 kg

Reaksi 4 C2H4 In

:

2H2O

2CO

N7C2H4

N18H2O (1)

N18CO (1)

N18H2

-r

-2r

2r

4r

N18C2H4

N18H2O (2)

N18CO (2)

N18H2

Reaksi : Out

:

r

In : Reaksi : Out :

N C182 H 4  X C 2 H 4   C2 H 4 C2H4 + 177,029 88,515 88,515

C2H4 input

C2H4 bereaksi

C2H4 sisa

+

4H2 (1)

(2)

 0,50 × N7C2H4

2 H2O 2137,080 177,029 1960,051

 2 CO

+

177,029 177,029

=

4965,665 kg

=

4965,665 kg / 28,05 kg/kmol

=

177,029 kmol

=

0,5 x 177,029 kmol

=

88,515 kmol

=


=

2482,832 kg

=

4965,665 kg - 2482,832 kg

=

2482,832 kg

H2O mula-mula =

+

4 H2 354,058 354,058

H2O sisa Reaksi 1 = 38510,186 kg


=

2137,080 kmol

=

177,029 kmol

=

177,029 kmol x 18,02 kg/kmol

=

3190,064 kg

=

38510,186 kg – 3190,064 kg

=

35320,122 kg

H2O bereaksi

H2O sisa CO terbentuk

= 177,029 kmol =

177,029 kmol x 28,01 kg/kmol

=

4958,584 kg

=

354,058 kmol

=


=

7159,197 kg

=

H2 terbentuk total + H2 mula-mula dari R-201

=

4518,878 kg

=

H2O sisa dari reaksi 1 - total H2O bereaksi

=

32576,668 kg

=

CO sisa dari reaksi 1 + CO terbentuk total

=

32611,714 kg

=

CO2 terbentuk dari reaksi 1 + CO2 mula-mula

=

49234,933 kg

H2 terbentuk

F18H2 F18H2O F18CO F18CO2 18

F CH4

=

CH4 sisa reaksi 2 = 6858,596 kg

F18C2H6

=

C2H6 sisa reaksi 3 = 75,754 kg

F18C2H4

=

C2H 4sisa reaksi 4 = 2482,832kg

Banyaknya katalis (olivine) yang diperlukan untuk unit Reformer (R-203) adalah = 60 lb / 243000 lb gas sintesa (Technical Report NREL/TP-510-37408 May 2005) Gas sintesa

= (F17total)

= 128631,962 kg = 283584,933 lb

Katalis yang diperlukan = (F17olivine) =

60 × 283584,933 / 243000

=

70,021 lb

=

31,761 kg

Tabel LA.14 Neraca Massa pada Reformer (R-203)


Komponen

Masuk (kg/jam) Alur 15 Alur 17

Keluar (kg/jam) Alur 18 Alur 19

H2

1430,395

4518,878

H2O

51859,988

32576,668

CO

44150,467

32622,714

CO2

16630,892

49234,933

CH4

8573,245

6858,596

C2H6

757,541

75,754

C2H4

4965,665

2482,832

Olivine

261,689

Char Total

31,761

2,079 128631,962 31,761 128663,723

261,689

31,761

2,079 128631,962 31,761 128663,723

A.9. Scrubber (D-301) Fungsi : Membersihkan partikel pengotor (char dan olivine) dari aliran gas

Aliran 20 adalah aliran gas panas dari Heat Exchanger H-201. Aliran 21 adalah aliran air pendingin dari utilitas. Aliran 22 adalah aliran gas yang telah bersih dan dingin (T = 60 oC). Aliran 23 adalah aliran air yang diambil dari aliran gas sintesa yang terabsorpsi, dimana berfungsi untuk membersihkan aliran gas dari char dan olivine. Aliran 24 adalah aliran sludge (char dan olivine) yang terserap oleh air.


Menghitung kebutuhan air Menurut Technical Report NREL/TP-510-37408 May 2005, untuk mendinginkan gas 60 oC, diperlukan air

sintesa dari gasifier tipe BCL sampai temperaturnya mencapai

sebagai pendingin pada suhu 30 oC sesuai dengan hubungan sebagai berikut : Kmol air yang dibutuhkan = (5,5 * kmol aliran gas) – 1083

Tabel LA.15 Komposisi umpan gas masuk Scrubber (D-301) Komponen kg kmol H2

4518,878

2241,507

CO2 CO

49234,933 32622,714

1118,729 1164,644

H2O

32576,668

1808,298

CH4

6858,596

427,516

C2H4

2482,832

88,503

75,754 261,689 2,079 128634,143

2,519 1,249 0,014 6851,855

C2H6 Olivine Char Total

Maka, Kmol air yang diperlukan

= (5,5 * 6851,855 kmol) – 1083 = 36602,202 kmol = 659571,675 kg

Neraca bahan dihitung menggunakan kesetimbangan uap cair (Vapor LiquidEquilibrium, VLE). Algoritma perhitungannya adalah sebagai berikut : 1. Menghitung tekanan uap masing-masing komponen pada kondisi keluar Mixer. Ln Pv = A + B / (C + T) + D*ln (T) + [E*(T^F)] dimana : Pv

= Tekanan uap, Kpa

A, B, C, D, E dan F = Konstanta Antoine untuk masing-masing komponen T

= Temperatur absolute, K

2. Trial fraksi uap aliran keluar Mixer sampai komposisi uapnya ~ 1.


dimana : Ki

= konstanta kesetimbangan uap-cair komponen i

Zi

= fraksi mol komponen i aliran keluar Mixer

V/F

= fraksi uap aliran keluar Mixer

3. Menghitung komposisi mol uap dan liquid aliran keluar separator. Tabel LA.16 Komponen Uap dan Cairan aliran keluar Scrubber (D-301) Komponen

kmol

H2

zi

A

B

C

2237,068

0,051481

9,183

-107,900

0,000

H2O CO

38412,017 1164,681

0,883968 0,026803

65,930 41,650

-7227,000 -1109,000

0,000 0,000

CO2

1118,721

0,025745

136,600

-4735,000

0,000

CH4

427,593

0,009840

31,350

-1307,000

0,000

2,519

0,000058

44,000

-2569,000

0,000

88,515 2,930 0,012 43454,057

0,002037 0,000067 0,00000027

48,110 1,000 1,000

-2474,000 0,000 0,000

0,000 0,000 0,000

C2H6 C2H4 Olivine (solid) Char Total Komponen

D

E

F

ln Pv

H2

0,164

0,001

2,000

76,619

H2O CO

-7,177 -5,455

0,000 0,000

2,000 2,000

2,993 16,220

CO2

-21,270

0,041

1,000

12,466

CH4

-3,261

0,000

2,000

11,749

C2H6

-4,976

0,000

2,000

9,009

C2H4 Olivine (solid) Char

-5,736 0,000 0,000

0,000 0,000 0,000

2,000 0,000 0,000

9,514 1,000 1,000


Dengan Trial & Error diperoleh V/F = 0,143 Temperatur 60 oC (333,08 K) dan tekanan 1,021 atm (103,430 kPa) Komponen

Pv (kPa)

H2

Ki

yi

xi

1,9381E+33

1,87401E+31

0,359438

0,000000

H2O CO

19,832 11072775,55

0,192 107066,095

0,191703 0,187123

0,999695 0,000002

CO2

259367,175

2507,902

0,179321

0,000072

CH4

126626,869

1224,394

0,068369

0,000056

8176,341

79,060

0,000376

0,000005

13548,078 2,178 2,718

131,001 0,026 0,026

0,013601 0,000002 0,000000 0,999934

0,000104 0,000067 0,000000 1,000000

C2H6 C2H4 Olivine (solid) Char Total Komponen

Top (kmol)

Top (kg)

Bottom (kmol)

Bottom (kg)

H2

2237,06849

4518,878

0,00000

0,000

H2O CO

1193,12126 1164,61589

21500,045 32620,891

37218,89534 0,06507

670684,494 1,823

CO2

1116,05943

49117,775

2,66206

117,157

CH4

425,51435

6825,270

2,07890

33,346

2,34205

70,425

0,17721

5,329

84,64916 0,01091 0,00004 6223,79416

2374,409 0,975 0,008 117028,657

3,86536 2,51073 0,00991 37230,262

108,423 224,208 1,825 671176,605

C2H6 C2H4 Olivine (solid) Char Total

Aliran 22 adalah aliran sludge (char + olivine) yang terserap oleh air (dikirim ke pengolahan limbah). Asumsi sludge mengandung 50 % berat air (Technical Report NREL/TP-510-37408, 2005) Tabel LA.17 Komposisi Aliran 22 Komponen

Kg

H2O 226,684 Olivine (solid) 224,208 Char 1,825 Total 453,369 Tabel LA.18 Neraca Massa pada Scrubber (D-301)


Komponen

Masuk (kg) Aliran 20 Aliran 21

H2

4518,878

Aliran 22

Keluar (kg) Aliran 23 Aliran 24

4518,878

0,000

H2O CO

32576,668 659571,675 32622,714

21512,608 670445,286 32620,892 1,821

CO2

49234,933

49117,846

117,087

CH4

6858,596

6825,270

33,326

75,754

70,428

5,326

C2H6 C2H4 Olivine (solid) Char Subtotal Total

2482,832 261,689 2,079 128634,143 659571,675 788205,818

2374,472 108,361 0,000 0,000 117040,395 670711,206

226,645

224,859 1,786 453,290 788205,818

A.10. Knock Out Drum Fungsi : Untuk memisahkan fasa cair gas sintesa dari campuran fasa gasnya.

Neraca massa dihitung dengan menggunakan kesetimbangan uap cair (Vapor Liquid Equilibrium, VLE). Rumus perhitungannya adalah sebagai berikut : 1. Menghitung tekanan uap masing-masing komponen pada kondisi keluar ln Pv = A-B/(C+T) dimana : Pv

(Sumber: Perry's,1999)

=

Tekanan uap, kPa

A, B, dan C

=

konstanta Antoine untuk masing-masing komponen

T

=

Temperatur (K)

2. Trial fraksi uap aliran keluar sampai jumlah fraksi uapnya ~ 1 C

 i 1

K i zi  1 1  ( K i  1) VF

i = 1,…C

(Pers. 13-13, Perry's,1999)


dimana :

Ki

= konstanta kesetimbangan uap-cair komponen i

zi

= fraksi mol komponen i aliran keluar

V/F

=

fraksi uap aliran keluar

Temperatur = 316,5 K dan tekanan 2503 kPa Dengan Trial & Error diperoleh V/F = 0,9164

Tabel LA.19 Komponen Uap dan Cairan aliran keluar knock out drum Komponen H2 H2O CO CO2 CH4 C2H6 C2H4 Subtotal

kmol zi Pv (T =316,15) 2237,066 0,519 1,938x1033 390,624 0,09 19,832 1164,016 0,27 11072775,55 1,119 0,0002 259367,17 427,138 0,099 126626,87 2,519 0,001 8176,34 88,290 0,021 13548,078 4310,771 1,0000 Komponen

Ki ( Pv/Pt) 7,743x1029 0,008 4423,8 103,623 50,59 3,267 5,413

yi xi 0,566 0,000 0,008 0,994 0,295 0,000 0,000 0,000 0,108 0,002 0,001 0,000 0,022 0,004 1,00000 1,00000

Top KOD (kmol)

Bottom KOD (kmol)

H2

2237,066

0,000

H2O CO

31,216 1163,992

359,409 0,024

CO2

1,118

0,001

CH4

426,369

0,769

2,451

0,068

86,826

1,463

0,000 0,000 3950,391

0,000 0,000 339,054

C2H6 C2H4 Olivine (solid) Char Subtotal

Tabel LA.20 Neraca Massa pada Knock Out Drum Komponen

Masuk (kg/jam) Alur 26

H2

4518,872

Keluar (kg/jam) Alur 27 Alur 28 0,000 4518,872

H2O CO

7039,052 32604,087

562,507 32603,415

6476,545 0,672


CO2

49,235

49,192

0,043

CH4

6851,286

6838,953

12,332

C2H6

75,512

69,230

1,839

C2H4 Subtotal Total

2476,526 53614,570 53614,570

2435,479 41,048 47077,648 6532,479 53614,570

A.11. Pressure Swing Adsorption (PSA) Fungsi : memurnikan produk gas H2.

N29 H2 T = 43,3 oC P = 24,7 atm

H2 CO2 CO H2 O CH4 C2H4 C2H6 (N27) T = 43,3 oC P = 24,7 atm

T = 43,3 oC P = 24,7 atm

N30

H2 CO2 CO H2 O CH4 C2H4 C2H6

Adsorben yang digunakan dalam PSA adalah campuran zeolite dengan karbon aktif Kinerja PSA: Mengadsorbsi 100 Purging

5

% gas CO2, CO, C2H4, C2H6, CH4, dan H2O % gas H2

(Sumber : Gas Purification, Kohl & Nielsen, page 1082) H229 = 5/100 x 4518,872 = 225,944 H2

28

= H26- H29 = 4518,872 – 225,944 = 4292,929


Tabel LA.21 Neraca Massa pada Pressure Swing Adsorber (D-401) Komponen

Masuk (kg/jam)

Keluar (kg/jam)

Alur 27

Alur 29

Alur 30

H2

4518,878

4292,929

225,944

H2O

562,507

562,507

CO

32603,415

32603,415

CO2

49,192

49,192

CH4

6838,953

6838,953

C2H6

69,230

69,230

C2H4

2435,479

2435,479

Subtotal

47077,648 47077,648

Total

4292,929

42784,719 47077,648


LAMPIRAN B PERHITUNGAN NERACA ENERGI Basis perhitungan

= 1 jam operasi

Satuan operasi

= kJ

Kapasitas produksi

= 34.000 ton/tahun

Suhu Referensi

= 25 oC

Tabel LB.1 Data Kapasitas Panas Komponen Gas ( kJ/mol K) Komponen

a

b

c

d

H2

27,1430244

0,009273762

-1,38081E-05

7,6451E-09

CO2 CO

19,7951904 30,8692764

0,073436472 -0,012853476

-5,60194E-05 2,78925E-05

1,71533E-08 -1,27153E-08

H2O

32,2425468

0,001923835

1,05549E-05

-3,59646E-09

CH4

19,2509064

0,05212566

1,19742E-05

-1,13169E-08

C2H4

3,8058012

0,15658632

-8,34848E-05

1,75511E-08

C2H6

5,4093456

0,178106472

-6,93753E-05

8,71273E-09

Tabel LB.2 Data Panas Perubahan Fasa Komponen (Reklaitis, 1983). Komponen

∆Hvl pada titik didihnya (kJ/mol)

H2O

40,6562

Tabel LB.3 Data Kapasitas Panas Komponen Cair ( kJ/mol K) Komponen

a

H2

0,000066653

0,0067659

-0,00012363

0,00047827

CO2 CO

-8,3043 0,000065429

0,10437 0,028723

-0,00043333 -0,00084739

6,0052E-07 0,0019596

H2O

0,27637

-0,0020901 0,000008125

-1,4116E-08

CH4

0,000065708

C2H4

0,24739

C2H6 0,000044009 (Perry’s, 2007)

b

0,038883

c

d

-0,00025795

0,00061407

-0,004428 0,000040936

-1,697E-07

0,089718

0,00091877

-0,001886


Tabel LB.4 Data Panas Reaksi Pembentukan Komponen Komponen

Hf (kJ/mol)

H2

0,000

CO2 CO

-393,685 -110,615

H2O

-241,997

CH4

-74,902

C2H4

52,335

C2H6

-84,741

Persamaan untuk menghitung kapasitas panas (Reklaitis, 1983) : Cp  a  bT  cT 2  dT 3 Jika Cp adalah fungsi dari temperatur maka persamaan menjadi : T2

T2

 CpdT   (a  bT  CT

T1

 dT 3 )dT

T1

T2

 CpdT

2

 a (T2  T1 ) 

T1

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

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  CpdTout  N  CpdTin dt T1 T1


Perhitungan neraca panas untuk peralatan yang mengalami perubahan panas: LB.1 Rotary Dryer (B-101) Fungsi : Mengeringkan umpan serbuk kayu karet (SKK) sampai kandungan airnya 12 %

Panas Masuk Alur 2 303 ,15

Panas masuk = N ( 2) senyawa

Cp dT



298 ,15

Tabel LB.5 Neraca panas masuk alur 2 Komponen

F (kg/jam)

H2O SKK Total

25523,700 97186,400

N (mol/jam) 1416409,545 677537,026

∫ CpdT 0,097 0,006

Q (kJ/jam) 137391,725 4065,222 141456,947

Panas Keluar Alur 3 393 ,15

Panas keluar = N (3) senyawa



Cp dT

298 ,15

Tabel LB.6 Neraca panas keluar alur 3 Komponen H2O Total

F (kg/jam) 12271,01

N (mol/jam) 680966,149

∫ CpdT 3,514

Q (kJ/jam) 2392915,047 2392915,047

Panas Keluar Alur 4 393 ,15

Panas keluar = N ( 4) senyawa



Cp dT

298 ,15


Tabel LB.7 Neraca panas keluar alur 4

Qsteam

Komponen

F (kg/jam)

H2O SKK Total

13252,690 97186,400

N (mol/jam) 735443,396 677537,026

∫ CpdT

Q (kJ/jam)

3,514 0,114

2584348,093 77239,220 2661587,313

= (2661587,313+ 2392915,047) – 141456,947 kJ/jam = 4913045,414 kJ/jam

Pada temperatur 146oC, dan tekanan 172 kPa maka H superheated steam adalah 3381,5 kJ/kg dan pada temperatur 120oC, dan tekanan 172 kPa maka H= 3216,5 kJ/kg (Reklaitis,1983) msteam

= 4913045.414: (3.381,5 – 3.216,5) = 29776,032 kg/jam Tabel LB.8 neraca panas rotary dryer Komponen Umpan Produk Panas yang dibutuhkan Total

Qmasuk (kJ/jam)

Qkeluar (kJ/jam)

141456,947 5054502,361 4913045,414 5054502,361

5054502,361

LB.2 Char Combustor (R-201) Fungsi : Membakar char (arang) SKK hasil dari gasifikasi pada gasifier (R-202)



Panas masuk = N (16 ) senyawa



Cp dT

298 ,15

Tabel LB.9 neraca panas masuk alur 16 Komponen

N (mol)

Olivine

∫ CpdT

Q (kJ/jam)

29301566,116

78,170

2,2905x109

112847,345

635,080

71667091,946

Char

Jumlah

2362170515,246


Panas masuk = N (11) senyawa

Cp dT



298 ,15

Panas Alur 11 = Panas Alur 9 + Panas Alur 10 Tabel LB.10 neraca panas masuk alur 11 Komponen

N (mol)

MgO Olivine

∫ CpdT

Q (kJ/jam)

80,470

0.0001

0,014

32234,946 Jumlah

0,46258

14911,080 14911,080

Panas Masuk Alur 13 Alur 13 adalah aliran udara pembakar yang berasal dari Blower (G-201). T13 = 300C 352 ,313

Panas masuk = N (13) senyawa



Cp dT

298 ,15


N (mol)

∫ CpdT

Q (kJ/jam)

N2

5129774,192

1,574

8151211,191

O2

1363610,861 Jumlah

1,593

2233594,591 10384805,782

Panas Keluar Alur 6 Panas Reaksi C9.5H11.06 O3N0.18S0.024Abu0.239 +10,789 O2  9,5 CO2+ 0,024 SO2 +0,09 N2 + 5,53 H2O + 0,239 Abu

r

= 112,847 kmol/jam


Hr x r

= [(9,5 Hof CO2 + 0,024Hof SO2 + 0,09 Hof N2 + 5,53Hof H2O + 0,239Hof Abu ) – (Hof char + 10,789 Hof O2] x r

= -5,0887x106 kJ/kmol x 112,847 kmol/jam = -5,7424x108 kJ/jam T = 928,222 0C 1255 , 372




Cpl dT

298 ,15

Tabel LB.12 neraca panas keluar alur 6 Komponen

∫ CpdT

N (mol)

Q (kJ/jam)

N2

5139930,451

29,520

151730746,900

O2

146101,164

38,800

5668725,151

SO2

2708,336

41,810

113235,511

CO2

1072049,507

40,970

43921868,283

H2O

624045,660

33,500

20905529,614

Abu

26970,509

1,244

33551,313

29301598,351

92,645

2714646579,239

80,470 0,004828

0,035 645,52

2,800

Olivine MgO Char

Jumlah

3,117 2937020238,811

Maka, selisih panas adalah : T2 T2 dQ  ΔH r (T)  N  CpdTout  N  CpdTin dt T1 T1 = -5,7424x108 + 2937020238,811– 23,6217x108 – 14911,080- 10384805,782 =0 Tabel LB.13 neraca panas char combustor Komponen Umpan

Qmasuk (kJ/jam) 2372570232,108

Produk

2937020238,811 -0,57424x109

Panas reaksi Total

Qkeluar (kJ/jam)

2372570232,108

2372570232,108


LB.3 Cyclone (H-201) Fungsi : memisahkan mayoritas 99,9% olivine,abu dan MgO dari gas pembakaran

Panas Masuk Alur 6 T6 = 928,222 0C Q6 = 2937020238,811 Panas Keluar Alur 7 T7 = 928,222 0C 1255 , 372


Cp dT



298 ,15


N (mol)

∫ CpdT

Q (kJ/jam)

N2

5139930,451

30,951

159085987,389

O2

146101,164

40,662

5940765,531

SO2

2708,336

43,906

118912,200

CO2

1072049,507

43,354

46477634,326

H2O

624045,660

34,944

21806651,543

Abu

976,062

1,295

1264000,290

2933,380 0,004828 Jumlah

92,145 645,52

270296,300

Olivine Char

3,117 234964250,696

Panas Keluar Alur 8 T8 = 928,222 0C 1255 , 372




Cp dT

303 ,15


Tabel LB.15 neraca panas keluar alur 8 Komponen Abu Olivine MgO Char

N (mol)

∫ CpdT

Q(kJ/jam)

24399,100

1,295

31596,835

29330867,682

92,145

2702692802,558

80,457 0,004828 Jumlah

0,035 645,52

2,833 3,117 2702724405,343

Tabel LB.16 neraca panas cyclone Komponen Umpan

Qmasuk (kJ/jam) 2,937020x109

2,937020x109

Produk Total

Qkeluar (kJ/jam)

2,937020x109

2,937020x109

LB.4 Gasifier (R-202) Fungsi : Mengubah umpan serbuk kayu karet (SKK) menjadi gas sintesa (gasifikasi)

Panas Masuk Alur 4 T4 = 120 0C Q4 = 2661587,313 kJ/jam

Panas Masuk Alur 8 T8 = 928,222 0C


1201, 372

Panas masuk = N (8) olivine



Cp dT

298 ,15

Tabel LB.17 neraca panas masuk alur 8 Komponen Olivine

N (mol) 29304496,566 Jumlah

∫ CpdT 83,56

Q (kJ/jam) 2448683733,055 2448683733,055

Panas Keluar Alur 14 T14 = 870 0C (Kinchin and Bain, 2005) 1143 ,15

Panas keluar = N (14 ) senyawa



Cp dT

298 ,15


N (mol)

∫ CpdT

Q (kJ/jam)

H2

708116,337

24,950

17667502,608

CO2

377888942

34,430

13010716,273

CO

1576239,461

26,360

41549672,192

H2O

2877912,781

29,340

84437960,995

CH4

534491,567

47,850

25575421,481

C2H4

177029,054

63,770

11289142,774

C2H6

25192,596

80,640

2031530,941

29304496,566

78,170

2290732496,564

112858,629 Jumlah

635,080

71674258,105

Olivine Char

2557968701,933

dQ/dt

= Qout - Qin

0 Q5

= 2557968701,8166 – (2661587,313 + Q5 + 2,44868E+09) = 106623381,770 kJ

Setelah Trial & Error diperoleh T5 = 146 0C Panas Masuk Alur 5 Alur 5 adalah aliran steam tekanan rendah ( P = 1, 7 atm). T5 = 146 0C Panas masuk =

519,15 373,15  N Cpl dT  ΔHvl  Cpv dT    (5) senyawa   298,15  373,15



N (mol)

H2O

2142469,312

∫CpLdT 2,520

Hvl (kJ/mol) 40,683

∫CpVdT

Q (kJ/jam)

0,904 94498184,458

Jumlah

94498184,458 Tabel LB.20 neraca panas gasifier (R-201) Komponen

Qmasuk (kJ/jam)

Qkeluar (kJ/jam)

2,5579687x109

Umpan

2,5579687x109

Produk 2,5579687x109

Total

2,5579687x109

LB.3 Cyclone (H-201) Fungsi : memisahkan mayoritas 99,9% olivine dan char dari gas sintesa

Panas Masuk Alur 14 T14 = 870 0C Q14 = 2407475657,0619 kJ Panas Keluar Alur 15 T = 870 0C 1143 ,15

Panas keluar = N

15 senyawa



Cp dT

298 ,15


Tabel LB.21 neraca panas keluar alur 15 ∫ CpdT

Q (kJ/jam)

708116,337

24,950

17667502,608

CO2 CO

377888,942 1576239,461

34,430 26,360

13010716,273 41549672,192

H2O

2877912,781

29,340

84437960,995

CH4

534491,567

47,850

25575421,481

C2H4

177029,054

63,770

11289142,774

C2H6

25192,596

80,640

2031530,941

2930,450 11,286 Jumlah

78,170 635,080

229073,250 7167,426

Komponen

N(mol)

H2

Olivine Char

195798184,917

Panas Keluar Alur 16 T16 = 870 0C 1143 ,15




Cp dT

298 ,15

Tabel LB.22 neraca panas keluar alur 16 Komponen Olivine Char

N (mol)

∫ CpdT

Q (kJ/jam)

29301566,116

78,170

2,2905x109

112847,345

635,080

71667091,946

Jumlah

2362170515,246

Tabel LB.23 neraca panas cyclone Komponen Umpan

Qmasuk (kJ/jam) 2,5579687x109

2,5579687x109

Produk Total

Qkeluar (kJ/jam)

2,5579687x109

2,5579687x109


LB.6 Reformer (R-203) Fungsi : mengkonversi CO, CH4, C2H4, C2H6 menjadi H2.

Panas Masuk Alur 7 T15 = 870 0C Q15 = 195798184,917 kJ/jam Panas Masuk Alur 17 T17 = 870 0C 1168 ,15




CpdT

298 ,15


N (kmol)

katalis olivine

335,946

∫ CpdT

Q (kJ/jam)

0,463

155,543





Cp dT

298 ,15

Tabel LB.25 neraca panas keluar alur 19 Komponen Olivine

F (kg/jam)

N (mol/jam)

31,761 Jumlah

355,666

∫ CpdT 67,127

Q (kJ/jam) 23565,862 23565,862


Panas Keluar Alur 18 T18 = 750,556 oC =1048,706 K 1048 , 706




Cp dT

298 ,15

Tabel LB.26 neraca panas keluar alur 18 Komponen H2

F (kg/jam)

N (mol/jam)

∫ CpdT

Q (kJ/jam)

1430,395

708116,216

21,304

15085707,866

H2O

51859,988

2877912,781

24,941

71778022,671

CO

44150,467

1576239,461

22,385

35284120,334

CO2

16630,892

377888,942

27,960

10565774,818

CH4

8573,245

534491,567

38,993

20841429,672

C2H6

757,541

25192,596

65,560

1651626,594

C2H4

4965,665

177029,054

52,280

9255078,943

291,689

3266,396

67,125

219256,832

11,286

545,306

6154,324

Olivine Char

2,079 Jumlah

164687172,053

Panas Reaksi : Reaksi 1 : CO

+

r1 Hr x r1

H2O



CO

+ H2

= 740,833 kmol/jam = [(Hof CO + Hof H2) – (Hof CH4 + Hof H2O] x r = -41150,01 kJ/kmol x 740,833 kmol/jam = -30485259,300 kJ/jam

Reaksi 2 : CH4

+

r1 Hr x r1

H2O



CO

+ 3H2

= 106,898 kmol/jam = [(Hof CO + 3Hof H2) – (Hof CH4 + Hof H2O] x r = 206160 kJ/kmol x 106,898 kmol/jam = 22038156,281 kJ/jam


Reaksi 3 : C2H6

+

r1 Hr x r1



2H2O

2CO

+ 5H2

= 22,673 kmol/jam = [(2Hof CO + 5Hof H2) – (Hof C2 H6 + 2Hof H2O] x r = 347296 kJ/kmol x 22,673 kmol/jam = 7874223,042 kJ/jam

Reaksi 4 : C2H4

+



2H2O

2CO

+ 4H2

r4 Hr x r4

= 88,515 kmol/jam = [(2Hof CO + 4Hof H2) – (Hof C2H4 + 2Hof H2O] x r

Hrtotal .r

= 210340 kJ/kmol x 88,515 kmol/jam = 18618145,605 kJ/jam = (Hr1.r1 + Hr2.r2 + Hr3.r3 + Hr4.r4 ) =

18045265,628 kJ/mol T

T

2 2 dQ  rH r (T)  N  CpdTout  N  CpdTin dt T1 T1

= 18045265,628 + 164687172,053 + 23565,862 – 195798184,917 - 155,543 = 0 kJ/jam Tabel LB.27 neraca panas reformer (R-203) Komponen

Qmasuk (kJ/jam)

Umpan

Qkeluar (kJ/jam)

182732437,681 16,4687x107

Produk

1,8045x107

Panas reaksi Total

182732437,681

182732437,681

LB.7 Waste Heat Boiler (E-201) Fungsi : menurunkan temperatur gas sintesa yang keluar dari reformer (R-203) Air umpan boiler,60 C

H2 CO2 (N18) CO H2O CH4 T = 750,556 C C2H4 P = 1,3 atm C2H6

(N20) T = 150 C P = 1,15 atm

E-201

H2 CO2 CO H2O CH4 C2H4 C2H6

Steam,146 C


Panas Masuk Alur 18 T18 = 750,556 0C Q18 = 164687172,053 kJ/jam Panas Keluar Alur 20 T20 = 150 0C 423 ,15

Panas keluar = N ( 20 ) senyawa



Cp dT

298 ,15


N (mol)

∫ CpdT

Q (kJ/jam)

H2

2237068,493

3,608

8071343,124

CO2 CO

1807806,194 1164680,955

4,201 3,653

7594593,819 4254579,528

H2O

1118721,489

2,953

3303584,557

CH4

427593,253

4,718

2017384,971

2519,259

7,221

18191,573

88514,526 2930,449 11,285 Jumlah

5,946 11,564 93,946

526307,377 33887,719 1060,261 25820932,931

C2H4 C2H6 Olivine Char

Panas jenis air umpan boiler pada suhu 600C = 251,3 kJ/kg dQ dt

 Q20 – Q18

=

25820932,931kJ/jam - 164687172,053 kJ/jam

= -138866239,122 kJ/jam TH2O steam keluar = 146 0C (419,15 K) Jumlah air umpan boiler yang dibutuhkan : Fair =

Q H 419 ,15 K  H 303,15 K

Fair =

138866239,122 kJ / jam ( 2762, 485  251,3) kJ / kg

= 55299,087 kg/jam Q air umpan waste heat boiler yaitu : 251,3 kJ/kg x 55299,087 kg/jam = 13896660,696 kJ/jam Q steam yang dihasilkan yaitu : 2762,485 kJ/kg x 55299,087 kg/jam


= 152762899,818 kJ/jam Tabel LB.29 Neraca Panas pada Waste Heat Boiler (E-201) Komponen

Qmasuk (kJ/jam)

Umpan

164687172,053

Produk

25820932,931

Air Pendingin Total LB.8

Qkeluar (kJ/jam)

-138866239,122 25820932,931

25820932,931

Scrubber (D-301)

Fungsi : -

Mendinginkan aliran gas panas sampai temperaturnya 60 oC

-

Membersihkan partikel pengotor (char dan olivine) dari aliran gas

Panas Masuk Alur 20 T20 = 150 0C Q20 = 25820932.931kJ/jam Panas Keluar Alur 21 T21 = 60 0C 333 ,15




Cp dT

298 ,15



F (kg/jam)

N (kmol/jam)

CpdT

Q (kJ/jam)

H2

4518,872

2237065,527

1,009

2257199,117

H2O

7039,052

390624,391

1,186

463398,464

CO

32604,087

1164015,975

1,016

1182640,230

CO2

49,235

1118,721

0,713

798,114

CH4

6851,286

427137,506

1,234

527087,683

C2H6

75,512

2511,207

1,812

4550,307

C2H4

2476,526 Jumlah

88289,711

1,496

132081,408 4567755,323


Panas masuk = N ( 24 ) senyawa

Cp dT



298 ,15


F (kg/jam)

N (mol/jam)

CpdT

Q (kJ/jam)

H2O

25083,368

1391973,807

1,186

1651301.196

CH4

0,007

0,436

1,234

0.539

C2H6

0,0007

0,023

1,812

0.042

0,528

1,496

0,789

C2H4

0,016 Jumlah

1651302,566





Cp dT

298 ,15



N (kmol/jam)

F (kg/jam)

H2

CpdT

Q (kJ/jam)

0,006

2,966

1,009

2,993

H2O

454,248

25207,991

1,186

29896,677

CO

18,626

664,980

1,016

675,620

CO2

49185,698

1117602,767

0,713

796850,773

CH4

7,303

455,292

1,234

561,830

C2H6

0,241

8,028

1,812

14,548

C2H4

6,290

224,255

1,496

335,486

261,689

2930,450

3,238

9488,796

11,286

26,305

296,875

Olivine Char

2,079 Jumlah

838123,597

Tabel LB.33 neraca panas scrubber Komponen Umpan

Q (kJ/jam) 2,445 x107

2,445 x107

Produk Total

Q (kJ/jam)

2,445 x107

2,445 x107

LB.9 Cooler (E-301) Fungsi : menurunkan temperatur gas sintesa yang keluar dari scrubber (D-301)

Panas Masuk Alur 23 T23 = 60 0C


333 ,15

Panas masuk = N ( 23) senyawa



Cp dT

298 ,15


F (kg/jam)

N (kmol/jam)

CpdT

Q (kJ/jam)

H2

4518,872

2237065,527

1,009

2257199,117

H2O

7039,052

390624,391

1,186

463398,464

CO

32604,087

1164015,975

1,016

1182640,230

CO2

49,235

1118,721

0,713

798,114

CH4

6851,286

427137,506

1,234

527087,683

75,512

2511,207

1,812

4550,307

88289,711

1,496

132081,408

C2H6 C2H4

2476,526 Jumlah

4567755,323


Panas keluar = N ( 25 ) senyawwa



Cp dT

298 ,15


F (kg/jam)

N (mol/jam)

CpdT

Q (kJ/jam)

H2

4518,872

2237065,527

0,528

1181170,598

H2O

7039,052

390624,391

0,622

242968,371

CO

32604,087

1164015,975

0,530

616928,467

CO2

49,235

1118,721

0,361

403,858

CH4

6851,286

427137,506

0,637

272086,591

75,512

2511,207

0,927

2327,889

2476,526 88289,711 Jumlah

0,765

67541,629

C2H6 C2H4

2383427,404

Besarnya panas yang perlu diserap agar suhu operasi dapat tercapai adalah : dQ/dt = Qout – Qin = -2184327,919 kJ Suhu Air pendingin masuk

= 30oC = 303,15 K

Suhu Air pendingin keluar

= 43,33 oC

= 316,48 K


316 , 48

 CpdT

= 3,415 kJ/mol

303,15

Maka jumlah air pendingin yang dibutuhkan adalah : Nair

=

Q1

=

316,48

 C dT

2184327,919 = 639,627 kmol 3,415

p

303,15

Fair

= N Air  BMAir  639,627 × 18,05

= 11545,267 kg

Tabel LB.36 neraca panas cooler (E-302) Komponen Umpan

Qmasuk (kJ/jam)

Qkeluar (kJ/jam)

4567755,323

Produk

2383427,404

Panas yang dilepas

2184327,919

Total

4567755,323

4567755,323

LB.10 Knock Out Drum (D-302) Fungsi : Untuk memisahkan fasa cair gas sintesa dari campuran fasa gasnya.

Panas Masuk Alur 25 T25 = 43,33 0C Q25 = 2383427,404 kJ/jam



Panas keluar = N ( 26) senyawwa

Cp dT



298 ,15


F (kg/jam)

N (mol/jam)

CpdT

Q (kJ/jam)

4518,872

2237065,527

0,528

1180704,175

562,507

31215,698

0,622

19402,610

32603,415

1163991,971

0,530

617474,909

CO2

49,192

1117,737

0,361

403,777

CH4

6838,953

426368,657

0,637

271612,924

C2H6

69,230

2450,816

0,927

2271,075

C2H4

2435,479

86826,336

0,765

66403,971

H2O CO

Jumlah

2158273,440





Cp dT

298 ,15


F (kg/jam)

N (kmol/jam)

CpdT

Q (kJ/jam)

0,000

0,000

0,528

0,000

6476,545

359408,693

0,622

223396,149

CO

0,672

24,004

0,530

12,733

CO2

0,043

0,984

0,361

0,355

CH4

12,332

768,850

0,637

489,786

C2H6

1,839

68,444

0,927

63,424

C2H4

41,048

1463,376

0,765

1119,176

H2O

Jumlah

225081,625


Tabel LB.39 neraca panas knock out drum Komponen

Q (kJ/jam)

Umpan

Q (kJ/jam)

2383427,404

Produk

2383427,404

Total

2383427,404

2383427,404

LB.11 Pressure Swing Adsorption Unit (D-401A) Fungsi : Untuk memurnikan produk hidrogen

Panas Masuk Alur 26 T26 = 43,33 0C Q26 = 2158273,440kJ/jam Panas Keluar Alur 28 T28 = 43,33 0C 316 , 48




Cp dT

298 ,15


N (mol/jam) 2125212,251 Jumlah

∫ CpdT

Q (kJ/jam)

0,528 1122112,068 1122112,068

Panas Keluar Alur 29 T29 = 43,33 0C


316 , 48




Cp dT

298 ,15


N (mol/jam)

CpdT

Q (kJ/jam)

111853,276

0,528

59035,209

31215,698

0,622

19402,610

1164407,683

0,530

617695,435

CO2

1117,737

0,361

403,777

CH4

426368,657

0,637

271612,924

C2H6

2307,667

0,927

2138,424

C2H4

86981,383 Jumlah

0,765

66522,549

H2O CO

1036810,929

Tabel LB.42 neraca panas pressure swing adsorber (D-401) Komponen Umpan

Qmasuk (kJ/jam) 2158273,440

Produk Total

Qkeluar (kJ/jam)

2158273,440 2158273,440

2158273,440


LAMPIRAN C PERHITUNGAN SPESIFIKASI PERALATAN LC.1 Gudang Penyimpanan Kayu Karet (F-101) Fungsi

:

Tempat penampungan Kayu Karet

Bahan konstruksi

:

Dinding bata beton dengan atap seng dan tiang beton

Bentuk

:

Persegi panjang

Jumlah

:

2 unit

Kondisi penyimpanan Temperatur

:

T = 30°C (303,15 K)

Tekanan operasi

:

P = 1 atm (101,325 kPa)

Kebutuhan perancangan : Laju alir massa Densitas kayu karet

t = 5 hari

: :

F = 61355,05 kg/jam ρw = 1300 kg/m3

Laju alir Volume kayu karet : Q = 47,19619 m3/jam = 5663,543 m3/5 hari Gudang direncanakan berukuran : panjang (p) = lebar (l) = 2  tinggi (t) = plt

Volume gudang (V)

= 2t  2t  t = 4 t3 5663,543 m3

=

Volume gudang dinaikkan sebesar 20%, maka: V Tinggi gudang (t)

= 6796.25 m3 V = 3 4 =

3

6796,25 4

= 11,90309 m Panjang gudang (p) = lebar gudang (l) = 2  11,903 m = 23.8062 m


LC.2 Gudang Olivine (F-102) Fungsi

:

Tempat penyimpanan Olivine

Bahan konstruksi

:


Bentuk

:

Prisma Segi Empat Beraturan

Jumlah

:

1 unit


:

T = 30°C (303,15 K)

Tekanan operasi

:

P = 1 atm (101,325 kPa)

Kebutuhan perancangan : Laju alir massa Densitas Olivine

:

Volume Olivine

=

t = 1 bulan F = 2908,58 kg/jam = 2094178 kg/bln ρ = 3320 kg/m3

:

2094178 kg 3320 kg/m3

= 630,777 m3 Faktor kelonggaran

= 20%

Volume gudang

= 1,2  630,777 m3 756.932 m3

=

Gudang direncanakan berukuran : panjang (p) = lebar (l) = 2  tinggi (t) = plt

Volume gudang (V)

= 2t  2t  t = 4 t3 Tinggi gudang (t)

=

3

V 4

=

3

756,932 4

= 5,731 m Panjang gudang (p) = lebar gudang (l)

= 2  5,731 m = 11,462 m


LC.3 Gudang MgO (F-103) Fungsi

:

Tempat penyimpanan MgO

Bahan konstruksi

:


Bentuk

:

Prisma Segi Empat Beraturan

Jumlah

:

1 unit


:

T = 30°C (303,15 K)

Tekanan operasi

:

P = 1 atm (101,325 kPa)

Kebutuhan perancangan :

t = 6 bulan

Laju alir massa

:

F = 14010,1 kg (Stok 1 bulan)

Densitas MgO

:

ρ = 3580 kg/m3

Volume MgO

=

14010,1 kg 3580 kg/m3


= 20%

Volume gudang

= 1,2  3,91344 m3 = 4,69613 m3

Gudang direncanakan berukuran : panjang (p) = lebar (l) = 2  tinggi (t) Volume gudang (V)

= plt = 2t  2t  t = 4 t3

Tinggi gudang (t)

=

3

V 4

=

3

4,69613 4

= 1,055 m Panjang gudang (p)

= lebar gudang (l) = 2  1,055 m = 2,11 m


LC.4 Chipper (C-101) Fungsi

: Mereduksi ukuran kayu karet.

Tipe

: BX1220

Bahan konstruksi : Carbon steel Jumlah

: 2 unit

Kapasitas

: 61355.05051 kg/jam = 61.35505 ton/jam

Data perhitungan Temperatur

T = 30C (303,15 K)

Tekanan operasi

P = 1 atm (101,325 kPa)

Umpan padatan serbuk kayu karet diperkirakan memiliki ukuran diameter berkisar 4 – 6 cm, diambil ukuran d = 5 cm = 50 mm = 50000 μm Rasio reduksi alat grinder tipe roll ball mill, R = 4 R=

(Ulrich, 1984)

d di

maka ukuran hasil reduksi, di =

d 50000 = = 12500 μm R 4

Daya grinder : P (kW) = m × 10 × Wi × (1/ di – 1/ d ) dimana,

(Walas, 1988)

P = daya (kW) m = kapasitas / massa umpan (ton/jam) d = diameter umpan (μm) di = diameter hasil reduksi (μm) Wi = indeks kerja motor (kW jam/ton)

dari Tabel 12.2, Walas, 1988, Wi untuk padatan SKK adalah 13,81 P = 61.35505 × 10 × 13,81 × (1/ 12500 – 1/ 50000 ) P = 37,893 kW × (1 HP / 0,74570 kW) P = 50,815 HP Digunakan daya motor standar 51 HP


LC.5 Belt Conveyor (J-101) Fungsi

:

Mengalirkan Umpan Kayu Karet ke Chipper (C-101)

Bahan konstruksi

:

Carbon steel

Bentuk

:

Horizontal screw conveyor

Jumlah

:

2 unit

Temperatur

T = 30°C (303,15 K)

Tekanan operasi

P = 1 atm (101,325 kPa)

Jarak angkut

L = 10 m

Laju alir bahan

F = 61355,05 kg/jam (per unit conveyor) = 17,04 kg/s

Densitas bahan

ρ = 1,3 kg/L = 1300 kg/m3 = 1,3 gr/cm3

Direncanakan dalam 1 proses cukup ditempuh 1/12 jam kerja (5 menit)

Q

F = 61355,05/1300 = 47,196 x 5 = 235,981 m3/jam = 0,0655 m3/s 

Kemampuan daya laju Volumetrik screw converyer 0,0655 m3/s Daya conveyor :

P = 0,07 F0,82L

(Peters, 2004)

dimana : P = Daya conveyor (kW) F = Laju alir massa (kg/s) L = Jarak angkut (m) P = 0,07 × (17,04)0,82 × 10 = 7,161 kW = 9,603 HP Dalam hal ini, digunakan daya motor standar 10 HP



:

Mengalirkan umpan SKK ke Rotary Dryer (B-101)

Bahan konstruksi

:

Carbon steel

Bentuk

:

Horizontal scew conveyor

Jumlah

:

2 unit

Temperatur

T = 30°C (303,15 K)

Tekanan operasi

P = 1 atm (101,325 kPa)

Jarak angkut

L = 10 m

Laju alir bahan


Densitas bahan

ρ = 1,3 kg/L = 1300 kg/m3 = 1,3 gr/cm3


Q

F = 61355,05/1300 = 47,196 x 5 = 235,981 m3/jam = 0,0655 m3/s 

Kemampuan daya laju Volumetrik screw converyer 0,0655 m3/s P = 0,07 F0,82L

Daya conveyor :

(Peters, 2004)



:

Mengalirkan umpan SKK ke Gasifier (R-202)

Bahan konstruksi

:

Carbon steel

Bentuk

:


Jumlah

:

2 unit

Temperatur

T = 30°C (303,15 K)

Tekanan operasi

P = 1 atm (172,253 kPa)

Jarak angkut

L = 10 m

Laju alir bahan Densitas bahan

F = 55219,55 kg/jam (per unit conveyor) = 15,338 kg/s ρ = 1,3 kg/L = 1300 kg/m3 = 1,3gr/cm3



Q

F = 55219,55 /1300 = 42,476 x 5 = 212,383 m3/jam = 0,0589 m3/s 


Daya conveyor : dimana :

(Peters, 2004)

P = Daya conveyor (kW)

F = Laju alir massa (kg/s) L = Jarak angkut (m) P = 0,07 × (15,338)0,82 × 10 = 6,568196 kW = 8,808 HP Dalam hal ini, digunakan daya motor standar 9 HP

LC.8 Belt Conveyor 1 (J-102) Fungsi

:

Mengalirkan Olivine menuju Char Combustor (R-201)

Bahan konstruksi

:

Carbon steel

Bentuk

:


Jumlah

:

2 unit

Temperatur

T = 30°C (303,15 K)

Tekanan operasi

P = 1 atm (101,325 kPa)

Jarak angkut

L = 10 m

Laju alir bahan


Densitas bahan

ρ = 3320 kg/m3


Q

F = 2878,581/3320 = 0,8671 x 10 = 8,671 m3/jam = 0,002408 m3/s 

Kemampuan daya laju Volumetrik screw converyer 0,002267 m3/s Daya conveyor : dimana :

P = 0,07 F0,82L

(Peters, 2004)





:

Mengalirkan olivine dan MgO menuju Char Combustor (R201)

Bahan konstruksi

:

Carbon steel

Bentuk

:

Horizontal screw conveyor

Jumlah

:

2 unit

Temperatur

T = 30°C (303,15 K)

Tekanan operasi

P = 1,7 atm (101,325 kPa)

Jarak angkut

L = 10 m

Laju alir bahan


Densitas bahan

ρ = 3320,311 kg/m3


Q

F = 2911,824/3320,31 = 0,8769 x 10 = 8,769 m3/jam = 0,002436 m3/s 


Daya conveyor :

(Peters, 2004)



:

Mengalirkan olivine menuju reformer (R-203)

Bahan konstruksi

:

Carbon steel

Bentuk

:


Jumlah

:

2 unit

Temperatur

T = 30°C (303,15 K)

Tekanan operasi

P = 1 atm (101,325 kPa)

Jarak angkut

L = 10 m

Laju alir bahan

F = 30 kg/jam (per unit conveyor) = 0,0083 kg/s


Densitas bahan

ρ = 3320 kg/m3


Q

F = 30/3320 = 0,009036 x 10 = 0,09036 m3/jam = 0,0000251 m3/s 

Kemampuan daya laju Volumetrik screw converyer 0,0000251 m3/s Daya conveyor : dimana :

P = 0,07 F0,82L

(Peters, 2004)



LC.11 Rotary Dryer (B-101) Fungsi

: Mengurangi kadar air dalam SKK

Tipe

: Steam Tube Dryer

Jumlah

: 1 unit

Tabel LC. 1 Komposisi padatan dalam Dryer (B-101)

 laru

Komposisi

Massa

Densitas

Kayu karet

97186,4

1300

74,758

Air

25523,701

1000

25,523

Total

122710,1

tan

V campuran

100,282

 1223 ,645 kg / m 3

Beban panas

= 4913045 kJ/jam =

255315 btu/jam

Jumlah steam yang dibutuhkan = 29776,032 kg/jam Perhitungan volume rotary dryer, Faktor kelonggaran

= 10 %

Volume rotary dryer

= 100,282 m3  1,1 = 110,3102 m3


Perhitungan luas permukaan rotary dryer, = 146 0C

=

294,8 0F

Temperatur umpan masuk rotary dryer = 30 0C

=

86 0F

Temperatur umpan keluar rotary dryer = 120 0C

=

248 0F

Temperatur saturated steam

Ud = 110 btu/jam.0F.ft2 (Perry,1999)

294,8  248  294,8  86  294,8  248   ln  294,8  86 

LMTD =

= 108,325 0F Luas permukaan rotary dryer, A = =

Q Ud  LMTD

255315 = 21,4 ft2 110  108,325

Perhitungan waktu tinggal (retention time),  0,075  V  s ............................................................ (Schweitzer,1979) S

=

Dimana : V = Volume rotary dryer ρs = Densitas campuran umpan S = Laju massa campuran umpan Maka, =

0,075  110,3102 1223,645 122710,1

= 0,0825 jam = 4,95 menit

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 rpm Daya motor

= 2,2 HP

Tube steam OD

= 114 mm

Jumlah tube

steam = 14 buah


LC.12 Gasifier (R-202) Fungsi

:

Mengubah umpan serbuk kayu karet (SKK) menjadi gas sintesa (gasifikasi)

Bahan konstruksi

:

Carbon steel

Bentuk

:

Fliudized Bed Reactor

Jumlah

:

2 unit

Data Desain : Tekanan

= 1,701 atm

Temperatur

= 870 oC

ρg

= 0,946 kg/m3 (Estimasi Hysys v.3.2)

ρchar

= 970 kg/m3

ρp

= 2600 kg/m3

g

= 9,8 m/s2

dpchar

= 0,2 mm = 0,0002 m

dpolivine

= 0,2 mm = 0,0002 m

μg

= 0,00001309 Ns/m2 (Pa-s) Karena besarnya kapasitas pabrik, maka aliran umpan dibagi menjadi 2 aliran,

sehingga menggunakan 2 rangkaian gasifier yang identik ukurannya. mg

= 19303,649 kg/jam

mchar

= 10394,054 kg/jam

molivine

= 1308445,772 kg/jam

mp

= 1318839,826 kg/jam

ρolivine

= 2600 kg/m3

(Kunii, 1991)

Langkah-langkah perhitungan: 1.

Menghitung diameter partikel rata-rata (dp”) dp”

=

1  ( xi / dpi)

∑(xi/dpi)

=

(Kunii, 1991)

m char m olivine  m p  dp char m p  dp olivine

= 5000 dp”

= 0,0002 m


2. Menghitung minimum fluidization velocity (Umf) Umf

=

7,9  10 3  dp"1,82 (  p   g ) 0, 94

g

0,88

= 0,046 m/s

3. Menghitung bilangan Reynold pada Umf (Remf) Remf

=

Umf  dp   g

(Rowe & Yates, 1987)

g

= 0,671 Karena Remf < 10, maka Umf tidak perlu dikoreksi atau factor koreksi (f) = 1 (Rowe & Yates, 1987) Umfcorr

= f × Umf

f

=1

Umfcorr

= 0,046 m/s

4. Menghitung terminal velocities of particle (Ut) Sp dp

*

= 0,86 = dp 

(Kunii, 1991)

(  g  (  p   g )  g )1 / 3

g

= 0,0002 ×

2/3

(Kunii, 1991)

28,783 0,001

= 10,403 Dari Fig. 10, Chap. 3, Kunii, p. 81, pada dp* = 10,403 ut*

= 2,8

Ut

*

= ut ×

= 2,8 ×

(  g  (  p   g )  g )1 / 3

g

2/3

(Kunii, 1991)

0,691 0,963

= 2,007 m/s

5. Menentukan operating gas velocity (Uf) Diinginkan flow regime yang terjadi di dalam gasifier adalah turbulent bed.


Dari Perry’s CEH 50th Anniv. Ed., p.20-61, untuk turbulent bed : 20 Umf

< Uf < 200 Umf

0,929 m/s

< Uf < 9,293 m/s

Uf ini di trial sehingga diperoleh dimensi reactor yang sesuai. Sehingga diperoleh: Uf

= 2,229 m/s = 47,972 Umf

6. Menghitung kecepatan sirkulasi solid (Gs)

mp

Gs

=

At

= Luas penampang bagian dalam gasifier (m2)

At

= 0,25 × π × Dt2 Dt

= Diameter dalam gasifier (m)

Ditentukan: Dt

=8m

At

= 50,24 m2

Gs

= 26250,792 kg/m2 jam = 7,291 kg/m2s

7. Menghitung fraksi volume solid pada titik keluar gasifier (Ese)

Gs  p (Uf  Up )

Ese

=

Up

= slip velocity (m/s)

Up

>

Emf

= fraksi volume solid pada Umf

(Kunii, 1991)

Umf (syarat terjadinya fluidisasi) Emf

Dari table 3, Chap. 3, Kunii p. 69, diketahui : Emf untuk tipe pasir olivine (sp = 0,86) = 0,440 Maka, Up

> 0,106 m/s

Ditentukan : Up

= Ut = 2,007 m/s

Diperoleh : Ese

= 0,0128


8. Menghitung tinggi freeboard (Hf) Ese

= Es” + (Esd – Es”)e-a Hf

(Kunii, 1991)

Es”

= 0,01

(Kunii, 1991)

Untuk Uf = 2,229 m/s, Esd

= 0,6

(Kunii, 1991)

Dari Fig. 10b, Chap. 8, Kunii, p. 202, diperoleh : Untuk pasir tipe olivine dengan Uf = 2,229 m/s a × Uf a

= 6 /s = 2,692 /m

Setelah ditrial, Hf = 1,95 m Sehingga, Ese

~ 0,013

9. Menghitung tinggi bed pada Umf (Lmf) Lmf

=

mp At   p (1  Emf )

(Kunii, 1991)

= 18,268 m

10. Menghitung tinggi gasifier (Ht) Lmf × (1 – Emf) = Esd  Ese a

Esd  Ese  Ht  Esd  Hf ( Esd  Es" ) a

(Kunii, 1991)

= 0,218 m

Hf × (Esd – Es”) = 1,1151 m Lmf × (1 – Emf) = 10,230 m Ht × Esd

= 11,163 m

Ht

= 18,604 m

11. Menghitung tinggi dense phase (Hd) Hd

= Ht – Hf

(Kunii, 1991)

= 16,654 m


12. Perancangan (desain) tuyere sebagai distributor) a. Karena temperature operasi pada gasifier ini tinggi, maka tipe distributor yang digunakan adalah tuyere distributor. b. Untuk memastikan aliran gas merata melalui tuyere, maka digunakan tuyere dengan orifice pada inlet gasnya. (Kunii, 1991) # Menghitung pressure drop minimum melalui bed (Dpb) Dpb

= (1 – Emf) × (ρp – ρg) × g × Lmf

(Kunii, 1991)

= 257162,955 Pa # Menghitung pressure drop melalui distributor (Dpd) Dpd

= 0,3 × Dpb

(Kunii, 1991)

= 77148,887 Pa # Menghitung bilangan Reynold pada Uf (Ret) dan menentukan koefisien orifice (Cd,or) Ret

=

Dt  Uf   g

g

(Kunii, 1991)

Ret = 1288377,926 Karena Ret > 3000, maka Cd,or = 0,6

(Kunii, 1991)

# Menghitung kecepatan gas melalui orifice (Uor)

Cd , or  (2 Dpd ) 0,5

Uor

=

Uor

= 242,355 m/s

g

0,5

(Kunii, 1991)

# Menghitung jumlah tuyere per area distributor (Nor) Nor

=

1 Ior 2

Dimana, Ior

= jarak antar tuyere

Asumsi Ior

= 0,1 m

(Kunii, 1991)

Sehingga, Nor

= 100 tuyere/m2

# Menghitung diameter orifice pada inlet gas tuyere (dor)


dor

= [(4/π) × (Uf/Uor) × (1/Nor)]0,5

dor

= 0,011 m

(Kunii, 1991)

= 10,824 mm

# Menentukan jumlah lubang per tuyere (Nh) dan diameter lubang tersebut (dh) Ditentukan, Nh = 6

(Kunii, 1991)

Ior2 × Uf= Nh × (π/4 × dh2) × Uor

(Kunii, 1991)

[ Ior 2  Uf ] 0, 5 [ Nh  Uor  ( / 4)]0,5

dh

=

dh

= 0,004 m = 4,419 mm

# Menghitung jumlah tuyere total (ntuyere) dan jumlah lubang total (nhole) ntuyere = Nor × At ntuyere = 5024 tuyeres nhole

= ntuyere × Nh

nhole

= 30144 holes

13. Menghitung konstanta kecepatan reaksi orde-satu (kr) Konstanta ini dihitung dengan menggunakan model dari Kunii & Levenspiel # Menghitung koefisien difusivitas gas (Df) Gas yang digunakan adalah steam (H2O) Df 

10 3  T 1, 75 [(M A  M B ) / M A  M B ]0,5 P[(v )1A/ 3  (v )1B/ 3 ] 2

T

= 399,817 K

P

= 1,701 atm

MA

= BM H

( Perry, 1999)

= 1 kg/kmol MB

= BM O = 16 kg/kmol

Maka:


Df

= 1,956 cm2/s = 0,0001956 m2/s

# Menghitung diameter bubble (Db) dan kecepatan bubbles (Ub) Dbm  Db Dbm  Dbo

= e-0,3Hd/Dt

Uf – Umf

= 2,183 m/s

Dbm

= 0,65 [(π/4) × Dt2 × (Uf – Umf)]0,4

Dbm

= 4,255

Dbo

=

Dbo

= 1,351

e-0,3Hd/Dt

= 0,536

Dbm – Db

= 1,555

Db

= 2,700 m

Ub

= (Uf – Umf) + Ubr

(Kunii, 1991)

Ubr

= 0,711 x (g x Db)0,5

(Kunii, 1991)

Ubr

= 3,657 m/s

Ub

= 5,840 m/s

2,78 g  (Uf  Umf ) 2

(Kunii, 1991)

(Kunii, 1991)

(Kunii, 1991)

# Menghitung overall rate of exchange (Qbi)

Umf Df 1 / 2 g 1 / 4  5,85 Db Db 5 / 4

Qbi

= 4,5

Qbi

= 0,119 s-1

( Rowe&Yates,

)

# Menghitung koefisien mass transfer dari fasa cloud ke interstitial phase (Qci) Cloud terbentuk bila Ubr > Ui Ui

=

(Rowe&Yates,

)

Umf Emf

= 0,106 m/s a’

=

Ubr Ui

= 34,633 (dimensioless) Itu berarti pada gasifier akan terbentuk cloud


Dari pers. 44, Chap. 7, Rowe&Yates, p. 458 Dc/Db = [(a’ + 2)/(a’ – 1)]1/3 = 1,029 Dc

= 2,778 m

Qci

 Emf  Df  Ub  = 6,78  Db 3  

0 ,5

(Rowe&Yates,)

= 0,034s-1

# Menghitung fraksi bed yang diisi oleh bubbles (fb) Untuk tipe turbulent bed dimana Uf >>> Umf, fb

=

Uf Ub

(Kunii, 1991)

= 0,382

# Menghitung fraksi volume solid yang terdispersi dalam cloud-wake (Yc) Yc

= (1 – Emf) [3Ui/(Ubr – Ui) + (Vw / Vb)]

(Rowe&Yates,)

dimana, Vw/Vb = fraksi volume wake terhadap volume bubble = 1/3 Yc

(Kunii, 1991)

= 0,237

# Menghitung volume solid yang terdispersi dalam fase interstisial (Yi) fb × (Yb + Yc + Yi) = (1 – Emf) (1 – fb)

Yb

(Rowe&Yates,)

= fraksi volume solid terdispersi dalam bubbles = 0,005

(Kunii, 1991)

Sehingga pers. di atas menjadi :

(1  Emf )(1  fb)   fb(Yb  Yc) fb

Yi

=

Yi

= 0,105

# Menghitung konstanta kecepatan overall efektif (kf) C + H2O

produk gas (CO, CO2, CH4, C2H4, C2H6) (reaksi Gasifikasi) Produk solid (char)


Ca/Cao

 fb  Hd  = exp   kf  Uf  

Ca/Cao

= fraksi reaktan (karbon) yang tidak terkonversi

Ca

= C pada char (kmol)

Cao

= C pada TKKÊ mol) = 3965,140 kmol

Ca/Cao

= 0,271

Kf

= 0,458

(Kunii, 1991)

= 1074,486 kmol

# Menghitung konstanta kecepatan reaksi orde satu (kr) kf

= Yb  kr 

1 1  Qbc

1 Yc  kr 

1 1 1  Qci Yi  kr (Kunii, 1991)

kr ditrial sampai diperoleh nilai kf ~ 0,194 Setelah beberapa trial, diperoleh kr = 21,905 s-1 Yb × kr = f

= 0,109524

1 Qbc

=

=g

1 Qbi

(Rowe&Yates)

= 8,385 s Yc × kr

=d

1 Qci

= 29,188

=a

= 5,18304

1 Yi  kr

=b

1 =c ab

= 0,03376

d+c =e

= 5,2167

1 e

= 0,192

=h

1 =i gh kf

= 0,436

= 0,11659

= f + i = 0,22612


14. Menghitung waktu tinggal # Menghitung waktu reaksi sempurna dari sebuah partikel (τ)

 pb  dp

τ

=

Cb

= mol gas/m3 gas

2  kr  Cb

Mol gas H2O = 1071,325 kmol/jam m3 gas H2O

= 20411,806 m3/jam

Cb

= 52,481 mol/m3 jam

Cb

= 0,015 mol/m3s

ρpb

= ρ partikel dalam mol / m3

ρpb

=

ρkarbon

= 1642 kg/m3 (HYSYS)

BM karbon

= 0,012 kg/mol

ρpb

= 136833,333 mol/m3

τ

= 42,85 s

 karbon BM karbon

# Menghitung rasio tr / τ (y) Xb

= 3y – 6y2 + 6y3 (1 – e-1/y)

Xb

=1–

Xb

= 0,729

(Kunii, 1991)

Ca Cao

Y ditrial sampai Xb ~ 0,729 Diperoleh, Y

= 0.713

Xb

= - 0,91 + 1,639 = 0,729

Maka, tr

=τ×y

= 30,547 s


LC.13 Cyclone (H-202) Fungsi

:

Memisahkan mayoritas 99,9% olivine dan char yang berasal dari gasifier (R-202)

Bahan konstruksi

:

Carbon steel

Bentuk

:

Lapple Conventional Cyclone with 4 inch insulation (Vesuvius Cercast 3300 castable refractory)

Jumlah

:

2 unit

Data desain : 

Aliran massa gas (mg)

= 128631,962 kg/jam



Aliran massa char dalam gas (mchar)

= 20786,030 kg/jam



Aliran massa olivine dalam gas (molivine)

= 2616629,854 kg/jam



Aliran massa total

= 2766047,845 kg/jam



Densitas partikel char

= 520,6 kg/m3



Densitas partikel olivine

= 2600 kg/m3



Densitas campuran partikel (ρp)

= 2593,762 kg/m3



Densitas campuran gas (ρg)

= 0,345 kg/m3



Diameter partikel char

= 200 μm



Diameter partikel olivine

= 200 μm



Viskositas gas (μg)

= 0,126 kg/m jam

Langkah-langkah perhitungan: 1. Menghitung laju alir volumetric per detik aliran masuk Cyclone S-201 (Q) Q = 373863,096 m3/jam = 103,851 m3/s 2. Menentukan dimensi cyclone dengan trial & error sehingga didapatkan efisiensinya 99,9 %. Diketahui dari perhitungan pada neraca massa cyclone 1 : dpc = 2 μm. Cyclone yang digunakan adalah standar Lapple. Dimensi cyclone yang di trial adalah lebar inlet cyclone (W) kemudian disubstitusikan ke rumus dibawah ini sehingga nilai dpc nya 2 μm.


d pc

  9  gW    2NeV (  s   g ) 

0, 5

Dimana : π

= 3,14

W

= lebar inlet cyclone (m)

V

= kecepatan aliran masuk cyclone (m/s) = Q/(W×H)

H

= tinggi inlet cyclone (m) = 2,5 W

maka : V

= Q/(2,5W2)

Ne

= jumlah putaran di dalam vorteks terluar =

Lb

= panjang badan cyclone (m)

L  1    Lb  c  H  2

= 7,5 W Lc

= panjang kerucut cyclone (m) = 12,5 W

Setelah di trial, diperoleh W = 0,29 m V

= 493,940 m/s = 1778183,574 m/jam

H

= 0,725 m

Lb

= 2,175 m

Lc

= 3,625 m

Ne

= 5,5

9 μg W = 0,329 2πNeV(ρs – ρg) = 159283667626,582 maka : dpc

= 1,43x10-6 m = 1 μm

3. Menghitung diameter badan cyclone (D)

D

W  1,45 m 0,2

4. Menghitung diameter outlet gas (De)


De 

D  0,725 m 2

5. Menghitung pemecah vorteks (S) S

= 0,5 × D = 0,725 m

6. Menghitung diameter outlet partikel (Dd) Dd

= 0,5 × D = 0,544 m

LC.14 Cyclone (H-201) Fungsi

:

Memisahkan 99,9% olivine dan abu dari gas pembakaran lalu olivine dikirim kembali ke gasifier (R-202)

Bahan konstruksi

:

Carbon steel

Bentuk

:

Lapple Conventional Cyclone with 4 inch insulation (Vesuvius Cercast 3300 castable refractory)

Jumlah

:

2 unit

Data desain : 

Aliran massa gas (mg)

= 207462,872 kg/jam



Aliran massa abu dalam gas (mchar)

= 756,372 kg/jam



Aliran massa olivine dalam gas (molivine)

= 2619246,484 kg/jam



Aliran massa total

= 2827465,728 kg/jam



Densitas partikel abu

= 2578,971 kg/m3



Densitas partikel olivine

= 2600 kg/m3



Densitas campuran partikel (ρp)

= 2600 kg/m3



Densitas campuran gas (ρg)

= 0,419 kg/m3



Diameter partikel abu

= 10 μm



Diameter partikel olivine

= 200 μm



Viskositas gas (μg)

= 0,1939 kg/m jam

1. Menghitung laju alir volumetric per detik aliran masuk Cyclone H-202 (Q) Q

= 496145,813 m3/jam = 137,818 m3/s


2. Menentukan dimensi cyclone dengan trial & error sehingga didapatkan efisiensinya 99,9 %. Diketahui dari perhitungan neraca massa siklon 1 : dpc = 2 μm. Cyclone yang digunakan adalah standar Lapple. Dimensi cyclone yang di trial adalah lebar inlet cyclone (W) kemudian disubstitusikan ke rumus dibawah ini sehingga nilai dpc nya 2 μm. d pc

  9  gW    2NeV (  s   g ) 

0, 5

Dimana : π

= 3,14

W

= lebar inlet cyclone (m)

V

= kecepatan aliran masuk cyclone (m/s) = Q/(W×H)

H

= tinggi inlet cyclone (m) = 2,5 W

maka : V

= Q/(2,5W2)

Ne

= jumlah putaran di dalam vorteks terluar =

Lb

= panjang badan cyclone (m)

L  1    Lb  c  H  2

= 7,5 W Lc

= panjang kerucut cyclone (m) = 12,5 W

Setelah di trial, diperoleh W = 0,327 m V

= 514,761 m/s = 1853139,796 m/jam

H

= 0,818 m

Lb

= 2,454 m

Lc

= 4,091 m

Ne

= 5,5

9 μg W = 0,5711 2πNeV(ρs – ρg) = 166392520202,347 maka : dpc

= 1,853x10-6 m = 2 μm


3. Menghitung diameter badan cyclone (D)

D

W  1,636 m 0,2

4. Menghitung diameter outlet gas (De) De 

D  0,818 m 2

5. Menghitung pemecah vorteks (S) S

= 0,5 × D = 0,818 m

6. Menghitung diameter outlet partikel (Dd) Dd = 0,375 × D = 0,614 m LC.15 Char Combustor (R-201) Fungsi

:

Membakar char (arang) SKK hasil dari gasifikasi pada gasifier (R-202)

Bahan konstruksi

:

Carbon steel

Bentuk

:

Fliudized Bed Reactor

Jumlah

:

2 unit


= 1,5 atm = 151987,5 Pa

Temperatur

= 1021 oC

ρg

= 1,5 kg/m3

ρchar

= 970 kg/m3

ρolivine

= 2600 kg/m3

ρp

= 2566 kg/m3

g

= 9,8 m/s2

dpchar

= 0,2 mm = 0,0002 m

dpolivine

= 0,2 mm = 0,0002 m

μg

= 2,124 x 10-5 Ns/m2 (Pa-s)


mg

= 187271,304 kg/jam

mchar

= 10394,054 kg/jam

molivine

= 1308445,772 kg/jam

mp

= 1318839,826 kg/jam

(Kunii, 1991)

1. Menghitung diameter partikel rata-rata (dp”) dp”

=

1  ( xi / dpi)

∑(xi/dpi)

(Kunii, 1991)

m char m olivine  m p  dp char m p  dp olivine

=

= 5000 Maka, dp” = 0,0002 m 2. Menghitung minimum fluidization velocity (Umf) Umf =

7,9  10 3  dp"1,82 (ρ p  ρ g ) 0,94 μg

0,88

= 0,03 m/s 3. Menghitung bilangan Reynold pada Umf (Remf) Remf

=

Umf  dp  ρ g

(Rowe & Yates,)

μg

= 0,428 Karena Remf < 10, maka Umf tidak perlu dikoreksi atau factor koreksi (f) = 1 (Sumber : Chap. 7, Rowe & Yates, p. 446) Umfcorr

= f × Umf

f

=1

Umfcorr

= 0,03 m/s


*

= 0,86

(Kunii, 1991)

ρ  ρ = dp  g

= 0,0002 ×

p

 ρ g  g

μg



1/3

2/3

33,558 0,001

(Kunii, 1991)

= 8,781

Dari Fig. 10, Chap. 3, Kunii, p. 81, pada dp* = 10,403


ut*

=2

Ut

= ut

*

μ  ρ ×

=2×

g

p

 ρ g  g

ρg



1/3

2/3

(Kunii,)

0,811 1,310

= 1,238 m/s 5. Menentukan operating gas velocity (Uf) Diinginkan flow regime yang terjadi di dalam gasifier adalah turbulent bed. Dari Perry’s CEH 50th Anniv. Ed., p.20-61, untuk turbulent bed : 20 Umf

< Uf < 200 Umf

0,607 m/s

< Uf < 6,608m/s

Uf ini ditrial sehingga diperoleh dimensi reactor yang sesuai. Seteal ditrial : Uf

= 1,482 m/s = 48,849 Umf

6. Menghitung kecepatan sirkulasi solid (Gs)

mp

Gs

=

At

= Luas penampang bagian dalam gasifier (m2)

At

= 0,25 × π × (Dt)2 Dt

= Diameter dalam gasifier (m)

Ditentukan, Dt

=8m

At

= 50,24 m2

Gs

= 26250,793 kg/m2 jam = 7,292 kg/m2s

7. Menghitung fraksi volume solid pada titik keluar gasifier (Ese)

Gs ρ p (Uf  Up)

Ese

=

Up

= slip velocity (m/s)

Up

>

Emf

= fraksi volume solid pada Umf

(Kunii, 1991)

Umf (syarat terjadinya fluidisasi) Emf

Dari table 3, Chap. 3, Kunii p. 69, diketahui : Emf untuk tipe pasir olivine (sp = 0,86) = 0,440


Maka, Up

> 0,069 m/s

Ditentukan : Up

= Ut = 1,238 m/s

Diperoleh : Ese

= 0,01167

8. Menghitung tinggi freeboard (Hf) Ese

= Es” + (Esd – Es”)e-a Hf

(Kunii, 1991)

Es”

= 0,01

(Kunii, 1991)

Untuk Uf = 2,229 m/s, Esd

= 0,6

(Kunii, 1991)

Dari Fig. 10b, Chap. 8, Kunii, p. 202, diperoleh : Untuk pasir tipe olivine dengan Uf = 2,229 m/s a x Uf

= 6 /s

a

= 4,049 /m

Setelah ditrial, Hf = 1,95 m Sehingga, Ese

~ 0,0102

9. Menghitung tinggi bed pada Umf (Lmf) Lmf

=

mp At  ρ p (1  Emf)

(Kunii, 1991)

= 18,268 m 10. Menghitung tinggi gasifier (Ht) Esd  Ese  Ht  Esd  Hf(Esd  Es" ) a

Lmf(1 – Emf)

=

Esd  Ese a

= 0,145 m

Hf (Esd – Es”)

= 1,151 m

Lmf (1 – Emf)

= 10,230 m

Ht × Esd

= 11,235 m

Ht

= 18,726 m

(Kunii, 1991)

11. Menghitung tinggi dense phase (Hd) Hd

= Ht – Hf

(Kunii, 1991)

= 16,776 m


12. Perancangan (desain) tuyere sebagai distributor) a. Karena temperature operasi pada gasifier-01 ini tinggi, maka tipe distributor yang digunakan adalah tuyere distributor. b. Untuk memastikan aliran gas merata melalui tuyere, maka digunakan tuyere dengan orifice pada inlet gasnya. (Kunii, 1991) # Menghitung pressure drop minimum melalui bed (Dpb) Dpb

= (1 – Emf) × (ρp – ρg) × g × Lmf

(Kunii, 1991)


= 0,3 × Dpb

(Kunii, 1991)

= 77132,221 Pa # Menghitung bilangan Reynold pada Uf (Ret) dan menentukan koefisien orifice (Cd,or) Dt  Uf  ρ g

Ret

=

Ret

= 837018,867

μg

Karena Ret > 3000, maka Cd,or = 0,6

(Kunii, 1991)

(Kunii, 1991)

# Menghitung kecepatan gas melalui orifice (Uor) Cd, or  (2Dpd) 0,5

Uor

=

Uor

= 192,428 m/s

ρg

0,5

(Kunii, 1991)


=

1 Ior 2

Dimana, Ior


Asumsi Ior = 0,1 m

(Kunii, 1991)

Sehingga, Nor

= 100 tuyere/m2

# Menghitung diameter orifice pada inlet gas tuyere (dor) dor

= [(4/π) × (Uf/Uor) × (1/Nor)]0,5

dor

= 0,01 m

(Kunii, 1991)

= 9,905 mm


# Menentukan jumlah lubang per tuyere (Nh) dan diameter lubang tersebut (dh) Ditentukan, Nh = 6

(Kunii, 1991)

Ior2 × Uf

= Nh × (π/4 × dh2) × Uor

(Kunii, 1991)

dh

=

dh

= 0,004 m

[Ior 2  Uf] 0,5 [Nh  Uor  (ππ/4)0,5

= 4,04 mm # Menghitung jumlah tuyere total (ntuyere) dan jumlah lubang total (nhole) ntuyere = Nor × At ntuyere = 5024 tuyeres nhole

= ntuyere × Nh

nhole

= 30144 holes

13. Menghitung konstanta kecepatan reaksi orde-satu (kr) Konstanta ini dihitung dengan menggunakan model dari Kunii & Levenspiel # Menghitung koefisien difusivitas gas (Df) Gas yang digunakan adalah steam (H2O) 10 3  T 1, 75 [( M A  M B ) / M A  M B ]0,5 P[(v)1A/ 3  (v)1B/ 3 ]2

Df

=

T

= 352,313 K

P

= 1,5 atm

MA

= BM O2

= 32 kg/kmol

MB

= BM N2

= 28 kg/kmol

( Perry,1997)

Maka: Df

= 0,189 cm2/s = 0,0000189 m2/s

# Menghitung diameter bubble (Db) dan kecepatan bubbles (Ub) Dbm  Db Dbm  Dbo

= e-0,3Hd/Dt

Uf – Umf

= 1,452 m/s

Dbm

= 0,65 [(π/4) × Dt2 × (Uf – Umf)]0,4

(Kunii, 1991)

(Kunii, 1991) Dbm

= 3,615


2,78 2 g  Uf  Umf 

Dbo

=

(Kunii, 1991)

Dbo

= 0,598

e-0,3Hd/Dt

= 0,533

Dbm – Db

= 1,608

Db

= 2,006 m

Ub


(Kunii, 1991)

Ubr

= 0,711 × (g × Db)0,5

(Kunii, 1991)

Ubr

= 3,104 m/s

Ub

= 4,604 m/s


Umf Df 1/2 g 1/4  5,85 Db Db 5/4

Qbi

= 4,5

Qbi

= 0,087 s-1

(Rowe&Yates, 1987)

# Menghitung koefisien mass transfer dari fasa cloud ke interstitial phase (Qci) Cloud terbentuk bila Ubr > Ui Ui

=

(Rowe&Yates, 1987)

Umf Emf

= 0,069 m/s a’

=

Ubr Ui

= 45,725 (dimensoinless) artinya terbentuk cloud Dari pers. 44, Chap. 7, Rowe&Yates, p. 458 Dc/Db = [(a’ + 2)/(a’ – 1)]1/3 = 1,022 Dc

= 2,050 m

Qci

 Emf  Df  Ub  = 6,78  Db 3  

0 ,5

(Rowe&Yates, 1987)

= 0,015 s-1 # Menghitung fraksi bed yang diisi oleh bubbles (fb) Untuk tipe turbulent bed dimana Uf >>> Umf,


Fb

=

Uf Ub

(Kunii, 1991)

= 0,322 # Menghitung fraksi volume solid yang terdispersi dalam cloud-wake (Yc) Yc

= (1 – Emf) [3Ui/(Ubr – Ui) + (Vw / Vb)]

(Rowe&Yates, 1987)

dimana: Vw/Vb = fraksi volume wake terhadap volume bubble = 0,333 Yc

(Kunii, 1991)

= 0,224

# Menghitung volume solid yang terdispersi dalam fase interstisial (Yi) fb × (Yb + Yc + Yi) = (1 – Emf) (1 – fb) Yb

(Rowe&Yates, 1987)


(Kunii, 1991)

Sehingga pers. di atas menjadi : (1  Emf)(1  fb)  (fb(Yb  Yc)) fb

Yi

=

Yi

= 0,151

# Menghitung konstanta kecepatan overall efektif (kf) Reaksi : (dipilih reaksi permukaan) C + O2

CO2

Ca/Cao

fb  Hd   = exp   kf Uf  

Ca/Cao


Ca

= O2 akhir (kmol)

Cao

= O2 mula-mula (kmol) = 1363,611 kmol

Ca/Cao

= 0,107

Kf

= 0,613

(Kunii, 1991)

= 146,101 kmol


= Yb  kr 

1 1  Qbc

1 Yc  kr 

1 1 1  Qci Yi  kr

(Kunii, 1991)


kr ditrial sampai diperoleh nilai kf ~ 0,273 Setelah beberapa trial, diperoleh kr = 43,39 s-1 Yb × kr = f

= 0,216951

1 Qbc

=

=g

1 Qbi

( Rowe&Yates, 1987)

= 11,512 s Yc × kr = d

= 9,729343

1 Qci

= 67,8

=a

1 =b Yi  kr

= 0,153

1 ab

=c

= 0,01472

d+c

=e

= 9,744059

1 e

=h

= 0,103

1 =i gh kf

= 0,086101

= f + i = 0,30305

# Menghitung konsentrasi rata-rata O2 yang menutupi solid (Ca’)

Cao  Xa  Uf kr  Lmf  (1  Emf)

Ca’

=

Xa

=1–

Cao

=

Pa

= tekanan parsial O2 dalam udara

Ca Cao

Pa RT

= 0,21 × Pudara = 31917,375 Pa R

= konstanta gas ideal = 8,314 m3Pa (mol K)

T

= 352,150 K

Cao

= 10,902 mol/m3

Xa

= 0,893

Ca’

= 0,032


# Menghitung konstanta kecepatan reaksi gas-solid orde satu (Kr) Xb

= konversi solid = 1 =1–

1 Kr  Ca'

1 = 0,00010 Kr  Ca'

Kr × Ca’= 10000 Kr = 307721,122 m3/mol s 14. Menghitung waktu terbakar penuh (Tbc) (Pers. 19.25, Davidson & Harrison, p. 654) Tbc

=

8M ρ C  dp 2 ρ C  dp   3Cao 4  Δ  Sh  Df  Cao 2  Kr  Cao

Dimana: M

= Massa karbon mula-mula = karbon pada char

M

= 11088,388 kg

ρC

= densitas karbon = 1642 kg/m3

φ

= At × [Uf – (Uf – Umf) × exp(-X)]

X

= cross-flow factor =

Qbi  Ht Ubr  Vb

Vb

= Volume bubble rata-rata

Vb

= π × (0,5Db)3

Vb

= 3,171 m3

X

= 0,163

Φ

= 1,295

Sh

= Sherwood number

Sh

= 2 (1 + c × Ret0,5 × Sc0,333)

c

= 0,3

Sc

= Schmidt number =

μg ρ g  Df

(HYSYS 3.2.1) (Davidson&Harrison, 1985)

(Davidson&Harrison, 1985)



Sc

= 0,751

Sh

= 2,357

Δ

= koefisien stoikiometrik gravimetric = 0,375


(Davidson&Harrison, 1985) Tbc

= 2093,982 s = 0,582 jam

LC.16 Blower 1 (G-201) Fungsi

:

memompa udara menuju pembakar Char Combustor (R-201)

Bahan konstruksi

:

Carbon steel

Bentuk

:

blower centrifugal

Kondisi Operasi

:

300C dan 152 kPa

Tabel LC.2 Komponen Gas dalam Blower 1 (G-201) Komponen

F (kg/jam)

N (kmol/jam)

O2

4363,55

1363,611

N2

143633,7

5129,774

Total

187269,2

6493,385

(6493385 mol/jam) x (8,314m 3 .Pa/molK) x (303K) Laju alir volum gas Q = 152000 Pa = 107670,111 m3 /jam Daya blower dapat dihitung dengan persamaan, P

144  efisiensi  Q 33000

(Perry, 1997)

Efisiensi blower,  berkisar 40 – 80 %; diambil 75  Sehingga, P

144  0,75  107670,111 = 13,6 HP 33000

Maka dipilih blower dengan tenaga 14 HP

LC.17 Blower 2 (G-202) Fungsi

:

memompa gas sintesis dari gasifier menuju reforner (R-203)

Bahan konstruksi

:

Carbon steel

Bentuk

:

blower centrifugal

Kondisi Operasi

:

300C dan 152 kPa


Tabel LC.3 Komponen Masuk dalam Blower 2 (G-202) Komponen

F (kg/jam)

H2

N (kmol/jam)

1229,081

708,116337

H2O

44561,221

2877,91276

CO

37936,737

1576,23945

CO2

14290,263

377,888934

CH4

7366,647

534,491584

C2H6

650,925

25,192584

C2H4

4266,798

177,029055

224,859

2,97373864

Char

1,786

0,01449376

Total

110528,318

6279,85894

Olivine

(6279,85894mol/jam)x (8,314m3 .Pa/molK) x (303K) Laju alir volum gas Q = 152000Pa = 143974,5488 m3 /jam Daya blower dapat dihitung dengan persamaan, P


(Perry, 1997)


144  0,75 x 143974,5488 = 13,81 HP 33000

Maka dipilih blower dengan tenaga 14 HP LC.18 Blower 3 Fungsi

:

memompa steam dari waste heat boiler (E-201) menuju gasifier (R-202)

Bahan konstruksi

:

Carbon steel

Bentuk

:

blower centrifugal

Kondisi Operasi

: 1460C dan 172,3 kPa

Laju massa steam = 38607,3 kg/jam


Laju molar steam = 38607,3/18 = 2142469 kmol

Laju alir volum gas Q =

(2142469mol/jam)x (8,314m 3 .Pa/molK) x (419,15K) 172300Pa

= 43332,01 m3 /jam Daya blower dapat dihitung dengan persamaan, P


(Perry, 1997)


144   0,75 x 43332,01 = 13,9 HP 33000

Maka dipilih blower dengan tenaga 14 HP

LC.19 Reformer (R-203) Fungsi

:

Mengkonversi CO,CH4,C2H4 dan C2H6 menjadi H2

Bahan konstruksi

:

Carbon steel

Bentuk

:

Bubbling Fluidized Bed Reactor

Jumlah

:

2 unit


= 1,5 atm

Temperatur

= 870 oC

ρg

= 0,327 kg/m3

ρolivine

= 2600 kg/m3

(Kunii, 1991)

2

g

= 9,8 m/s

dpolivine

= 0,2 mm = 0,0002 m

μg

= 3,573 × 10-5 Ns/m2 (Pa-s)

mg

= 128631,962 kg/jam

molivine

= 291,689 kg

Langkah-langkah perhitungan: 1. Menghitung minimum fluidization velocity (Umf) Umf

=

7,9 10 3  dp"1,82 (ρ p  ρ g ) 0,94 μg

0,88


= 0,019 m/s 2. Menghitung bilangan Reynold pada Umf (Remf) Remf

=

Umf  dp  ρ g

(Rowe & Yates, 1987)

μg

= 0,036 Karena Remf < 10, maka Umf tidak perlu dikoreksi atau factor koreksi (f) = 1 (Sumber : Chap. 7, Rowe & Yates, p. 446) Umfcorr

= f × Umf

f

=1

Umfcorr

= 0,019 m/s


*

= 0,86

(Kunii, 1991)

ρ = dp 

 (ρ p  ρ g )  g 

1/3

g

μg

(Kunii, 1991)

2/3

20,209 0,01

= 0,0002 × = 3,739

Dari Fig. 10, Chap. 3, Kunii, p. 81, pada dp* = 3,739 ut*

= 0,7

Ut

*

= ut

μ ×

= 0,7 ×

 (ρ p  ρ g )  g 

1/3

g

ρg

(Kunii, 1991)

2/3

0,969 0,474

= 1,430 m/s

4. Menentukan operating gas velocity (Uf) Diinginkan flow regime yang terjadi di dalam gasifier adalah turbulent bed. Dari Perry’s CEH 50th Anniv. Ed., p.20-61, untuk turbulent bed : 20 Umf

< Uf < 200 Umf

0,389 m/s

< Uf < 3,89 m/s

Diinginkan juga tidak ada partikel yang terbawa keluar reaktor.


Sehingga nilai Uf diambil dari nilai tengah antara Ut dan Umf. (Kunii, 1991) Uf

= 0,725 m/s = 37,271 Umf

5. Menghitung tinggi bed pada Umf (Lmf) mp

Lmf

=

(Kunii, 1991)

At

= luas penampang dalam reformer (m2)

At  ρ p  ρ g  1  Emf  g

Ditentukan: Dt

= diameter dalam reformer (m) = 4 m

At

= 12,56 m2

Emf untuk tipe pasir olivine (sp = 0,86)

= 0,440

Sehingga: Lmf

= 4,607 m

6. Perancangan (desain) tuyere sebagai distributor a. Karena temperature operasi pada reformer1 ini tinggi, maka tipe distributor yang digunakan adalah tuyere distributor. b. Untuk memastikan aliran gas merata melalui tuyere, maka digunakan tuyere dengan orifice pada inlet gasnya. (Kunii, 1991) # Menghitung pressure drop minimum melalui bed (Dpb) Dpb

= (1 – Emf) × (ρp – ρg) × g × Lmf

(Kunii, 1991)


= 0,3 × Dpb

(Kunii, 1991)

= 19718,469 Pa # Menghitung bilangan Reynold pada Uf (Ret) dan menentukan koefisien orifice (Cd,or) Dt  Uf  ρ g

Ret

=

Ret

= 26525,664

μg

Karena Ret > 3000, maka Cd,or = 0,6

(Kunii, 1991)

(Kunii, 1991)

# Menghitung kecepatan gas melalui orifice (Uor)


Cd, or  2Dpd  0,5 ρg

0,5

Uor

=

Uor

= 208,405 m/s

(Kunii, 1991)


=

1 Ior2

Dimana, Ior


Asumsi Ior

= 0,1 m

(Kunii, 1991)

Sehingga, = 100 tuyere/m2

Nor

# Menghitung diameter orifice pada inlet gas tuyere (dor) dor

= [(4/π) × (Uf/Uor) × (1/Nor)]0,5

dor

= 0,007 m

(Kunii, 1991)

= 6,656 mm # Menentukan jumlah lubang per tuyere (Nh) dan diameter lubang tersebut (dh) Ditentukan, Nh = 6

(Kunii, 1991)

Ior2 × Uf

(Kunii, 1991)

= Nh × π/4 × dh2 × Uor

Ior

2



0,5

 Uf = Nh  Uor  π/4 0,5

dh dh = 0,003 m

= 2,717 mm # Menghitung jumlah tuyere total (ntuyere) dan jumlah lubang total (nhole) ntuyere = Nor × At ntuyere = 1256 tuyeres nhole

= ntuyere × Nh

nhole

= 7536 holes

7. Menghitung tinggi bed yang terekspansikan (He) He  Lmf Uf  Umf  Lmf Ubr

………………………………………… (Pers. 2.11)

Nilai He ditrial dengan persamaan 4, Kunii, sampai diperoleh nilai Ubr (dari pers. 9, Kunii) yang sesuai jika disubstitusikan ke persamaan 2.11 di atas.


0,3He Dbm  Db Dt e Dbm  Dbo

Uf – Umf

= 0,705 m/s

Dbm

= 0,65 × [(π/4) × Dt2 × (Uf – Umf)]0,4

Dbm

= 1,556

Dbo

=

Dbo

= 0,141

2,78 2  Uf  Umf  g

(Kunii, 1991)

(Kunii, 1991)

(Kunii, 1991)

Setelah beberapa trial, diperoleh nilai He = 6,38 m e-0,3He/Dt

= 0,620

Dbm – Db = 0,877 Db

= 0,679 m

Ub


(Kunii, 1991)

Ubr

= 0,711 × (g × Db)1/2

(Kunii, 1991)

Ubr

= 1,834 m/s

Ub

= 2,539 m/s

Nilai He dan Ubr disubstitusikan ke (pers. 2.11) He  Lmf Uf  Umf  Lmf Ubr

0,385 = 0,385 8. Menghitung tinggi reformer (Ht) Ht

= He + Hf

Ditentukan, Hf

< TDH

TDH

=

TDH

= 53,611 m

Uf 2 0,001  g

(Kunii, 1991)

Ditentukan, Rasio Ht/D= 5 Ht

= 20 m

Hf

= 13,62 m = 0,254 × TDH

9. Menghitung fraksi volume reformer yang terisi bubbles (fb) Fb ini tergantung dengan rasio Ub dengan Ui. Ui adalah rasio Umf dengan Emf.


Ui

= 0,044 m/s

Maka, Ub / Ui

= 57,456

Karena rasio Ub/Ui > 5, berarti cloud (awan) yang terbentuk mengelilingi bubble tidak tebal (tipis) dan rumus yang digunakan untuk menghitung fb adalah : Uf  Umf Ub  Umf

Fb

=

Fb

= 0,280

(Kunii, 1991)

10. Menghitung diameter cloud (awan) (Dc) Cloud terbentuk bila Ubr > Ui a’

(Rowe&Yates, 1987)

Ubr = 41,496 (dimensionless) Ui

=

artinya terbentuk cloud Dari pers. 44, Chap. 7, Rowe&Yates, p. 458, Dc  a'2   Db  a'1 

1/3

= 1,024 Dc = 0,695 m 11. Menghitung konstanta kecepatan reaksi orde-satu (kr) Konstanta ini dihitung dengan menggunakan model dari Davidson & Harrison. (Sbr : Rowe & Yates, Chap. 7, p. 482-484) # Menghitung koefisien difusivitas gas (Df) Karena gas yang digunakan adalah gas sintesa dari R-201 (berupa campuran gas), maka koefisien difusivitas dihitung dengan rumus :

 n xj  Di,mix =    j 1 Dij 

1

(Perry,1997)

Dimana I adalah komponen referensi Dipilih: I Xj Xj Yj Yi

= H2 (karena memiliki data yang paling lengkap) = fraksi mol komponen j di dalam campuran gas (tidak termasuk komponen i) =

yj 1  yi

= fraksi mol komponen gas j di dalam campuran gas (termasuk komponen i) = fraksi mol komponen gas I di dalam campuran gas (termasuk komponen i)


= koefisien difusivitas antara komponen I dengan komponen j (m2/s)

Dij

Nilai Dij diambil dari : Tabel 3-318, Perry’s CEH, 50th Anniv. Ed. P. 3-256. Karena data yang ada pada tekanan 1 atm, temperature 0 oC, sedangkan kondisi aliran gas sintesa bertekanan 1,5 atm dengan temperature 870 oC, maka Dij disesuaikan dengan rumus : DijP2,T2 = DijP1,T1 × (P1/P2) × (T2/T1)3/2 (Pers. 24-41, J. R. Welty, Fund. Momentum Heat and Mass Transfer, p. 488) dimana: P1

= 1 atm

P2

= 1,5 atm

T1

= 273,15 K

T2

= 1143,15 K

Tabel LC.4 Komponen Gas dalam Reformer (R-203) i (H2)

Komponen j

DijP1, T1

DijP2, T2

H2

y

xj / DijP2,

xj

T2

0,113

-

-

H2O CO

0,000075 0,0000651

0,000428 0,000372

0,458 0,251

0,516 0,283

1206,199 761,566

CO2

0,000055

0,000314

0,060

0,068

215,478

CH4

0,0000625

0,000357

0,085

0,096

268,945

C2H6

0,0000459

0,000262

0,004

0,005

17,213

C2H4 Total

0,0000486

0,000277

0,028 1

0,032 1

113,798 2583,199

Dari table di atas diperoleh, Di,mix= Df =

1 = 0,0003871 m2/s 2583,199


Umf Df 1/2 g1/4  5,85 Db Db 5/4

Qbi

= 4,5

Qbi

= 0,459 s-1

(Rowe&Yates, 1987)

# Menghitung koefisien mass transfer dari fasa cloud ke interstitial phase (Qci) Qci

 Emf  Df  Ub  = 6,78  Db 3  

0,5

(Rowe&Yates, 1987)


= 0,252 s-1 # Menghitung fraksi volume solid yang terdispersi dalam cloud-wake (Yc) Yc

= (1 – Emf) [3Ui/(Ubr – Ui) + (Vw / Vb)] (Rowe&Yates, 1987)

dimana, Vw/Vb = fraksi volume wake terhadap volume bubble = 0,333 Yc

(Kunii, 1991)

= 0,228

# Menghitung volume solid yang terdispersi dalam fase interstisial (Yi) fb × (Yb + Yc + Yi) = (1 – Emf) (1 – fb) Yb

(Rowe&Yates,)


(Kunii, 1991)

Sehingga pers. di atas menjadi : (1  Emf)(1  fb)  fb(Yb  Yc) fb

Yi

=

Yi

= 0,170

# Menghitung konstanta kecepatan overall efektif (kf) C2H6 + 2H2O

2CO + 5H2

Ca/Cao

fb  Hd   = exp   kf Uf  

Ca/Cao


Ca

= C2H6 akhir (kmol)

= 2,519 kmol

Cao

= C2H6 mula-mula (kmol)

= 25,193 kmol

Ca/Cao

= 0,1

Kf

= 0,298

(Kunii, 1991)


= Yb  kr 

1 1  Qbc

1 Yc  kr 

1 1 1  Qci Yi  kr

(Kunii, 1991) kr ditrial sampai diperoleh nilai kf ~ 0,298 Setelah beberapa trial, diperoleh kr = 2,599 m3/mol s Yb × kr = f

= 0,012993


1 Qbc

=g

=

1 Qbi

(Rowe&Yates, 1987)

= 2,177 s Yc × kr = d

= 0,592865

1 Qci

=a

= 3,968

1 =b Yi  kr

= 2,262

1 ab

=c

= 0,16050

d+c

=e

= 0,753368

1 e

=h

= 1,327

1 =i gh kf

= 0,285329

= f + i = 0,29832

12. Menghitung waktu reaksi (trx)  1    dNa  Kr  Car  dt  Vp  dt = trx

=

(Kunii, 1991)

 (1 / Vp )dNa Kr  Car

dimana: Vp

= volume katalis (olivine) = 317,518 m3

dNa

= Ca – Cao (mol) = 21339,396 mol

Car

= mol a bereaksi/Volume gas (mol/m3)

mg Volume gas =

ρg 3600

= 109,310 m3/s Car

= 207,423 mol/m3 s

Maka, Dt = trx = 0,114 s


13. Menghitung waktu tinggal reaktan gas dalam reactor (tr)

Volume reformer Volume gas

tr

=

Volume reactor

= At × Ht = 251,2 m3

tr

= 2,2981 s

LC.20 Waste Heat Boiler (E-201) Fungsi

: Memanfaatkan panas gas sintesa dari reformer untuk menjadi steam

Jenis

: Ketel pipa api

Jumlah

: 4 unit

Bahan

: Carbon Steel

Data : Superheated steam yang dihasilkan bersuhu 1126,660 C Dari steam table, Smith, 1987, diperoleh Kalor laten steam

= 2726,485 kJ/kg = 2618,313 Btu/lbm

Total kebutuhan uap = 11002,64 kg/jam = 24252,02 lbm/jam Perhitungan : Menghitung Daya WHB W=

34,5 x P x 970,3 H

Dimana : P = daya WHB,HP W = kebutuhan uap,lbm/jam H = kalor laten steam,Btu/lbm Maka, P=

24252,02 x 2618,313 = 192,196 HP 34,5 x 970,3

Efisiensi kerja boiler ialah 70 % sehingga : P = 192,196/70% = 274,567 HP Menghitung Junmlah Tube : Luas permukaan perpindahan panas, A = P x 10 ft2/HP = 274,567 x 10 ft2/HP = 2745,67 ft2


Direncanakan mengunakan tube dengan spesifikasi : -

Panjang tube, L =30 ft

-

Diameter 3 in

-

Luas permukaan pipa, a’ = 0,917 ft2/ft

( Kern, 1965)

Sehingga jumlah tube, Nt =

A 2745,67 = = 99,8  100 buah " Lxa 30 x 0,917

LC.21 Scrubber (D-301) Fungsi

:

membersihkan partikel pengotor (char dan olivine) dari aliran gas

Bahan konstruksi

:

Carbon steel

Bentuk

:

Baffle Tower type Impingement tray scrubber

Jumlah

:

1 unit

Kondisi Operasi: Tgas input

= 150oC

= 302 oF

Tgas output

= 60 oC

= 140 oF

Tliq input

= 30oC

= 109,994 oF

Tliq output

= 43,33 oC

= 110 oF

Pinput

= 1,021 atm

mg

= 128634,143 kg/jam

= 283589,403 lb/jam

mliq output

= 53614,570 kg/jam

= 118199,754 lb/jam

ρg

= 0,628 kg/m3

= 0,039 lb/ft3

ρliq

= 993,398 kg/m3

= 62,016 lb/ft3

Qt

= 14462338,644 kJ/jam

= 13707598,283 Btu/jam

Cpgas

= 2,281 kJ/kg-C

= 0,43 Btu/lb-F

H2O terkondensasikan = 21811,505 kg/jam

= 48086,080 lb/jam

Langkah-langkah perhitungan Scrubber (D-301): 1. Menghitung beban kondensasi H2O (Qc) Qc = H2O terkondensasikan × λH2O1,021atm; λH2O1,021atm; Qc

o 148,889 C

o 148,889 C

= 2265,548 kJ/kg

= 49415015,351 kJ/jam = 46836213,439 Btu/jam


2. Menghitung beban pendingin sensible gas (Qg) Qg

= Qt – Qc = 33128615,156 Btu/jam

Diameter kolom (D) di-trial sampai vw-desain mendekati vw-max Setelah di-trial, didapat

D = 13,83 ft = 4,215 m

Dipilih 50 % cut segmental baffles Jarak antar baffle (Sb) di-trial sampai vc-desain mendekati vc-max Setelah di-trial, didapat

Sb = 32,765 in = 2,730 ft = 0,832 m

3. Menghitung luas penampang kolom (At), jendela (Aw), dan tirai (Ac) Luas penampang kolom (At) At

= 0,25πD2

At

= 150,145 ft2

Luas jendela (Aw) Aw 

50%  150,145 %cut segmental baffles  At = Aw  100 100

Aw = 75,072 ft2 Luas tirai (Ac) Ac = Sb × D = 2,446 × 12,351 = 37,762 ft2 4. Menghitung laju alir volum gas per detik (Gv), vw-max, vw-deasin, vc-max, vc-desain Gv 

mg 3600ρ g

= 2009,466 ft3/s vW max

 l   g   0,58    g 

0, 5

= 23,062 ft/s

vWdesain 

Gv Aw


= 26,767 ft/s

vc max

 l   g   1,15    g 

0 ,5

= 45,725 ft/s

vcdesain 

Gv Ac

= 53,214 ft/s

5. Menghitung overall volumetric heat transfer coefficient (Ua) Ua = C × G0,7 × L0,4 Dimana : C = konstanta yang tergantung dengan jarak antar baffle Untuk jarak antar baffle 33 inch, C = 0,016. G = kecepatan alir massa gas

G

mg

= 1888,774 lb/jam.ft2

At

L = kecepatan alir massa liquid

L

m liq output At

= 787,239 lb/jam.ft2

Maka : Ua = 45,278 Btu/jam ft2 F 6. Menghitung Ua yang dikoreksi (Ua corr)

Ua corr 

1 1  Qg    Ua  Qt 

= 18,735 Btu/jam.ft2.F 7. Menghitung dimensi kolom # Volum zona kontak gas dengan liquid (Vt) Δt M 

(Tgas input  Tliq output )  (Tgas output  Tliq input )



Ln (Tgas input  Tliq output )/(Tgas output  Tliq input )




Tgas input – Tliq output

= 162 oF

Tgas output – Tliq input

= 54 oF

ΔtM = 98,306 oF

Vt 

Qt Uacorr  Δt M

= 7442,782 ft3 # Tinggi zona kontak gas dengan liquid (Zt) Zt 

Vt At

= 49,571 ft = 15,109 m

# Jumlah baffle (Nb) Nb 

Zt Sb

= 18 baffle

# Tinggi level liquid di dasar scrubber (ZL) ZL = VL × ts × (4/πD2) Dimana : VL

= aliran volumetric liquid (m3/min)

VL

= (mliq output / ρl) × (1/60) = 0,9 m3/min

ts

= waktu tinggal liquid di dasar scrubber (min)

ts

= 7 min

maka : ZL = 0,451 m # Jarak antara level liquid dengan gas inlet (ZLG) ditentukan ZLG = 1,5 m # Jarak antara gas inlet dengan baffle pertama di dasar scrubber (ZGB) ditentukan ZGB = 0,9 m # Jarak antara liquid inlet dengan baffle pertama di puncak scrubber (ZIB) ditentukan ZIB = 0,9 m # Tinggi total scrubber (ZT) ZT = Zt + ZL + ZLG + ZGB + ZIB = 18,861 m 8. Menghitung pressure drop (Dp) gas

 ρg Dp  0,186  ρl

2

 v W     Nb  0,7 


= 3,121 inch H2O = 0,113 psia

LC.22 Pompa (P-301) Fungsi

: Memompa air dari scrubber untuk disirkulasi kembali menuju scrubber

Tipe

: Centrifugal pump

Bahan konstruksi

: Commercial steel

Jumlah

: 1 unit

Data perhitungan PSuction = 1 atm (1,01325 bar) Temperatur

T = 43.33C (316,48 K)

Laju alir campuran

F = 49936,1805 kg/jam

Densitas campuran

ρ = 999,95 kg/m3 = 62,424 lbm/ft3

Viskositas campuran  = 0,448 cP = 0,0003 lbm/ft s Laju alir volumetrik : mv

=

49936,1805 kg / jam 999,95 kg / m 3

= 0,013872 m3/s = 1,462 ft3/s Desain pompa : Di,opt = 3,9 mv 0,45  0,13

(Peters, 2004)

= 3,9 (1,462 ft3/s)0,45 (62,424 lbm/ft3)0,13 = 7,919 in Dari Tabel A.5-1 Geankoplis,1997, dipilih pipa dengan spesifikasi : Ukuran nominal

: 8 in

Schedule number

: 40

Diameter Dalam (ID)

: 7,981 in = 0,6651 ft

Diameter Luar (OD)

: 8,625 in = 0,7187 ft

Inside sectional area A

: 0,3474 ft2

Kecepatan linier, v =

m v 1,462 ft 3 /s = = 0,1192 ft/s A 0,3474 ft 2


Bilangan Reynold : NRe =

=

ρ v D 

(Peters, 2004)

(62,424 lbm/ft 3 )(0,1192 ft/s )(0,6651 ft ) 0,0003 lbm/ft s

= 16439,12 (aliran turbulen)

Untuk pipa Commercial Steel diperoleh harga  = 0,000046 Pada NRe = 16439,12 dan /D =

(Geankoplis, 1997)

0,000046 m = 0,0002 0,2027 m

diperoleh harga faktor fanning f = 0,008

(Geankoplis, 1997)

Friction loss : 1 sharp edge entrance hc

 A  v2 0,11922 = 0,5 (1  0) = 0,5 1  2  2(1)(32,174)  A1  2  gc

= 0,0001 ft lbf/lbm 2 elbow 90°

hf

= n.Kf.

0,1192 2 v2 = 0,0003 ft lbf/lbm = 2(0,75) 2(32,174) 2 gc

1 check valve

hf

= n Kf

0,1192 2 v2 = 1(2) = 0,0004 ft lbf/lbm 2 gc 2(32,174)

Pipa lurus 50 ft

Ff

= 4f

50. 0,1992 L v 2 = 4(0,008) 0,6651232,174  D 2 gc 2

= 0,0002 ft lbf/lbm 2

1 sharp edge exit

hex

 A1  v 2 0,11922 2  = n 1  = 1 1  0  2132,174  A2  2  gc = 0,0001 ft lbf/lbm

Total friction loss

 F = 0,0012 ft lbf/lbm

Dari persamaan Bernoulli:





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

(Geankoplis, 1997)

dimana : v1 = v2 ; ∆v2 = 0 ;


P 1 = P2 ∆P/ρ = 0 ft lbf/lbm tinggi pemompaan z = 30 ft

0

32,174 35  0  0,0015  Ws  0 32,174

Ws = 30,001 ft lbf/lbm Efisiensi pompa, = 80 % Wp = Ws /  Wp = 30,001 / 0,8 = 37,50 ft lbf/lbm Daya pompa : P 

Wp mv ρ 550



37,50 1,46262,424  7,77 hp 550

Digunakan daya motor standar 8 HP

LC.23 Cooler (E-301) Fungsi

: Mendinginkan aliran gas keluar dari Scrubber (D-203) sampai dengan 43,33 oC

Jenis

: 1-2 shell and tube exchanger

Dipakai

: 1 1/4 in OD tube 18 BWG, panjang = 12 ft, 2 pass

Fluida panas Laju alir fluida masuk

= 53614,571 kg/jam = 118198,681 lbm/jam

Temperatur awal (T1)

= 60°C

= 140 °F

Temperatur akhir (T2)

= 43,33°C

= 110°F

Laju alir fluida dingin

= 10861,95 kg/jam

= 23946,625 lbm/jam

Temperatur awal (t1)

= 30°C

= 86°F

Temperatur akhir (t2)

= 43,33°C

= 110°F

Panas yang diserap (Q)

= 2055054,864 kJ/jam = 1947816,142 Btu/jam

Fluida dingin

Tabel LC.5 Perbedaan Suhu Sebenarnya t = beda suhu sebenarnya Fluida Panas T1 = 140F T2 = 110F

Fluida Dingin Temperatur yang lebih tinggi Temperatur yang lebih

Selisih

t2 = 110F

t1 = 1273F

t1 = 86F

t2 = 532F


rendah T1 – T2 = 30F

LMTD 

Δt

2

 Δt 1

Selisih 

 Δt 2   ln   Δt 1  T  T2 30 R 1   1,25 t 2  t1 24

S

t2 – t1 = 6F

t2 – t1 = 24F

6  2 6 ,88 F  24  ln    30 

t 2  t1 24   0,4443 T1  t1 140  30

Dari Fig. 18 Kern, 1965 , 1965 diperoleh FT = 0,996 Maka :

t = FT  LMTD = 0,996  26,88 = 26,78F

Tc dan tc

Tc 

T1  T2 140  110   125 F 2 2

tc 

t1  t 2 86  110   98 F 2 2

Dalam perancangan ini digunakan cooler dengan spesifikasi: -

Diameter luar tube (OD) = 1 in

-

Jenis tube = 18 BWG

-

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

-

Panjang tube (L) = 15 ft

1. Dari Tabel 8, hal. 840, Kern, 1965, 1965, cooler untuk fluida panas gas dan fluida dingin air, diperoleh UD = 2 -50, faktor pengotor (Rd) = 0,003 Diambil UD = 35 Btu/jamft2F Luas permukaan untuk perpindahan panas, A

2055054,864 Btu/jam Q   2078,07 ft 2 Btu U D  Δt 35  26,78 o F 2 o jam  ft  F

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

(Kern, 1965)

2078,07 ft 2 A   529,17 buah L  a " 15 ft  0,2618 ft 2 /ft


2. Dari Tabel 9, hal 842, Kern, 1965, 1965, nilai yang terdekat adalah 282 tube dengan ID shell 25 in. 3. Koreksi UD

A  L  Nt  a"  15 ft  282  0,2618ft 2 /ft  1107,41 ft 2

UD 

Q 1947816,142 Btu/jam Btu   65,67 2 A  Δt 1107,41 ft  26,78F jam  ft 2  F

Fluida dingin: sisi tube (1) Flow area tube,at’ = 0,639 in2

at 

N t  at' 144  n

at 

282  0,639  0,6257 ft 2 144  2

(Kern, 1965) (Kern, 1965)

(2) Kecepatan massa

Gt 

w at

Gt 

23946,625  38272,501 lbm/jam.ft 2 0,6257

(Kern, 1965)

(3) Bilangan Reynold Pada tc = 97,997F  = 0,74 cP = 1,7901 lbm/ft2jam

(Kern, 1965)

Dari tabel 10, Kern, 1965, untuk 1 in OD, 18 BWG, diperoleh : ID = 1,15 in = 0,0958 ft

Re t 

ID  Gt 

Re t 

0,0958  38272,501  2048,88 1,7901

(Kern, 1965)

(4) Taksir jH dari Gbr. 24, Kern, 1965, diperoleh jH = 345 pada Ret = 2048,88 (5) Pada tc = 97,997F c = 0,99 Btu/lbm.F

(Kern, 1965)

k = 0,366 Btu/jam lbm ft.F

(Kern, 1965)


 c.     k 

1

3

 0,99  1,7901    0,366  

h k  c.  (6) i  jH    t ID  k 

1

1

3

 1,6918

3

hi 0,366  345   1,69181  2229,103 t 0,0958 hio hi ID    t  t OD hio 1,15  2070,87   2563,468 t 1,25 (7) Karena viskositas rendah, maka diambil

hio 

t = 1

(Kern, 1965)

hio t t

hio  1867,93  1  2563,468 Fluida panas: sisi shell (1’) Flow area shell as 

Ds  C '  B 2 ft 144  PT

(Kern, 1965)

Ds = Diameter dalam shell = 25 in B = Baffle spacing = 5 in PT = Tube pitch = 1 ¼ in C = Clearance = PT – OD = 1 ¼ – 1 = 1/4 in 25  0, 25  5  0,1736 ft 2 1 144  1 4

as 

(2’) Kecepatan massa

Gs 

Gs 

w as

(Kern, 1965)

118198,681  680824,406 lbm/jam.ft 2 0,1736

(3’) Bilangan Reynold


Pada Tc = 124,997F  = 0,21 cP = 0,0508

lbm/ft2jam

Dari Gbr. 28, Kern, 1965, untuk 1 in dan 1 1 4 in triangular pitch, diperoleh De= 0,77 in. De = 0,77/12 = 0,06417 ft

Re s 

De  G s 

Re s 

0,06417  680824  85994,659 0,0508

(Kern, 1965)

(4) Taksir jH dari Gbr. 28, Kern, 1965, diperoleh jH = 758 pada Res = 85994,659 (5’) Pada Tc = 124,997F c = 0,36 Btu/lbmF k = 0,175 Btu/jam lbm ft.F

 c.     k 

1

3

 0,36  0,0508    0,175  

h k  c.   (6’) o  jH   De  k  s

1

1

3

 1,015

3

ho 0,175  758   1,015  2097,862 s 0,06417 (7’) Karena viskositas rendah, maka diambil  s = 1

ho 

(Kern, 1965)

ho   s  2097,862  1  2097,8624 s

(8) Clean Overall Coefficient, UC

UC 

h io  h o 2048,886  2097,862   1036,542 Btu/jam  ft 2  F h io  h o 2048,886  2097,862 (Kern, 1965)

(9) Faktor pengotor, Rd

Rd 

U C  U D 1036,542  65,677   0,142 U C  U D 1036,542  65,677 (Kern, 1965)

Rd hitung  Rd batas, maka spesifikasi cooler dapat diterima


Pressure drop Fluida dingin : sisi tube (1)

Untuk Ret = 2048,88 f = 0,001 ft2/in2

(Kern, 1965)

s = 0,99 t = 1 (2)

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

(3)

(Kern, 1965)

(0,001)  (38272,501) 2  (15)  (2) = 2,107 psi (5,22  1010 )  (0,0958)  (0,98)  (1)

Dari Gbr. 27, Kern, 1965, 1965 pada diperoleh

V

2

2g'

=0,001

4n V 2 . s 2g' (4).(2)  .0,001 0,99  0,0082 psi

ΔPr 

PT

= Pt + Pr = 2,107 psi + 0,0082 psi = 2,116 psi

Pt yang diperbolehkan = 10 psi Fluida panas : sisi shell (1) Untuk Res = 85994,659 f = 0,001 ft2/in2

(Kern, 1965)

s =1 s = 1,076 (2)

N  1  12 x

L B

N  1  12 x

15 = 36 5

(Kern, 1965)

Ds = 25 /12 = 2,083 ft


(3)

f. G 2 . D . (N  1) s s P  s 5,22.1010 . D s.  e. s

(Kern, 1965)

0,001. (680824,406) 2 . (25). (36) P  = 5,605 psi s 5,22.1010 . (0,77) (1,076). (1) Ps yang diperbolehkan = 10 psi


LC.24 Knock Out Drum (D-301) Fungsi

:

memisahkan fasa cair gas sintesa dari campuran gasnya

Desain

:

Berupa bejana (tangki) vertikal dengan tutup dan alas berbentuk segmen elips (torispherical head)

Bahan konstruksi

:

Carbon Steel SA 285 (A)

Jumlah

:

1 unit

Kondisi operasi: Tekanan (P)

= 2503 kPa

Temperatur (T)

= 316,48 K

Tabel LC.6 Komponen Komposisi Umpan Masuk Gas dalam Knock Out Drum (D-301) Komponen

F (kg/jam)

N (kmol/jam)

%mol

BM

%molxBM

H2

4518,872

2237,0655

0,566505

2,02

1,1443404

CO2

49,19163

1,1177375

0,000283

44,01

0,0124571

CO

32603,42

1163,992

0,294764

28,01

8,256353

H2O

562,5069

31,215698

0,007905

18,02

0,1424469

CH4

6838,953

426,36866

0,107972

16,04

1,731868

C2H4

2435,479

86,826336

0,021988

28,05

0,6167505

C2H6

69,23

2,3022946

0,000583

30,07

0,0175315

Total

47077,65

3948,8882

11,921747

Tabel LC.7 Komponen Komposisi Umpan Masuk Cairan dalam Knock Out Drum (D-301) Komponen H2 CO2 CO H2O CH4 C2H4 C2H6 Total

F (kg/jam) N (kmol/jam) -25 8,19332.10 4,0561.10-25 0,043307011 0,00098403 0,672339526 0,02400355 6476,544654 359,408693 12,33234921 0,7688497 41,04768635 1,46337563 1,839 0,0611573 6532,479336 361,727064

%berat densitas (kg/m3) -28 1,25424 .10 70,97 6,62949E-06 1032 0,000102923 1250 0,99143745 1000 0,001887851 422,62 0,00628363 567,92 0,000281516 546,49 0,993434853


campuran gas = ρcairan

% mol  BM 273K  = 11,34 kg/m3 = 0,708 lbm/ft3 22,4 T (K ) = ( % berat H2 x ρ H2 ) + ( % berat CH4 x ρ CH4 ) + ( % berat

CO2 x ρ

CO2 ) + ( % berat C2H4 x ρ C2H4) + ( % berat H2O x ρ H2O ) +( % berat CO x ρ CO ) + ( % berat C2H6 x ρ C2H6 ) = 996,06 kg/m3 = 62,16 lbm/ft3

Volume gas, Vgas =

n RT

3948,888 kmol / jam  0,0821 atm .l / mol.K  316,8 K P 24,7 atm 3 = 4148,948 m /jam = 40,699 ft3/detik

Volume cairan, Vcairan =



F 6532,479  = 6,558 m3/jam = 0,06433 ft3/detik  996,06

Kecepatan linear yang diinzinkan :

 1  gas

u  0,14

= 0,14

(Walas,1988)

996,06  1  1,305 ft/detik 11,34

Untuk kecepatan linier pada tangki vertikal: Uvertikal = 1,25 x u

(Walas,1988)

= 1,25 x 1,305 ft/detik = 1,632 ft/detik Diameter tangki: D=

50 50 = = 6,278 ft  vertikal  ( / 4)  0,99 1,632  ( / 4)  0,99

Tinggi kolom uap minimum = 5,5 ft

(Walas,1988)

Waktu tinggal = 10 menit

(Walas,1988)

Tinggi cairan , L =

Vliquid  t ( / 4) D 2



0,06433 ft 3 / det ik  600 det ik = 1,2475 ft ( / 4)  (6,278 ft ) 2

Panjang kolom ; L = Lcairan + Luap = 1,2475+ 5,5 = 6,747 ft Perhitungan tebal shell tangki : Tinggi cairan

= 1,2475 ft = 0,38 m


Tekanan operasi = 24,7 bar = 2503 kPa Tekanan hidrostatik : PH =  x g x l = 1,3049 kg/m3 x 9,8 m/det2 x 0,358 m = 34,69 kPa P = 2503 kPa + 34,69 kPa = 2537,69 Psi Faktor kelonggaran Maka, Pdesign

= 5%

= (1,05) (2537,69) = 3045,228 kPa

Joint efficiency

= 0,8

(Brownell, 1959)

Allowable stress

= 17500 Psi

(Brownell, 1959)

Faktor korosi (CA)

= 0,015 in/tahun

n

= 10 tahun

Tebal shell tangki: PD  nC A 2SE  1,2P (3045,228 Psi ) (6,278 ft)   10(0,015) 2(128917,8)(0,8)  1,2(3045,228Psi)

t

 0,377 in

Maka tebal shell yang dibutuhkan

= 0,377 in

Tebal shell standar yang digunakan = ½ in

(Brownell,1959)

b. Tutup tangki Diameter tutup

= diameter tangki

= 1,913 m

Rasio axis

= Lh : D

= 1: 4

Lh

 Lh  1 =    D     1,913 = 0,47 m D 4

L (panjang tangki) = Ls + 2Lh Ls (panjang shell)

= 2,034 m – 2(0,47 m) = 2,99 m

Tutup atas tangki terbuat dari bahan yang sama dengan shell sehingga tebal tutup ½ in.


LC.25 Kompresor (G-301) Fungsi

: menaikkan tekanan gas sintesis sebelum masuk ke KnockOutDrum

Desain

: centrifugal compressor

Bahan konstruksi : Carbon Steel SA 285 (A) Jumlah

: 1 unit

Data perhitungan Tabel LC.8 Komponen Komposisi Umpan Masuk Gas dalam Kompresor (G-301) Komponen

Aliran 11

BM

kmol/jam H2

%berat

BM av

kg/jam

2,02

2237,0655

4518,8724

0,0843

0,170345

CO2

44,01

1,1187

49,2349

0,0009

0,040436

CO

28,01

1164,0160

32604,0875

0,6084

17,04246

H2O

18,02

390,6244

7039,0515

0,1308

2,357549

CH4

16,04

427,1375

6851,2856

0,1279

2,050802

C2H4

28,05

88,2897

2476,5264

0,046216

1,296352

C2H6

30,07

2,5112

75,5119963

0,001409

0,042374

4310,7630

53614,5703

1

23,00032

Total

Laju alir gas masuk = 50433,5381 kg/jam ( k 1) / k N st   k   P2  Pad  2,78  10 N st m vl P1   1     k - 1   P1   4

ρgas =

(Peters, 2004)

P BM av (1,7 atm) (23,00 kg/kmol)   1,431 kg / m 3 3 RT (0,082 m atm/kmol K)(315,15 K)

dimana : Nst

= jumlah tahap kompresi

mvl

= laju alir gas volumetrik (m3/jam)

P1

= tekanan masuk = 1,7 bar = 172,3 kPa

P2

= tekanan keluar = 24,7 bar = 2503 kPa

η

= efisiensi kompresor = 75 %

(Walas, 1988)

k

= rasio panas spesifik gas = 1,407

(Perry, 1997)


Laju alir volumetrik gas,Q =

F 53614,5703 kg / jam  = 37463,0785 m3/jam 3 1,431 kg / m  = 367,4989 m3/det

(1, 407 1) /(1, 407  3)   1,407   2503  Pad  2,78  10  3  50  37463,0785   1     1,407 - 1   172,3   Pad = 584,891 HP 4

P=

Pad 584,891 = = 779,854 HP  0,75

Digunakan kompresor dengan daya motor standar 779 HP Diameter pipa ekonomis (De) dihitung dengan persamaan : De = 0,363 (mvl)0,45(  )0,13

(Peters, 2004)

= 0,363 (37463,0785 m3/detik)0,45 (1,431 kg/m3) 0,13 = 1,31 m LC.26 Pressure Swing Adsorption Unit (D-403) Fungsi

:

memurnikan produk gas Hidrogen

Bahan konstruksi

:

SA – 30 (carbon steel)

Bentuk

:

Vertical vessel

Jumlah

:

4 unit

Data Desain : Laju alir massa gas (Fgas)

=

47077,647 kg/jam

Densitas gas (ρgas)

=

0,451839 kg/m3

Suhu inlet

=

43,3333 oC

Tekanan inlet

=

24,7 atm = 360 psia

(Estimasi Hysys v.3.2)

1. Menghitung kebutuhan adsorben per kolom PSA VSA6 Zeolite : bulk density (ρzeolite)

=

650 kg/m3

kapasitas adsorbsi (w)

=

3842,3 lb/ton H2

Jumlah adsorben

=

26423,105 kg

=

25%

Safety factor, SF

Adsorben yang dibutuhkan = =

jumlah adsorben × (1 + SF) 26423,105 × (1 + 0,25)


=

33028,881 kg

=

72816,131 lb

bulk density (ρactive carbon)

=

470 kg/m3


=

5733,6 lb/ton H2

Jumlah adsorben

=

39429,382 kg

Safety factor, SF

=

25%

Active carbon :

Adsorben yang dibutuhkan =

jumlah adsorben × (1 + SF)

=

39429,382 × (1 + 0,25)

=

49286,727 kg

=

108658,504 lb

bulk density (ρalumina)

=

770 kg/m3


=

810,9 lb/ton H2

Jumlah adsorben

=

5576,476 kg

Safety factor, SF

=

25%

Alumina :

Adsorben yang dibutuhkan =

jumlah adsorben × (1 + SF)

=

5576,476 × (1 + 0,25)

=

6970,596 kg

=

15367,514 lb

Total adsorben yang dibutuhkan per kolom: =

33028,881 + 49286,727 + 6970,596

=

89286,203 kg = 196842,150 lb

2. Perhitungan ukuran adsorber : Volume adsorben VSA6 Zeolite yang dibutuhkan per kolom (Vzeolite): =

Adsorben yang dibutuhkan / ρzeolite

=

33028,881 / 650

= 50,8137 m3

Volume adsorben Active carbon yang dibutuhkan per kolom (VActive carbon): =

Adsorben yang dibutuhkan / ρactive carbon

=

49286,727 / 470

= 104,865 m3

Volume adsorben Alumina yang dibutuhkan per kolom: =

Adsorben yang dibutuhkan / ρalumina

=

6970,596 / 770

= 2,2631 m3


Volume total (Vt) adsorben yang dibutuhkan per kolom: Vt

=

Vzeolite + VActive carbon + VAlumina

=

50,8137 + 104,865 + 2,2631

=

157,942 m3

Perbandingan tinggi tangki dengan diameter tangki (Hs : D)

= 3:1

Volume silinder, Vt

=

  3 3  D 2 H s  D 2  3D  D 4 4 4

Diameter kolom, D

=

3

=

4,06 m

=

3×D

=

12,2 m

Tinggi kolom, Hs

4 Vt 3

=

3

4 157,942 3

= 3 × 4,06

3. Menghitung tebal dinding PSA Direncanakan menggunakan bahan konstruksi stainless steel, SA – 240, Grade C, type 410 diperoleh data : - Allowable stress (S)

= 18750 lb/in2

- Joint efficiency (E)

= 0,85

- Corrosion allowance (C)

= 0.006 in/tahun

- Umur tangki (n)

= 10 tahun

Volume adsorber = 157,942 m3 Po = 360 psia Pdesign = 1,2 × 360= 432 kPa

Tebal shell tangki: t=

360 x 296,248  10 x 0,006 (18750 x 0,85)  ( 1,2 x 360)

t = 1,6602 in Tebal shell standar yang digunakan = 2 in

4. Perhitungan desain tutup kepala atas dan bawah Tutup atas tangki terbuat dari bahan yang sama dengan shell.

Tebal tutup atas yang

digunakan = 2 in.


LC.27 Tangki Penyimpanan Hidrogen Fungsi

:

Tempat penampungan H2

Jumlah

:

1 unit

Tipe

:

Tangki berbentuk bola

Bahan

:

Carbonsteel

(Brownell & Young, 1959)

: 43,33oC, 24,7 bar

Kondisi operasi Perhitungan: Laju alir bahan masuk

= 4292 kg/jam

Lama penyimpanan

= 1 hari

Faktor keamanan

= 20%

Hidrogen yang dihasikan per jam = 4292,93 kg/jam Hidrogen yang dihasikan dalam kmol =

ρgas =

4292,93 kg / jam  2125,21 kmol / jam 2 kmol / kg

P BM av (24,7 atm) (2 kg/kmol)   1,92 kg / m3 = 0,2733 lbm/ft3 3 RT (0,082 m atm/kmol K)(316,48 K) n RT

2125, 21kmol / jam  0,0821 atm .l / mol.K  3316,48 K P 24,7 atm 3 = 2232,881 m /jam

Volume gas, Vgas =



= 2232,881 m3 /jam×24 jam/hari×1 hari

Total volume gas dalam tangki

= 53589,144 m3 Direncanakan 3 buah tangki, sehingga: Total hidrogen dalam tangki

=

53589,144 kg  17863 m 3 3

Faktor kelonggaran = 20 %

(Perry dan Green, 1999) 3

Volume tangki, VT = (1 + 0,2) x 17863 m = 21435,657 m3 Diambil tinggi silinder; Hs = Dt Volume tangki; Vt

4 = r 3 3

21435,657 m3

=

21435,657 m3

= 1,0466 Dt3

1 4 (3,14) Dt 2 Dt 4 3


Diameter tangki; Dt

= 27,36 m

Jari – jari tangki, R

=

Tinggi tangki; Hs

= 27,36 m

Dimana Po

27,36 m 2

= 13,68 m = 538,58 in = 48,51 ft

= Tekanan awal 24,7 bar = 358,2 psi

Faktor keamanan ; Fk = 20% Tekanan disain; Pd

= 1,2 x 358,2 Psi = 429,84 Psi

Tebal silinder, ts

=

PxR  nc SE  0,6 P

Dimana; P

= Tekanan disain

S

= Tegangan yang diizinkan 48.750 psi

E

= 0,8

n

= 10 tahun

c

= 0,01 in/tahun

ts

=

429,84 Psi x 496,68 in  10 tahun x 0,01 in / tahun 48.750 psi x 0,8  0,6 x 429,84 Psi

= 6,4 in Digunakan silinder dengan ketebalan 6,4 in

Tebal tutup dianggap sama karena terbuat dari bahan yang sama. Spesifikasi Tangki 

Diameter tangki; Dt

= 27,36 m



Tinggi Tangki; HT

= 48,51 ft



Tebal silinder; ts

= 6,4 in



Bahan konstruksi

= Carbonsteel



Faktor korosi

= 0,01 in/tahun


LAMPIRAN D PERHITUNGAN SPESIFIKASI PERALATAN UTILITAS

1. Screening (SC) Fungsi

: menyaring partikel-partikel padat yang besar

Jenis

: bar screen

Jumlah

: 1

Bahan konstruksi : Stainless steel Dari Physical-Chemical Treatment of Water and Wastewater, diperoleh: 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

(Perry, 1997)

- Laju alir massa (F) = 82.304,4641 kg/jam - Laju alir volume (Q) =

82.304,4641 kg / jam  1 jam / 3600 s = 0,0230 m3/s 3 995,68 kg / m

Direncanakan ukuran screening: Panjang

= 2m

Lebar

= 2m 2m

20 mm 2m

20 mm

Gambar LD-1. Sketsa Sebagian Bar Screen (dilihat dari atas) 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 Q2 (0,0230) 2  2 2 2 (9,8) (0,6) 2 (2,04) 2 2 g Cd A 2

Head loss (h) =

= 17,955.10-6 m dari air

2. Pompa Screening (PU-01) 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)

= 82304,4641 kg/jam

= 50,4031 lbm/s

Densitas air ()

= 955,68 kg/m3

= 62,1586 lbm/ft3

Viskositas air ()

= 0,8007 cP

= 0,0005 lbm/ft.s

Laju alir volumetrik (Q) =

50,4031 lbm / s 62,1586 lbm / ft 3

= 0,8109 ft3/s

Desain pompa : Di,opt

= 3,9 (Q)0,45()0,13

(Timmerhaus,1991)

= 3,9 (0,8109 ft3/s )0,45 (62,1586 lbm/ft3)0,13 = 6,0709 in Dipilih pipa commercial steel dengan spesifikasi sebagai berikut (Brownell,

1959)

: Ukuran nominal

: 5 in

Schedule number

: 40

Diameter Dalam (ID)

:5,047 in = 0,4206 ft

Diameter Luar (OD) Inside sectional area

: 5,563 in = 0,4636 ft : 0,139 ft2


Kecepatan linear, v = Q/A =

0,8109 ft 3 /s = 5,8337 ft/s 0,139 ft 2

Bilangan Reynold : NRe =

 v D 

=

(62,1586 lbm/ft 3 )(5,8337 ft/s)(0,4206 ft) 0,0005 lbm/ft.s

= 283436,3693 (Turbulen) 

Untuk pipa commercial steel diperoleh harga  = 0,00015 Pada NRe = 283436,3693 dan /D =

0,00015 ft = 0,0004 0,4206 ft

maka harga f = 0,008

(Geankoplis,1993)

Friction loss :  A 1 Sharp edge entrance= hc = 0,5 1  2 A1 

= 0,5 1  0

2 elbow 90° = hf = n.Kf.

 v2   2 g c

5,8337 2 2132,174 

5,8337 2 v2 = 2(0,75) 2(32,174) 2. g c

1 check valve = hf = n.Kf.

Pipa lurus 70 ft = Ff = 4f

5,8337 2 v2 = 1(2,0) 2(32,174) 2. g c

= 0,2644 ft.lbf/lbm

= 0,7933 ft.lbf/lbm

= 1,0577 ft.lbf/lbm

L.v 2 D.2.g c

2  70 . 5,8337  = 4(0,007) 0,4206 .2.32,174 

= 2,8167 ft.lbf/lbm

2

1 Sharp edge exit = hex

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

Total friction loss :  F

5,8337 2 2132,174 

= 0,5289 ft.lbf/lbm

= 5,4611 ft.lbf/lbm

Dari persamaan Bernoulli :






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

(Geankoplis,1997)

dimana : v1 = v2 P1 = P2 Z = 40 ft maka : 0 

32,174ft/s 2 40 ft   0  5,4611 ft.lbf/lbm  Ws  0 32,174ft.lbm/lbf.s 2 Ws = - 45,4611 ft.lbf/lbm

Effisiensi pompa , = 80 % = -  x Wp

Ws -45,4611

= -0,8 x Wp

Wp

= 56,8263 ft.lbf/lbm

Daya pompa : P

= m x Wp =

1 hp 82.304,4641 lbm / s  576,8263 ft.lbf / lbm x 0,453593600 550 ft.lbf / s = 2,95 Hp

Maka dipilih pompa dengan daya motor 3 Hp. 3. Bak Sedimentasi (BS) Fungsi

: untuk mengendapkan lumpur yang terikut dengan air.

Jumlah

: 1 unit

Bahan kontruksi : Beton kedap air Kondisi operasi : Temperatur

= 30 oC

Densitas air ()

= 995,50 kg/m3

Laju alir massa (F)

= 82.304,4641 kg/jam

(Geankoplis, 1997)

Lama penampungan = 24 jam Faktor keamanan (fk) = 20% Sehingga: Jumlah air masuk (W) = 24 jam × 82.304,4641 kg/jam = 1.975.307,138 kg 1  fk W = 1 0,21.975.307,138 Volume bak =  995,50 = 2380,6530 m3 Desain Perancangan :


Bak dibuat persegi panjang Panjang bak (P)

= 3 × tinggi bak (T)

Lebar bak (L)

= 2 × tinggi bak (T)

Perhitungan ukuran bak : Volume (V)

= P×L×T = (3T) × (2T) × (T) V

= 6 T2

T

= (V/6)1/3 = (2380,6530/6)1/3

T

= 7,3482 m

Sehingga, dari ukuran tinggi bak (T) didapat dimensi lainnya sebagai berikut: P

= 3T = 3 × 7,3482

P

= 22,0446 m

L

= 2T = 2 x 7,3482

L

= 14,6964 m

4. Pompa Sedimentasi (PU-02) 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)

= 82304,4641 kg/jam

= 50,4031 lbm/s

Densitas air ()

= 955,68 kg/m3

= 62,1586 lbm/ft3


= 0,8007 cP

= 0,0005 lbm/ft.s

Laju alir volumetrik (Q) =

50,4031 lbm / s = 0,8109 ft3/s 3 62,1586 lbm / ft

Desain pompa : Di,opt

= 3,9 (Q)0,45()0,13

(Timmerhaus,1991)

= 3,9 (0,8109 ft3/s )0,45 (62,1586 lbm/ft3)0,13 = 6,0709 in


Dipilih pipa commercial steel dengan spesifikasi sebagai berikut (Brownell,

1959)

: Ukuran nominal

: 5 in

Schedule number

: 40

Diameter Dalam (ID)

: 5,047 in = 0,4206 ft

Diameter Luar (OD)

: 5,563 in = 0,4636 ft

Inside sectional area

: 0,139 ft2

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

=

0,8109 ft 3 /s = 4,0545 ft/s 0,139 ft 2

 v D  (62,1586 lbm/ft 3 )(4,0545 ft/s)(0,4206 ft) 0,0005 lbm/ft.s

= 212000,943 (Turbulen) 


0,00015 ft = 0,0004 0,4206 ft


(Geankoplis,1993)


= 0,5 1  0

 v2   2 g c

4,0545 2 2132,174

4,0545 2 v2 2 elbow 90° = hf = n.Kf. = 2(0,75) 2(32,174) 2. g c 1 check valve = hf = n.Kf.


4,0545 2 v2 = 1(2,0) 2(32,174) 2. g c

= 0,127 ft.lbf/lbm

= 0,383 ft.lbf/lbm

= 0,5109 ft.lbf/lbm

L.v 2 D.2.g c

= 4(0,007)

70 . 4,0545 2 0,4206 .2.32,174 

= 1,1904 ft.lbf/lbm


2


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

4,0545 2 2132,174 


= 0,2554 ft.lbf/lbm = 2,4667 ft.lbf/lbm






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

(Geankoplis,1997)




Ws -42,4667

= -0,8 x Wp

Wp


Daya pompa : P

= m x Wp =

1 hp 82.304,4641 lbm / s  53,0834 ft.lbf / lbm x 0,453593600 550 ft.lbf / s = 2,95 Hp

Maka dipilih pompa dengan daya motor 3 Hp.

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

: Membuat larutan alum [Al2(SO4)3]

Bentuk

: Silinder tegak dengan alas dan tutup datar

Bahan konstruksi

: Carbon Steel SA–283 grade C

Data: Kondisi pelarutan: 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

= 4,0745 Kg/jam

Densitas Al2(SO4)3 (30 %)

= 1506,464 kg/m3

Kebutuhan perancangan

= 1 hari

Faktor keamanan

= 20 

Perhitungan: Ukuran Tangki Volume larutan, Vl 

4,0745 kg/jam  24 jam/hari  30 hari 0,3 1506,464  0,7  955,68 kg/m 3

= 1,9474 m3 Volume tangki, Vt = 1,2  1,9474 m3 = 2,3368 m3 Direncanakan perbandingan diameter dengan tinggi silinder tangki, D:H = 2 : 3 1 πD 2 H 4 1 3  2,33 m 3  πD 2  D  4 2  3 2,33 m 3  πD 3 8 V

Maka: D = 1,2567 m = 49,47 in H = 1,88 m = 74,21 in Tinggi Al2(SO4)3 dalam tangki =

1,9474 m 3 x 1,88 m = 1,57 m 2,3368 m 3

Tebal Dinding Tangki Tekanan hidrostatik P = x g x l = 1506,464 kg/m3 x 9,8 m/det2 x 1,57 m = 23,1909 kPa Tekanan operasi = 1 atm = 101,325 kPa P = 23,1909 kPa + 101,325 kPa = 124,5159 kPa Faktor kelonggaran = 5 % Maka, Pdesign

= (1,05) (124,5159 kPa) = 130,7417 kPa


Joint efficiency (E) = 0,8 Allowable stress (S)

(Brownell,1959) = 12650 psia = 87218,7140 kPa

(Brownell,1959)

Corrosion allowance (C) = 0,125 in/tahun Umur tangki (n)

= 10 tahun

Tebal shell tangki: PD  nC 2SE  1,2P (130,7147 kPa) (49,47 in)   (10 x 0,125 in) 2(87218,7140 kPa)(0,8)  1,2(130,7147 kPa)  1,2962 in

t

Tebal shell standar yang digunakan = 1,5 in

(Brownell,1959)

Daya Pengaduk Jenis pengaduk

: flat 6 blade turbin impeller

Jumlah baffle

: 4 buah

Untuk turbin standar (McCabe, 1993), diperoleh: Da/Dt = 1/3

; Da = 1/3 x 1,2567 m = 0,4189 m

E/Da = 1

; E = 0,4189 m

L/Da = 1/4

; L = ¼ x 0,4189 m = 0,1047 m

W/Da = 1/5

; W = 1/5 x 0,4189 m = 0,0837 m

J/Dt

; J = 1/12 x 1,2567 m = 0,1047 m

= 1/12

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 Da 2  μ 2  94,046011,374 

6,72 10  4

(Geankoplis, 1983)

 224321, 212


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

P

K T .n 3 .D a ρ gc

(McCabe,1994)

KT = 6,3

(McCabe,1994)

6,3.(1 put/det)3 .(1,374 ft) 5 (94,0460 lbm/ft 3 ) 1Hp x 2 550 ft.lbf/det 32,174 lbm.ft/lbf .det  0,164 Hp

P

Efisiensi motor penggerak = 80  Daya motor penggerak =

0,164 = 0,2052 hp 0,8

Maka daya motor yang dipilih 1/8 Hp.

6. Pompa Alum (PU-03) Fungsi

: memompa larutan alum dari tangki pelarutan alum ke clarifier

Jenis

: pompa injeksi

Jumlah

: 1 unit

Kondisi operasi: -

Temperatur

= 30C

-

Densitas alum () = 1509,976 kg/m3 = 94,265 lbm/ft3

(Perry, 1997)

- Viskositas alum () = 6,7210-4 cP = 4,51584.10-7 lbm/fts (Othmer, 1967) -

Laju alir massa (F) = 4,0745 kg/jam = 2,495.10-3 lbm/detik

Laju alir volume, Q 

F 2,495.10 3 lb m /detik   2,647.10 5 ft 3 /s 3 ρ 94, 265 lb m /ft

Diameter optimum, De = 3,9  Q0,45  0,13

(Timmerhaus, 1980)

= 3,9  ( 2,647.10 5 )0,45 (94,265)0,13 = 0,0614 in Digunakan pipa dengan spesifikasi: - Ukuran pipa nominal

= 1/8 in

- Schedule pipa

= 40

- Diameter dalam (ID)

= 0,269 in = 0,0224 ft

- Diameter luar (OD)

= 0,405 in = 0,0338 ft

( Brownell, 1959)

- Luas penampang dalam (at) = 0,0004 ft2


- Bahan konstruksi Kecepatan linier, v 

= commercial steel Q 2,647 .10 5 ft 3 /s   0,0671 ft/s at 0,0004 ft 2

Bilangan Reynold, N Re 

ρ v D 94,2650,06710,0224   211,0066 μ 4,51584 10 7

Pada NRe = 211,006 dan /D =

0,00015ft = 0,043 0,0224ft


(Geankoplis, 1993)

Friction loss :  A  v2 1 Sharp edge entrance= hc = 0,5 1  2  A1  2 . g c 

= 0,5 1  0

0,06712 2132,174 

0,06712 v2 = 2(0,75) 2 elbow 90° = hf = n.Kf. 2(32,174) 2. g c 1 check valve = hf = n.Kf.


0,06712 v2 = 1(2,0) 2(32,174) 2. g c

= 3,498.10-5 ft.lbf/lbm = 10,496.10-5 ft.lbf/lbm = 13,995.10-5 ft.lbf/lbm

L.v 2 D.2.g c

= 4(0,012)

70. 0,06712 0,0224 .2.32,174 


2


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

0,06712 2132,174 


= 6,9976.10-5 ft.lbf/lbm = 0,0379 ft.lbf/lbm






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

dimana :

(Geankoplis,1997)

v1 = v2 P1 = P2 Z = 45 ft


maka : 0 

32,174ft/s 2 45 ft   0  0,0379 ft.lbf/lbm  Ws  0 32,174ft.lbm/lbf.s 2

Ws = - 45,0379 ft.lbf/lbm


Ws - 45,0379 = -0,8 x Wp

Wp = 56,2974 ft.lbf/lbm Daya pompa : P

= m x Wp =

1 hp 4,0745 lbm / s  56,2974 ft.lbf / lbm x 0,453593600 550 ft.lbf / s

= 2,55.10-4 Hp Digunakan daya pompa standar 1/20 Hp.

7. Tangki Pelarutan Soda Abu (Na2CO3) (TP-02) Fungsi

: Membuat larutan soda abu (Na2CO3)

Bentuk


Bahan konstruksi

: Carbon Steel SA–283 grade C

Data : Kondisi pelarutan: Temperatur = 30C Tekanan Na2CO3 yang digunakan

= 1 atm = 27 ppm

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

= 2,2002 kg/jam

Densitas Na2CO3 30 

= 1456,876 kg/m3 = 90,95 lbm/ft3 (Perry, 1997)


= 30 hari

Faktor keamanan

= 20 

Perhitungan: Ukuran Tangki


Volume larutan, Vl 

2,2002 kg/jam  24 jam/hari  30 hari 1456,876 kg/m 3

= 1,0874 m3 Volume tangki, Vt = 1,2  1,0874 m3 = 1,3048 m3 Direncanakan perbandingan diameter dengan tinggi silinder tangki, D:H=2:3 1 πD 2 H 4 1 3  1,3048 m 3  πD 2  D  4 2  3 1,3048 m 3  πD 3 8 V

Maka: D = 1,0348 m = 40,74 in H = 1,5522 m = 61,11 in Tinggi Na2CO3 dalam tangki =

1,0874 m 3 x 1,5522 m = 1,2935 m 1,3048 m 3

Tebal Dinding Tangki Tekanan hidrostatik P = x g x l = 1456,876 kg/m3 x 9,8 m/det2 x 1,2935 m = 18,468 kPa Tekanan operasi = 1 atm = 101,325 kPa P = 18,46 kPa + 101,325 kPa = 119,793 kPa Faktor kelonggaran = 5 % Maka, Pdesign = (1,05) (119,793 kPa) = 125,7828 kPa Joint efficiency (E)

= 0,8

(Brownell,1959)

Allowable stress (S)

= 87218,7140 kPa

(Brownell,1959)

Corrosion (C)

= 0,125 in/tahun

Umur tangki (n)

= 10 tahun

Tebal shell tangki:


PD  nC 2SE  1,2P (125,7828 kPa) (40,7409 in)   (10 x 0,125 in) 2(87218,7140 kPa)(0,8)  1,2(125,7828 kPa)  1,255 in

t

Tebal shell standar yang digunakan = 1,5 in

(Brownell,1959)


: flat 6 blade turbin impeller

Jumlah baffle

: 4 buah


; Da = 1/3 x 1,0348 m = 0,3449 m

E/Da = 1

; E = 0,3449 m

L/Da = ¼

; L = ¼ x 0,3449 m = 0,0862 m

W/Da = 1/5

; W = 1/5 x 0,3449 m = 0,0690 m

J/Dt

; J = 1/12 x 1,0348 m = 0,0862 m

= 1/12

Dt = diameter tangki Da = diameter impeller E = tinggi turbin dari dasar tangki L = panjang blade pada turbin W = lebar blade pada turbin J

= lebar baffle

Kecepatan pengadukan, N = 1 putaran/det Viskositas Na2CO3 30  = 3,6910-4 lbm/ftdetik

(Othmer, 1967)


N Re 

ρ N D a 2 μ

90,950311,1317 ft 2 3,69  10 4

(Geankoplis, 1983)

 315664,232

NRe > 10.000, maka perhitungan dengan pengadukan menggunakan rumus:


5

K .n 3 .D a ρ P T gc

( McCabe,1994)

KT = 6,3

(McCabe,1994)

6,3.(1 put/det)3 .(1,1317) 5 (90,9503 lbm/ft 3 ) 1hp P x 2 32,174 lbm.ft/lbf .det 550 ft.lbf/det  0,0601Hp Efisiensi motor penggerak = 80  Daya motor penggerak =

0,0601 = 0,0751 Hp 0,8

Maka daya motor yang dipilih 1/20 Hp.

8. Pompa Soda Abu (PU-04) Fungsi

: Memompa larutan soda abu dari tangki pelarutan soda abu ke clarifier

Jenis

: Pompa injeksi

Bahan konstruksi : Commercial steel Kondisi operasi: - Temperatur

= 30C

- Densitas soda abu () = 1456,876 kg/m3 = 90,950 lbm/ft3 - Viskositas soda abu () = 3,6910-4 lbm/ftdetik - Laju alir massa (F)

(Perry, 1997) ( Othmer, 1967)

= 2,2002 kg/jam = 0,00134 lbm/detik


F 0,00134 lb m /detik   1,481.10 -5 ft 3 /s 3 ρ 90,950 lb m /ft


(Timmerhaus, 1980)

= 3,9  (1, 481.10- 5 )0,45 (90,950)0,13 = 0,0470 in Digunakan pipa dengan spesifikasi:


- Ukuran pipa nominal

= 1/8 in

(Foust, 1980)

- Schedule pipa

= 40


= 0,269 in = 0,0224 ft


= 0,405 in = 0,0338 ft

- Luas penampang dalam (at) = 0,0004 ft2 - Bahan konstruksi

= commercial steel

Kecepatan linier, v 

Q 1, 481  10 5 4 ft 3 /s   0,0376 ft/s at 0,0004 ft 2


ρ v D 90,9500,03760,0224   207,507 μ 3,69 10 -04

Pada NRe = 207,507 dan /D =

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


(Geankoplis,1993)


= 0,5 1  0


0,0376 2 2132,174

0,0376 2 v2 = 2(0,75) 2(32,174) 2. g c



0,0376 2 v2 = 1(2,0) 2(32,174) 2. g c

= 1,095.10-5 ft.lbf/lbm = 3,287.10-5 ft.lbf/lbm = 4,383 .10-5 ft.lbf/lbm

L.v 2 D.2.g c

= 4(0,009)

70. 0,03762 0,0224 .2.32,174 

= 0,0131 ft.lbf/lbm

2


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


0,0376 2 2132,174

= 2,191.10-5 ft.lbf/lbm








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

(Geankoplis,1997)

v1 = v2

dimana :

P1 = 101,325 kPa = 2116,228 ft.lbf/lbm P2 = 101,325 kPa = 2116,228 ft.lbf/lbm Z = 45 ft maka : 0 



Ws - 45,0133

= -0,8 x Wp

Wp = 56,2667 ft.lbf/lbm Daya pompa : P =

= m x Wp 1 hp 2,2002 lbm/s  56,2667 ft.lbf/lbm x 0,453593600 550 ft.lbf/s = 0,0001378 Hp

Digunakan daya pompa standar 1/20 Hp.

9. Clarifier (CL) Fungsi

: Memisahkan endapan (flok-flok) yang terbentuk karena penambahan alum dan soda abu

Tipe

: External Solid Recirculation Clarifier

Bentuk

: Circular desain

Bahan konstruksi : Carbon steel SA-283, Grade C Kondisi operasi 

Temperatur = 30 oC



Tekanan

= 1 atm

Laju massa air (F1)

= 82304,4641 kg/jam

Laju massa Al2(SO4)3 (F2)

= 4,0745 Kg/jam

Laju massa Na2CO3 (F3)

= 2,2002 Kg/jam

Laju massa total, m

= 82310,7388 kg/jam = 22,8641 kg/detik

Densitas Al2(SO4)3 (30 %)

= 1,51 gr/ml

(Perry, 1997)


Densitas Na2CO3

= 1,457 gr/ml

(Perry, 1997)

Densitas air

= 0,99568 gr/ml

(Perry, 1997)

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) = 5 m, Settling time = 1 jam Diameter dan Tinggi clarifier Densitas larutan, ρ

82310,7388 82304,4641 4,0745 2,2002   995,68 1506,4640 1456,8760

 = 995,7051 kg/m3 = 0,996 gr/cm3 Volume cairan, V =

82310,7388 kg/jam 1 jam  82,665 m 3 995,7051

Faktor kelonggaran = 20% Volume clarifier

a.

= 1,2 x 82,665 m3 = 99,198 m3

Diameter dan tinggi clarifier

Hs

½ D

 Volume silinder clarifier (Vs) Vs =

.................................................. (Brownell & Young, 1959)

Perbandingan tinggi silinder dengan diameter tangki (Hs : D) = 4:3


Vs =



Volume alas clarifier kerucut (Vc)

....................................................................... (Perry, 1999)

Vs =

Perbandingan tinggi kerucut dengan diameter kerucut (Hc : D) = 1:2 Vc =

............................................................................. (Perry, 1999)

 Volume clarifier (V) V = 1/4  D2H 1/ 2

D= (

4V 1 / 2  4  99,198  )   H  3,14  5 

Tinggi clarifier b.

 5,027 m

= (4/3) D = 7,54 m

Diameter dan tinggi kerucut Perbandingan tinggi kerucut dengan diameter clarifier (Hh : D) = 1:2 Diameter tutup = diameter tangki = 5,027 m  5,027 m  Tinggi tutup =   = 2,5135 m 2   Tinggi total clarifier = 7,54 m + 2,5135 m = 10,05 m

c.

Daya Pengaduk Daya Clarifier P = 0,006 D2 ............................................................................ (Ulrich, 1984) Dimana : P = daya yang dibutuhkan, kW Sehingga, P = 0,006 x (5,027)2 = 0,0826kW = 0,151 hp Bila efisiensi motor = 60%, maka :

P

0,151 hp  0,25 hp 0,6

Maka dipilih motor dengan daya ¼ hp. d. Tebal Dinding Tangki


Tekanan hidrostatik P = x g x l = 995,7051 kg/m3 x 9,8 m/det2 x 5,0 m = 48789,5517Pa = 48,7896 kPa Poperasi = 48,7896 kPa + 101,325 kPa = 150,1146 kPa Faktor kelonggaran = 5 % Maka, Pdesign

= (1,05) (150,1146 kPa) = 157,6203 kPa = 22,861 psi

Joint efficiency

= 0,8

(Brownell,1959)

Allowable stress

= 12,650 psia

(Brownell,1959)

Tebal shell tangki: PD  nCa 2SE  1,2P (22,861 psi) (197,924 inc)   10(0,125) 2(87218,714)(0,8)  1,2(157,6203)  1,47 in

t

Tebal shell standar yang digunakan = 1 ½ in

(Brownell,1959)

10. Pompa Clarifier (PU-05) Fungsi

: Memompa air dari Clarifier ke sand filter

Jenis

: Pompa sentrifugal

Bahan konstruksi : Commercial steel Kondisi operasi: -

Temperatur

= 30C

-

Tekanan operasi

= 1 atm

-

Densitas air ()

= 995,68 kg/m3 = 62,1586 lbm/ft3

-


= 0,0005 lbm/ftdetik

-

Laju alir massa (F)

= 82311 kg/jam = 50,40 lbm/detik


(Perry, 1997) ( Othmer, 1967)

F 50,40 lb m /detik   0,8109 ft 3 /s ρ 62,1586 lb m /ft 3


(Timmerhaus, 1980)

= 3,9  (0,8109)0,45 (62,1586)0,13 = 6,0711 in


Dipilih pipa commercial steel dengan spesifikasi sebagai berikut (Brownell, 1959) : Ukuran nominal

: 5 in

Schedule number

: 40

Diameter Dalam (ID)

: 5,047 in = 0,4206 ft

Diameter Luar (OD)

: 5,563 in = 0,4636 ft : 0,139 ft2


0,8109 ft 3 / s Kecepatan linear, v = Q/A = = 5,8341 ft/s 0,139 ft 2 Bilangan Reynold : NRe =

=

 v D  (62,1586 lbm / ft 3 )(5,8341 ft / s )(0,4206 ft ) 0,0005 lbm/ft.s

= 283457,977 (Turbulen) 


0,00015ft = 0,0004 0,42061ft


(Geankoplis,1993)

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

= 0,5 1  0


5,83412 2132,174

5,83412 v2 = 2(0,75) 2(32,174) 2. g c



5,83412 v2 = 1(2,0) 2(32,174) 2. g c

= 0,2645 ft.lbf/lbm

= 0,7934 ft.lbf/lbm

= 1,0579 ft.lbf/lbm

L.v 2 D.2.g c

2  70  . 5,8341 = 4(0,0042) 0,4801.2.32,174 

= 2,8171 ft.lbf/lbm

2


 A  v2 = 1  1  A2  2. .g c 


5,83412 = 1  0 2132,174 Total friction loss :  F

= 0,5289 ft.lbf/lbm

= 5,4619 ft.lbf/lbm






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

(Geankoplis,1997)

v1 = v2

dimana :

P1 = 101,325 kPa = 2116,2281 lb/ft2 P2 = 101,325 kPa = 2116,2281 lb/ft2 Z = 25 ft maka : 0 

32,174ft/s 2 25 ft   0  5,4619 ft.lbf/lbm  Ws  0 32,174ft.lbm/lbf .s 2 Ws = - 30,4619 ft.lbf/lbm


Ws - 30,4619 Wp

= -0,8 x Wp = 38,077 ft.lbf/lbm

Daya pompa : P

= m x Wp =

1 hp 82311 lbm/s  38,077 ft.lbf/lbm x 0,453593600 550 ft.lbf / s

= 3,48 Hp Digunakan daya pompa standar 4 Hp. 11. Sand Filter (SF) Fungsi

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

Bentuk

: silinder tegak dengan alas dan tutup ellipsoidal

Bahan konstruksi : Carbon steel, SA-283, grade C Data : Kondisi penyaringan : Temperatur = 30C Tekanan

= 1 atm

Laju massa air

= 82304,4641 kg/jam

Densitas air

= 995,68 kg/m3 = 62,1585 lbm/ft3

(Perry, 1997)


Sand filter dirancang untuk penampungan ¼ jam operasi. Direncanakan volume bahan penyaring =1/3 volume tangki Perhitungan: Ukuran Sand Filter Volume air, Va 

82304,4641 kg/jam  0,25 jam = 20,665 m3 995,68 kg/m 3

Faktor keamanan 5 %, volume tangki = 1,05 x 20,665 = 21,698 m3

2 volume tangki  21,698 m 3 3 3 Volume tangki   21,698 m 3  32,548 m 3 2 -

Volume silinder tangki (Vs) Vs=

.Di 2 Hs 4

Ditetapkan : Perbandingan tinggi tangki dengan diameter tangki = Hs:Di = 3:1 Vs =

3 .Di 3 4

Perbandingan tinggi tutup (head) dengan diameter Vh =

= Hh : Di = 1:4

 Di 2 H h Di 3  6 24

Maka volume tangki = volume shell + volume head Vt =

19 3 Di 24

 24  21,698  Di =    19  3,14 

(1 / 3)

 2,059 m

Hs = 3 x 2,059 = 6,17 m Tinggi penyaring = ¼ x 6,17 = 1,54 m Tinggi air =

Volume air  tinggi tangki 20,665  6,117   3,92 m Volume tangki 32,54

Perbandingan tinggi tutup tangki dengan diameter dalam adalah 1 : 4 Tinggi tutup tangki = ¼(2,059) = 0,5147 m Tekanan hidrostatis, Pair

= x g x l = 995,68 kg/m3 x 9,8 m/det2 x 3,92 m


= 38,268 kPa Ppasir =  x g x l = 2089,5 kg/m3 x 9,8 m/det2 x 1,54 m = 31,621 kPa P operasi = 38,268 kPa kPa + 31,621 kPa + 101,325 kPa =171,215 kPa Faktor kelonggaran = 5 % Maka, Pdesign = (1,05) 171,215 kPa = 179,775 kPa = 26,074 psia Bahan yang digunakan adalah carbon steel SA-283, Grade C : Joint efficiency = 0,8

(Brownell,1959)

Allowable stress = 12.650 psia

(Brownell,1959)

Faktor korosi, CA = 0,125 in PD  nCa 2SE  1,2P (26,074) (81,062 inc)  + 10(0,125 inc) 2(12650)(0,8)  1,2(26,074)  1,3 in

t

Dari tabel 5.4 Brownell & Young, 1979 dipilih tebal tangki standar ½ in . Tutup terbuat dari bahan yang sama dengan dinding tangki dan ditetapkan tebal tutup ½ in. 12. Pompa Sand Filter (PU-06) Fungsi

: memompa air dari clarifier ke tangki utilitas-01

Jenis

: pompa sentrifugal

Jumlah

: 1

Bahan konstruksi : commercial steel Kondisi operasi: -

Temperatur

= 30C

-

Densitas air ()

= 995,68 kg/m3 = 62,1586 lbm/ft3

Viskositas air () = 0,8007 cP = 0,0005 lbm/ftjam

(Perry, 1997) (Perry, 1997)

Laju alir massa (F)

= 82304,4641 kg/jam = 50,40 lbm/detik


F 50,40 lb m /detik  = 0,8109 ft3/s ρ 62,1586 lb m /ft 3


= 3,9  Q0,45  0,13

Diameter optimum, De

(Timmerhaus, 1980)

= 3,9  (0,8109 )0,45 (62,1586)0,13 = 6,071 in Digunakan pipa dengan spesifikasi: Ukuran nominal

: 5 in

Schedule number

: 40

Diameter Dalam (ID)

: 5,047 in = 0,4206 ft

Diameter Luar (OD)

: 5,563 in = 0,4636 ft


: 0,1389 ft2

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

=

0,8109 ft 3 / s = 5,839 ft/s 0,1389 ft 2

 v D  (62,1586 lbm / ft 3 )(5,839 ft / s )(0,4206 ft ) 0,0005 lbm/ft.s

= 283724,345 (Turbulen)




0,00015 ft = 0,00036 0,4206 ft


(Geankoplis,1993)


= 0,5 1  0


5,839 2 2132,174

5,839 2 v2 = 3(0,75) 2(32,174) 2. g c



5,839 2 v2 = 1(2,0) 2(32,174) 2. g c

= 0,265 ft.lbf/lbm

= 1,192 ft.lbf/lbm

= 1,059 ft.lbf/lbm

ΔL.v 2 D.2.g c


= 4(0,0042)

75. 5,8392 0,4801.2.32,174 

= 1,587 ft.lbf/lbm

2


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

5,839 2 2132,174








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

(Geankoplis,1997)


32,174ft/s 2 55 ft   0 ft.lbf/lbm  4,634 ft.lbf/lbm  Ws  0 32,174ft.lbm/lbf.s 2 Ws = - 59,634 ft.lbf/lbm

Effisiensi pompa , = 80 % Ws = -  x Wp - 59,63 Wp

= - 0,8 x Wp = 74,54 ft.lbf/lbm

Daya pompa : P

= m x Wp =

1 hp 82304,4641 lbm/s  74,54 ft.lbf/lbm x 0,453593600 550ft.lbf/ s

= 6,8 Hp Digunakan daya pompa standar 7 Hp. 13. Tangki Utilitas - 01 (TU-01) Fungsi

: menampung air untuk didistribusikan

Bentuk


Bahan konstruksi

: Carbon steel, SA-283, Grade C

Data: Kondisi penyimpanan : Temperatur = 30C Tekanan

= 1 atm


Laju massa air

= 82304,4641 kg/jam

Densitas air

= 995,68 kg/m3 = 62,1586 lbm/ft3

(Perry, 1997)

Kebutuhan perancangan = 6 jam = 20 

Faktor keamanan Perhitungan: Ukuran Tangki : Volume air, Va 

82304,4641 kg/jam  6 jam = 495,969 m3 3 995,68 kg/m

Volume tangki, Vt = 1,2  495,969 m3 = 595,163 m3 Direncanakan perbandingan diameter dengan tinggi silinder, D : H = 2 : 3

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

 8  595,163  D =   3  3,14 

(1 / 3 )

D = 7,96 m H = 11,94m Tinggi air dalam tangki =

495,969 m 3  9,957 m 1 2 π 11,94 m  4

Tebal Dinding Tangki Tekanan hidrostatik P = x g x l = 995,68 kg/m3 x 9,8 m/det2 x 9,957 m = 97,158 kPa Tekanan operasi = 1 atm = 101,325 kPa P = 97,158 kPa + 101,325 kPa = 198,483 kPa Faktor kelonggaran = 5 % Maka, Pdesign = (1,05) (198,483 kPa) = 208,407 kPa

= 30,227 psi


Joint efficiency = 0,8

(Brownell,1959)

Allowable stress = 12,650 psi

(Brownell,1959)

CA (corrosion factor) = 0,125 in Tebal shell tangki: PD  nCa 2SE  1,2P (208,407) (313,61)   10(0,125) 2(12650)(0,8)  1,2(202,407) 1,72 in

t

Dari tabel 5.4 Brownell & Young, 1979 dipilih tebal tangki standar 1 ¾ in . Tutup terbuat dari bahan yang sama dengan dinding tangki dan ditetapkan tebal tutup 1 ¾ in. 14. Pompa Cation Exchanger -01 (PU-08) Fungsi

: memompa air dari Tangki Utilitas -01 ke cation exchanger

Jenis

: pompa sentrifugal

Jumlah

: 1


Temperatur

= 30C

-

Densitas air ()

= 995,68 kg/m3 = 62,1568 lbm/ft3

-


Laju alir massa (F) Laju alir volume, Q 

(Perry, 1997) (Perry, 1997)

= 75527,5159 kg/jam = 46,2529 lbm/detik



(Timmerhaus, 1991)

= 3,9  (0,744)0,45 (62,1568)0,13 = 5,8406 in Digunakan pipa dengan spesifikasi: - Ukuran pipa nominal

= 5 in

- Schedule pipa

= 40


= 5,047 in = 0,4206 ft


= 5,563 in = 0,4636 ft

(Brownell, 1959)

- Luas penampang dalam (at) = 0,139 ft2



= commercial steel Q 0,744 ft 3 /s   5,353 ft/s at 0,139 ft 2


ρ v D 62,15685,3530,4206    260095,5809 μ 0,0005

Pada NRe = 260095,5809 dan /D =

0,00015 ft = 0,0004 0,4206 ft


(Geankoplis,1993)


= 0,5 1  0


5,3532 2132,174

5,353 2 v2 = 3(0,75) 2(32,174) 2. g c

5,353 2 v2 = 1(2,0) 1 check valve = hf = n.Kf. 2(32,174) 2. g c

= 0,2227 ft.lbf/lbm

= 1,0021 ft.lbf/lbm

= 0,8907 ft.lbf/lbm

ΔL.v 2 Pipa lurus 30 ft = Ff = 4f D.2.g c 2  30  . 5,353 = 4(0,006) 0,1342.2.32,174 


 A = 1  1  A2 = 1  0

= 0,5718 ft.lbf/lbm

2

 v2   2.α.α c

5,3532 2132,174

= 0,4454 ft.lbf/lbm

Total friction loss :  F = 3,1326 ft.lbf/lbm Dari persamaan Bernoulli :





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

dimana :

(Geankoplis,1997)

v1 = v2


P1 = 101,325 kPa = 2116,228 lbf/ft2 P2 = 101,325 kPa = 2116,228 lbf/ft2 Z = 20 ft

32,174ft/s2 20 ft   0  3,1326 ft.lbf/lbm  Ws  0 maka : 0  32,174ft.lbm/lbf.s 2 Ws = - 23,1326 ft.lbf/lbm Effisiensi pompa ,  = 80 % = -  x Wp

Ws - 23,13

= -0,8 x Wp

Wp

= 28,92 ft.lbf/lbm

Daya pompa : P =

= m x Wp

1 hp 75527,5159 lbm/s  28,92 ft.lbf/lbm x 0,453593600 550ft.lbf/ s = 2,4317 Hp

Digunakan daya pompa standar 2 ½ Hp.

15. Tangki Pelarutan Asam Sulfat H2SO4 (TP-03) Fungsi

: Membuat larutan asam sulfat

Bentuk


Bahan konstruksi

: Carbon steel, SA-283, Grade C

Kondisi pelarutan

: Temperatur Tekanan

= 30C = 1 atm

Data : H2SO4 yang digunakan mempunyai konsentrasi 50  ( berat) Laju massa H2SO4

= 4,4885 kg/hari

Densitas H2SO4 (50 %)

= 1028,86 kg/m3 = 64,23 lbm/ft3 (Perry, 1997)


= 30 hari

Faktor keamanan

= 20 

Perhitungan : Ukuran Tangki Volume larutan, Vl 

4,4885 kg/hari  30 hari = 3,1411 m3 1028,86 kg/m 3


Volume tangki, Vt = 1,2  3,1411 m3 = 3,7693 m3 Direncanakan perbandingan diameter dengan tinggi silinder tangki, D:H = 2:3

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

 8 (3,7693)  D=    3,14  3 

(1 / 3)

 1, 4738 m

Maka: D = 1,4738 m H = 2,2107 m 3,769 m 3 = 1,842 m Tinggi larutan H2SO4 dalam tangki = 1 2 π 2,211 4 Tebal Dinding Tangki Tekanan hidrostatik P = x g x l = 1028,86 kg/m3 x 9,8 m/det2 x 1,842 m = 18,5748 kPa Tekanan operasi = 1 atm = 101,325 kPa P = 18,5748 kPa + 101,325 kPa = 119,8998 kPa Faktor kelonggaran = 5 % Maka, Pdesign = (1,05) (119,8998 kPa) = 125,894 kPa = 18,2596 psi Joint efficiency = 0,8

(Brownell, 1959)

Allowable stress = 12650 psi

(Brownell, 1959)

CA (corrosion factor) = 0,125 in Tebal shell tangki: PD  nCa 2SE  1,2P (125,894) (58,022)  +10(0,125) 2(12650)(0,8)  1,2(125,894)  1,30 in

t


Dari tabel 5.4 Brownell & Young, 1979 dipilih tebal tangki standar 1 ¾ in . Tutup terbuat dari bahan yang sama dengan dinding tangki dan ditetapkan tebal tutup 1 ½ in.


: flat six blade turbine with disk


; Da = 1/3 x 1,4738 m = 0,4913 m

E/Da = 1

; E = 0,4913 m

L/Da = ¼

; L = ¼ x 0,4913 = 0,1228 m

W/Da = 1/5

; W = 1/5 x 0,4913 m = 0,0983 m

J/Dt

; J = 1/12 x 1,4738 m = 0,1228 m

= 1/12

Kecepatan pengadukan, N = 1 putaran/det Viskositas H2SO4 5  = 0,012 lbm/ftdetik

(Kirk Othmer, 1967)

Bilangan Reynold, N Re

N Re

ρ N D a 2  μ

(Geankoplis, 1993)

2  64,2311,6117  

0,0023

 72542, 2062

maka perhitungan daya pengadukan menggunakan rumus:

Np =

P. gc .  . N 3 . Da 5

( Geankoplis, 1993 )

Np .  . N 3 . Da 5 P = gc Np = 4 P =

( Geankoplis, 1993 )

4  64,23  (1) 3  (1,6117)5 1  Hp 32,174 550

= 0,1578 Hp Efisiensi motor penggerak = 80  Daya motor penggerak =

0,1578 = 0,197 Hp 0,8


Maka digunakan pompa standar 1/4 Hp.

16. Pompa H2SO4 (PU-09) Fungsi : Memompa larutan asam sulfat dari tangki pelarutan

asam

sulfat ke penukar kation (cation exchanger) Jenis

: pompa sentrifugal

Jumlah

: 1

Data : -

Temperatur

-

Densitas H2SO4 () = 1028,86 kg/m3 = 64,23 lbm/ft3

-

Viskositas H2SO4 () = 0,0042 lbm/ftdetik

-

Laju alir massa (F) = 4,4885 kg/hari


= 30C (Perry, 1997) (Kirk Othmer, 1967)

F 4,4885 lb m /detik   0,00004279 ft 3 /s 3 ρ 64,23 lb m /ft


(Timmerhaus, 1991)


= 0,125 in

- Schedule pipa

= 40

- Diameter dalam (ID) - Diameter luar (OD)

(Brownell, 1959)

= 0,269 in = 0,0224 ft = 0,405 in = 0,0338 ft


= commercial steel

Q 0,00004279 ft 3 /s Kecepatan linier, v    0,1070 ft/s at 0,0004 ft 2 Bilangan Reynold, N Re 

ρ v D 64,230,1070 0,0224   54872,981 μ 0,0042

Pada NRe = 54872,981 dan /D = maka harga f = 0,018

0,00015ft = 0,0067 0,0224ft (Geankoplis,1993)



= 0,5 1  0

0,1070 2 2132,174

0,1070 2 v2 = 3(0,75) 3 elbow 90° = hf = n.Kf. 2(32,174) 2. g c 1 check valve = hf = n.Kf.


0,1070 2 v2 = 1(2,0) 2(32,174) 2. g c

= 8,8941.10-5 ft.lbf/lbm = 26,68.10-5 ft.lbf/lbm

= 0,0003557 ft.lbf/lbm

L.v 2 D.2.g c

= 4(0,006)

30. 0,10702 0,4011.2.32,174 


2


 A1  v2   = 1  A2  2. .g c  0,1070 2 = 1  0 2132,174








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

dimana :

(Geankoplis,1997)

v1 = v2 P 1 = P2 Z = 20 ft

32,174ft/s2 20 ft   0  0,01802ft.lbf/lbm  Ws  0 maka : 0  32,174ft.lbm/lbf.s 2 Ws

= -19,725 ft.lbf/lbm

Effisiensi pompa , = 80 % Ws -19,725

= -  x Wp = -0,8 x Wp


Wp


Daya pompa : P =

= m x Wp 1 hp 4,4885 lbm / s  24,6563 ft.lbf / lbm x 0,453593600 550 ft.lbf / s = 1,23.10-4 Hp


17. Penukar Kation/Cation Exchanger (CE) Fungsi

: Mengurangi kesadahan air

Bentuk

: Silinder tegak dengan alas dan tutup ellipsoidal

Bahan konstruksi : Carbon steel, SA-283, grade C Kondisi

:

Temperatur = 30C Tekanan

= 1 atm

Data : Laju massa air

= 75527,5159 kg/jam

Densitas air

= 995,68 kg/m3 = 62,16 lbm/ft3

(Perry, 1997)

Kebutuhan perancangan = 1 jam Faktor keamanan

= 20 

Perhitungan : Ukuran Cation Exchanger Q=

F 75527,5159  75,855 m 3 /jam  2679,19 ft 3 /jam =  995,680

Dari Tabel 12.4, The Nalco Water handbook, diperoleh : : - Diameter penukar kation

= 6 ft = 1,8288 m

- Luas penampang penukar kation = 28,3 ft2 Tinggi resin dalam cation exchanger = 2,5 ft = 0,762 m Faktor keamanan

= 20 %

Tinggi silinder

= 1,2 x 2,5 ft = 3 ft = 0,9144 m

Diameter tutup = diameter tangki

= 6 ft

= 1,8288 m D:H

= 4 :1


Tinggi tutup

=

1 1,8288 = 0,4572 m 4

Sehingga, tinggi Cation Exchanger = 0,9144 m + 2(0,4572) m = 1,8288 m

Tebal Dinding Tangki Tekanan hidrostatis

= ρxgxh = 995,68 x 9,8 x 0,762 m = 7,4354 kPa

Maka, Poperasi

= 7,4354 kPa + 101,325 kPa = 108,7604 kPa

Faktor kelonggaran

=5%

Maka Pdesign

= (1,05) 108,7604 = 114,1985 kPa



Allowable stress = 12,650 psi = 87218,7140 kPa


CA (corrosion factor) = 0,125 in Tebal shell tangki: PD  nCa 2SE  1,2P (114,1985) (0,6096)   10(0,125) 2(87218,7140)(0,8)  1,2(114,1985)  1,3 in

t

Tebal shell standar yang digunakan adalah 1 ½ in (Brownell & Young, 1979)

18. Pompa Cation Exchanger -02 (PU-10) Fungsi

: memompa air dari cation exchanger ke anion exchanger

Jenis

: pompa sentrifugal

Jumlah

: 1


Temperatur

= 30C

-

Densitas air ()

= 995,68 kg/m3 = 62,1568 lbm/ft3

-


Laju alir massa (F)

(Perry, 1997) (Perry, 1997)

= 75527,5159 kg/jam = 46,2529 lbm/detik





(Timmerhaus, 1991)


= 5 in

(Brownell, 1959)

- Schedule pipa

= 40


= 5,047 in = 0,4206 ft


= 5,563 in = 0,4636 ft

- Luas penampang dalam (at) = 0,139 ft2 - Bahan konstruksi Kecepatan linier, v 



ρ v D 62,15685,3530,4206    260095,5809 μ 0,0005

Pada NRe = 260095,5809 dan /D =

0,00015 ft = 0,0004 0,4206 ft


(Geankoplis,1993)


= 0,5 1  0


5,3532 2132,174

5,353 2 v2 = 3(0,75) 2(32,174) 2. g c



5,353 2 v2 = 1(2,0) 2(32,174) 2. g c

= 0,2227 ft.lbf/lbm

= 1,0021 ft.lbf/lbm

= 0,8907 ft.lbf/lbm

ΔL.v 2 D.2.g c


= 4(0,006)


30 . 5,3532 0,1342.2.32,174 

 A = 1  1  A2 = 1  0

= 0,5718 ft.lbf/lbm

2

 v2   2.α.α c

5,3532 2132,174

= 0,4454 ft.lbf/lbm






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

dimana :

(Geankoplis,1997)

v1 = v2 P1 = 101,325 kPa = 2116,228 lbf/ft2 P2 = 101,325 kPa = 2116,228 lbf/ft2 Z = 20 ft

maka : 0 

32,174ft/s2 20 ft   0  3,1326 ft.lbf/lbm  Ws  0 32,174ft.lbm/lbf.s 2

Ws = - 23,1326 ft.lbf/lbm Effisiensi pompa ,  = 80 % = -  x Wp

Ws - 23,13

= -0,8 x Wp

Wp

= 28,92 ft.lbf/lbm

Daya pompa : P =

= m x Wp



19.Tangki NaOH (TP-04) Fungsi

: Tempat membuat larutan NaOH

Bentuk


Bahan konstruksi : Carbon steel, SA-283, Grade C Jumlah

:1

Kondisi operasi

: Temperatur = 30 0C


Tekanan

= 1 atm

A. Volume tangki Laju alir massa NaOH

= 1,2940 kg/jam

Waktu regenerasi

= 24 jam

NaOH yang dipakai berupa larutan 50 % (% berat) Densitas larutan NaOH 50% (T=300 C) = 1518,1 kg/m3 = 94,7724 1lbm/ft3 (Perry,1997) Kebutuhan perancangan = 30 hari Volume larutan, (V1)

=

1,2940 kg/jam  30 hari x 24 jam/hari 1518,1 kg/m 3


= 20%, maka :

Volume tangki

= 1,2 x 0,6137 m3 = 0,7364 m3

B. Diameter dan tebal tangki -

Volume silinder tangki (Vs) Vs =

π Di 2 Hs 4


Dimana

: Di

= Diameter dalam silinder (ft)

Hs

= Tinggi tangki silinder (ft)

Vs

Ditetapkan : Perbandingan tinggi tangki dengan diameter tangki Hs : Di = 3 : 2

Maka :

Vs

2 3 Di ( Di ) 3 3 Di 2 =  4 8

Di

 8  0,7364  =   3,14  3 

Hs

= 1,282 m

-

Tinggi cairan dalam tangki =

-

P Hidrostatis = ρ x g x h

(1 / 3)

 0,8552 m

volume cairan 0,6137   1,0690 m 3,14 3,14 2 2 D  0,8552 4 4


= Vo

=1518,1 kg/m3 x 9,8 m/s2 x 1,0690 m = 15,9035 kPa P operasi

= 1 atm = 101,325 kPa

P = 15,9035 kPa + 101,325 kPa = 117,2285kPa = 17,0026 psi Faktor keamanan untuk tekanan = 5% P desain = (1+0,05) 17,0026 psi = 17,8527 psi = 123,0899kPa -

Direncanakan digunakan bahan konstruksi Carbon steel SA-283, Grade C. Dari Brownell & Young, item 4, Apendix D, 1979, diperoleh data :



Allowable working stress (s) = 12650 psi = 87218,714 kPa



Efisiensi sambungan (E)

= 0,8



Faktor korosi

= 0,125 in/tahun



Tebal dinding silinder tangki : t=

PD + nCa 2SE  1,2P

t=

(123,0899)(0,8552)  10( 0,125) 2(87218,7140)(0,8)  1,2(123,0899)

t = 4,9510 in Dari Tabel 5.4 Brownell & Young, 1979, dipilih tebal tangki standar 5 in

B. Daya Pengaduk Jenis pengaduk : flat 6 blade turbin impeler Jumlah buffle : 4 buah Untuk turbin standar (McCabe, 1993), diperoleh: Da/Dt = 1/3 ; Da = 1/3 x 0,8552 m = 0,2851 m E/Da = 1

; E = 0,2851 m

L/Da = ¼

; L = ¼ x 0,2851 = 0,0713 m

W/Da = 1/5 ; W = 1/5 x 0,2851 m = 0,0570 m J/Dt

= 1/12 ; J = 1/12 x 0,8552 m = 0,0713 m

Dimana : 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 NaOH 50  = 0,0437 lbm/ftdetik

(Perry, 1907)

Bilangan Reynold,

ρN(Da) 2 μ

NRe =

94,772410,28512 =

=

0,0437

1897,7105

Dari table 9-2, McCabe, 1999, untuk NRe < 10.000 diperoleh KT = 0,32 sehingga P =

K T N 3 Di 5  gc

=

(0,32)(1) 3 (0,9352) 5 (94,772) 32,174(550)

= 0,0012 Hp Efisiensi motor penggerak = 80% Daya motor penggerak =

0,0012 = 0,001533 Hp 0,8

Maka digunakan pengaduk dengan daya 1/20 Hp.

20. Pompa NaOH (PU-11) Fungsi

: memompa larutan natrium hidroksida dari tangki pelarutan natrium hidroksida ke penukar anion (anion exchanger)

Bahan konstruksi : commercial steel Kondisi operasi: Temperatur

= 30C

Densitas NaOH ()

= 1518,1 kg/m3 = 94,7724 lbm/ft3

Viskositas NaOH()

= 0,0437 lbm/ftdetik (Kirk Othmer, 1967)

Laju alir massa (F)

= 1,2940 kg/jam = 0,0008 lbm/detik


(Perry, 1997)

F 0,0008 lb m /detik   8,361 10 6 ft 3 /s 3 ρ 94,7724 lb m /ft


(Timmerhaus, 1991)


= 3,9  (8,361.10-6)0,45 (94,772)0,13 = 0,0366 in Digunakan pipa dengan spesifikasi: - Ukuran pipa nominal

= 0,125 in

- Schedule pipa

= 40


= 0,269 in = 0,0224 ft


= 0,405 in = 0,0338 ft

(Brownell, 1959)


= commercial steel

Q 8,361  10 6 ft 3 /s Kecepatan linier, v    0,0209 ft/s at 0,0004 ft 2


ρ v D 94,7720,0209 0,0224   29873,15 μ 0,0042

Pada NRe = 29873,15 dan /D =

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


(Geankoplis,1993)


= 0,5 1  0

0,0209 2 2132,174

0,0209 2 v2 = 3(0,75) 3 elbow 90° = hf = n.Kf. 2(32,174) 2. g c 1 check valve = hf = n.Kf.


0,0209 2 v2 = 1(2,0) 2(32,174) 2. g c

= 3,3951.10-6 ft.lbf/lbm = 1,0185.10-5 ft.lbf/lbm = 1,3580.10-5 ft.lbf/lbm

L.v 2 D.2.g c

= 4(0,006)

30. 0,02092 0,4011.2.32,174 


2


 A  v2 = 1  1  A2  2. .g c 


0,0209 2 = 1  0 2132,174 Total friction loss :  F







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

dimana :

(Geankoplis,1997)

v1 = v2 P 1 = P2 Z = 20 ft

maka : 0 

32,174ft/s2 20 ft   0  0,0065ft.lbf/lbm  Ws  0 32,174ft.lbm/lbf.s 2 Ws

= -20,452 ft.lbf/lbm


Ws -20,452

= -0,8 x Wp

Wp

= 25,563 ft.lbf/lbm

Daya pompa : P =

= m x Wp 1 hp 1,2940 lbm / s  25,565 ft.lbf / lbm x 0,453593600 550 ft.lbf / s = 3,6833.10-5 Hp


21.Penukar Anion (anion exchanger) Fungsi

: Mengikat anion yang terdapat dalam air umpan ketel

Bentuk

: Silinder tegak dengan tutup atas dan bawah elipsoidal

Bahan konstruksi Jumlah Kondisi

: Carbon steel SA-283, Grade C

:1 :

Temperatur = 30C Tekanan

= 1 atm

Data : Laju massa air

= 75527,5159 kg/jam

Densitas air

= 995,68 kg/m3 = 62,16 lbm/ft3

(Perry, 1997)


Kebutuhan perancangan = 1 jam Faktor keamanan

= 20 

Perhitungan : Ukuran anion Exchanger Q=

F 75527,5159  75,855 m 3 /jam  2679,19 ft 3 /jam =  995,680

Dari Tabel 12.4, The Nalco Water handbook, diperoleh : : - Diameter penukar kation

= 6 ft = 1,8288 m

- Luas penampang penukar kation = 28,3 ft2 Tinggi resin dalam anion exchanger = 2,5 ft = 0,762 m Faktor keamanan

= 20 %

Tinggi silinder

= 1,2 x 2,5 ft = 3 ft = 0,9144 m

Diameter tutup = diameter tangki

= 6 ft

= 1,8288 m D:H

= 4 :1

Tinggi tutup

=

Sehingga, tinggi anion Exchanger

= 0,9144 m + 2(0,4572) m

1 1,8288 = 0,4572 m 4

= 1,8288 m

Tebal Dinding Tangki Tekanan hidrostatis

= ρxgxh = 995,68 x 9,8 x 0,762 m = 7,4354 kPa

Maka, Poperasi

= 7,4354 kPa + 101,325 kPa = 108,7604 kPa

Faktor kelonggaran

=5%

Maka Pdesign

= (1,05) 108,7604 = 114,1985 kPa



Allowable stress = 12,650 psi = 87218,7140 kPa


CA (corrosion factor) = 0,125 in Tebal shell tangki:


PD  nCa 2SE  1,2P (114,1985) (0,6096)   10(0,125) 2(87218,7140)(0,8)  1,2(114,1985)  1,3 in

t

Tebal shell standar yang digunakan adalah 1 ½ in (Brownell & Young, 1979)

22. Pompa Anion Exchanger (PU-12) Fungsi

: memompa air dari anion exchanger ke deaerator

Jenis

: pompa sentrifugal

Jumlah

: 1


Temperatur

= 30C

-

Densitas air ()

= 995,68 kg/m3 = 62,1568 lbm/ft3

-



(Perry, 1997) (Perry, 1997)

= 75527,5159 kg/jam = 46,2529 lbm/detik



(Timmerhaus, 1991)


= 5 in

- Schedule pipa

= 40


= 5,047 in = 0,4206 ft


= 5,563 in = 0,4636 ft

(Brownell, 1959)




ρ v D 62,15685,3530,4206    260095,5809 μ 0,0005


Pada NRe = 260095,5809 dan /D =

0,00015 ft = 0,0004 0,4206 ft


(Geankoplis,1993)


= 0,5 1  0


5,3532 2132,174

5,353 2 v2 = 2(0,75) 2(32,174) 2. g c



5,353 2 v2 = 1(2,0) 2(32,174) 2. g c

= 0,6680 ft.lbf/lbm

= 0,8907 ft.lbf/lbm

ΔL.v 2 D.2.g c

2  20 . 5,353 = 4(0,004) 0,4206 .2.32,174


= 0,2227 ft.lbf/lbm

 A = 1  1  A2 = 1  0

= 0,3812 ft.lbf/lbm

2

 v2   2.α.α c

5,353 2 2132,174 








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

dimana :

(Geankoplis,1997)



maka : 0 



Ws - 22,60 Wp

= -0,8 x Wp = 28,26 ft.lbf/lbm

Daya pompa : P

= m x Wp =


= 2,37 Hp Digunakan daya pompa standar 2 ½ Hp.

23. Pompa Tangki Utilitas -01 (PU-14) Fungsi

: memompa air dari tangki utilitas ke menara pendingin

Jenis

: pompa sentrifugal

Jumlah

: 1


Temperatur

= 30C

-

Densitas air ()

= 995,68 kg/m3 = 62,16 lbm/ft3

(Perry, 1997)

-


(Perry, 1997)

Laju alir massa (F)

= 4854,052 kg/jam = 2,972 lbm/detik


F 2,972 lb m /detik  = 0,0478 ft3/s 3 ρ 62,16 lb m /ft


(Timmerhaus, 1980)

= 3,9  (0,0478)0,45 (62,16)0,13 = 1,698 in Digunakan pipa dengan spesifikasi: -

Ukuran pipa nominal

= ¾ in

-

Schedule pipa

= 40

-

Diameter dalam (ID)

= 0,824 in = 0,0687 ft

-

Diameter luar (OD)

= 1,05 in = 0,0875 ft

( Brownell, 1980)


-

Luas penampang dalam (at)

= 0,0037 ft2

-

Bahan konstruksi

= commercial steel


Q 0,0478 ft 3 /s   12,920 ft/s at 0,0037 ft 2


ρ v D 62,16  12,92  0,0687    102490,537 μ 0,0005

Pada NRe = 6831,59 dan /D =

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


(Geankoplis,1991)


= 0,5 1  0


 v2   2.g c

0,12,920 2 2132,174 

12,920 2 v2 = 2(0,75) 2(32,174) 2. g c

12,920 2 v2 1 check valve = hf = n.Kf. = 1(2,0) 2(32,174) 2. g c Pipa lurus 50 ft = Ff = 4f

= 1,297 ft.lbf/lbm

= 3,891 ft.lbf/lbm

= 5,1886 ft.lbf/lbm

L.v 2 D.2.g c

= 4(0,0043)

50. 12,920 2 0,4801.2.32,174 

= 36,269 ft.lbf/lbm

2


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

12,920 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 = 17 ft

32,174ft/s 2 17 ft   0 ft.lbf/lbm  49,24 ft.lbf/lbm  Ws  0 32,174ft.lbm/lbf.s 2

maka : 0 

Ws = - 66,24 ft.lbf/lbm Effisiensi pompa , = 80 % = -  x Wp

Ws -66,24

= -0,8 x Wp

Wp

= 82,80 ft.lbf/lbm

Daya pompa : P

= m x Wp =


= 0,4475 Hp Digunakan daya pompa standar ½Hp.

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

: Mendinginkan air dari temperatur 43,33 oC menjadi 30oC

Jenis

: Mechanical draft cooling tower

Bahan konstruksi

: Carbon steel

Jumlah

: 1 unit

Kondisi operasi : Suhu air masuk menara (TL2)

= 43,333C

= 110 F

Suhu air keluar menara (TL1)

= 30C

= 86F

Suhu udara (TG1)

= 30 C

= 86 F

Dari Gambar 12-4 Perry, 1999, diperoleh suhu wet bulb, Tw = 104 F. Dari kurva kelembaban, diperoleh H = 0,0125 kg uap air/kg udara kering Dari Gambar 12-4 Perry, 1999, diperoleh konsentrasi air = 1,7 gal/ft2menit Densitas air (43,333C)

= 990,784 kg/m3

Laju massa air pendingin

= 171697,8744 kg/jam

Laju volumetrik air pendingin = 171697,8744 / 990,784

= 173,29 m3/jam

Kapasitas air, Q = 173,29 m3/jam  264,17 gal/m3 / (60 menit/jam) = 762,988 gal/menit


Faktor keamanan : 20 % Luas menara, A = 1,2 × (kapasitas air/konsentrasi air) = 1,2 × (762,988 gal/menit) / (1,7 gal/ft2 menit) = 538,5803 ft2 Laju alir air tiap satuan luas (L) =

(171697,874 kg/jam).(1 jam).(538,5803 ft) 2 (171697,874 ft 2 ).(3600 s).(1m 2 )

= 0,14 kg/s m2 Perbandingan L : G direncanakan = 5 : 6 Laju alir gas tiap satuan luas (G) = 0,12 kg/s m2

Tinggi menara : Dari Persamaan 9.3-8 Geankoplis, 1997 : Hy1 = (1,005 + 1,88 × 0,01).103 (30 – 0) + 2,501 106 (0,01) Hy1 = 55724 J/kg Dari Persamaan 10.5-2, Geankoplis, 1997 : 0,841 (Hy2 – 55724) = 0,701 (4,187.103).(43,333 – 30) Hy2 = 122699,25 J/kg 600,0000 500,0000

entapi.10^-3

400,0000 garis kesetimbangan

300,0000

garis operasi

200,0000 100,0000 0,0000 10,0000

30,0000

50,0000

70,0000

suhu

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


Ketinggian menara, z =

G M  kG  a

Hy 2

dHy Hy *  Hy Hy1

(Geankoplis, 2003)



Tabel L.D.1 Perhitungan Entalpi dalam Penentuan Tinggi Menara Pendingin hy 150 170 210 245

hy* 180 220 330 462

1/(hy*-hy) 0,0333 0,0200 0,0083 0,0046

0,0350

0,0300

1/(hy*-hy)

0,0250

0,0200 0,0150

0,0100

0,0050

0,0000 100,0000 150,0000 200,0000 250,0000 300,0000 hy

Gambar L.D.3 Kurva Hy terhadap 1/(Hy*– Hy)

Luas daerah di bawah kurva dari pada Gambar L.D.3 ;

Hy 2



Hy1

dHy Hy * Hy

= 0,62561

Estimasi kG.a = 2,06 10-8 kg.mol /s.m3 (Geankoplis, 1997). Tinggi menara , Z =

0,841  0,62561 = 4,156 m 29  2,06.108  1,013.105

Diambil performance menara 90 %, maka dari Gambar 12-15 Perry, 1999, diperoleh tenaga kipas 0,03 Hp/ft2. Daya menara = 0,03 Hp/ft2  35,99 ft2 = 1,45 hp Digunakan daya standar 1 ½ hp 25. Pompa Menara Pendingin Air (PU-15)


Fungsi

: memompa air pendingin dari menara pendingin air untuk didistribusikan

Jenis

: pompa sentrifugal

Jumlah

: 1

Bahan konstruksi : commercial steel

Kondisi operasi: -

Temperatur

= 30C

-

Densitas air ()

= 995,68 kg/m3 = 62,16 lbm/ft3

(Perry, 1997)

-


(Perry, 1997)

Laju alir massa (F)

= 4854,052 kg/jam = 2,972 lbm/detik


F 2,972 lb m /detik  = 0,0478 ft3/s 3 ρ 62,16 lb m /ft


(Timmerhaus, 1980)

= 3,9  (0,0478)0,45 (62,16)0,13 = 1,6985 in Digunakan pipa dengan spesifikasi:

-

-Ukuran pipa nominal

= 4 in

- Schedule pipa

= 40


= 4,026 in = 0,3535 ft


= 4,5 in = 0,375 ft

- Luas penampang dalam (at)

= 0,0884 ft2

Bahan konstruksi Kecepatan linier, v 

( Brownell, 1980)



ρ v D 62,16  0,5410  0,3355   20967,162 μ 0,0005

Pada NRe = 1274,5334 dan /D = maka harga f = 0,00450

0,00015 ft = 0,0004 0,3355 ft (Geankoplis,1991)

Friction loss :


 A 1 Sharp edge entrance= hc = 0,5 1  2 A1 

= 0,5 1  0


 v2   2.g c

0,5410 2 2132,174 

0,5410 2 v2 = 2(0,75) 2(32,174) 2. g c



0,5410 2 v2 = 1(2,0) 2(32,174) 2. g c

= 0,0023 ft.lbf/lbm

= 0,0068 ft.lbf/lbm

= 0,0091 ft.lbf/lbm

L.v 2 D.2.g c

2  50  . 0,5410  = 4(0,0043) 0,4801.2.32,174 

= 0,0190 ft.lbf/lbm

2


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

0,5410 2 2132,174 








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

(Geankoplis,1997)


32,174ft/s 2 30 ft   0 ft.lbf/lbm  0,0417 ft.lbf/lbm  Ws  0 32,174ft.lbm/lbf.s 2 Ws = - 30,0417 ft.lbf/lbm


Ws -30,0417

= -0,8 x Wp

Wp

= 37,55 ft.lbf/lbm

Daya pompa : P

= m x Wp =



= 0,2030 Hp Digunakan daya pompa standar ½ Hp.

26. Tangki Pelarutan Kaporit (TP-05) Fungsi

: Tempat membuat larutan klorin untuk proses klorinasi air domestik

Bentuk


Bahan konstruksi

: Carbon Steel, SA–283, Grade C

Jumlah

:1

Kondisi operasi

: Temperatur = 30 0C Tekanan

= 1 atm

A. Volume tangki Kaporit yang digunakan

= 2 ppm

Kaporit yang digunakan berupa larutan 70% (% berat) Laju massa kaporit

= 0,0032 kg/jam

Densitas larutan kaporit (70 %)

= 1272 kg/m3 = 79,4082 lbm/ft3

(Perry,

1997) Kebutuhan perancangan Volume larutan, (V1) =

= 3 bulan = 90 hari

0,0032 kg/jam  24jam/hari  9 0 hari 1272 kg/m 3


= 20%, maka :

Volume tangki

= 1,2 x 0,0054 m3 = 0,0065 m3


Volume silinder tangki (Vs)

π Di 2 Hs Vs = 4

(Brownell & Young, 1959) Dimana Di

:



Vs

Hs


Ditetapkan : Perbandingan tinggi tangki dengan diameter tangki Hs : Di = 3 : 2 Maka : Vs

3Di 3 8

=

 8  0,0065  Di     3  3,14 

(1 / 3)

Di = 0,1763 m = 0,5784 ft Hs = 0,2644 m = 0,867 ft -

Tinggi cairan dalam tangki Volume tangki

= 0,0065 m3

Volume cairan

= 0,0054 m3

Diameter tangki

= 0,1763 m


-

volume cairan 0,0054   0,2204 m 3,14 luas permukaan 2  0,1782 4

P Hidrostatis =  x g x h = 1272 kg/m3 x 9,8 m/s2 x 0,2204 = 2,7469 kPa = 0,3984 psi Faktor keamanan untuk tekanan = 5% P desain

= 1,05 x (2,7469 + 101,325) = 109,2755 kPa

-

Direncanakan digunakan bahan konstruksi Carbon steel, SA-283, grade C. Dari Brownell & Young, item 4, Apendix D, 1979, diperoleh data :



Allowable working stress (s) = 12650 psi




= 0,8



Faktor korosi

= 1/8 in/tahun

(Timmerhaus, 1980)


PD +nCa 2SE  1,2P


t=

(109,367)(6,94) +10(0,125) 2(87218,714)(0,8)  1,2(109,367)

t = 0,13 in Dari Tabel 5.4 Brownell & Young, 1979, dipilih tebal tangki standar 1/4 in C. Daya Pengaduk tipe pengaduk : marine propeller dengan jarak pitch = Di Dt/Da = 3, Baffle = 4

(McCabe, 1985)

Dt

= 0,1763 m

= 0,5784 ft

Da

= 0,0588 m

= 0,1928 ft

Kecepatan pengadukan, N

= 1 rps

Viskositas kaporit 70% = 6,7197. 10-4 lbm/ft.det

(Kirk Othmer, 1967)

Bilangan Reynold, NRe

=

=

ρN(Da) 2 μ

(79,4088)(1)(0,1928) 2 = 36392,1263 6,7197.10  4

Dari table 9-2, McCabe, 1999, untuk NRe > 10.000 diperoleh KL = 71 (turbine, six flat blade) sehingga P

K L N 3 Da 5 ρ = gc =

(71)(1) 3 (0,1928) 5 (79,4088) 32,174(550)

= 8,48x10-5 Hp Efisiensi motor penggerak Daya motor penggerak

=

= 80%

0,00008 = 0,0001 Hp 0,8


27. Pompa Kaporit (PU-16) Fungsi : memompa larutan kaporit dari tangki pelarutan kaporit ke tangki utilitas-02 Data design: -

Temperatur

= 30C


-

Densitas kaporit () = 1189, kg/m3 = 74,229 lbm/ft3

-

Viskositas kaporit () = 6,719710-4 lbm/ftdetik

-

Laju alir massa (F)

= 0,0032 kg/jam = 2,002.10-6 lbm/detik


F 2,002.10 -6 lb m /detik   2,6117.10 -8 ft 3 /s ρ 74,229 lb m /ft 3

(Perry, 1997) (Perry, 1997)


(Timmerhaus, 1991)

= 3,9  ( 2,6117.10 -8 )0,45 (74,229)0,13 = 0,0026 in Digunakan pipa dengan spesifikasi: - Ukuran pipa nominal

= 0,125 in

- Schedule pipa

= 40

-

Diameter dalam (ID)

= 0,269 in = 0,0224 ft

-

Diameter luar (OD)

= 0,405 in = 0,0338 ft

-

Luas penampang dalam (at) = 0,0004 ft2


(Brownell, 1959)

= commercial steel Q 2,6117.10 -8 ft 3 /s   6,6208.10 8 ft/s at 0,0004 ft 2






ρ v D 74,229  6,6208.10 -8 0,0224   243,9753 μ 6,7197.10 -4

Pada NRe = 243,9753 dan /D =

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


(Geankoplis,1993)


 v2   2.g c 2

6,6208.10 8 = 0,5 1  0 2132,174

= 6,812.10-11 ft.lbf/lbm


6,6208.10 8 v2 2 elbow 90° = hf = n.Kf. = 2(0,75) 2(32,174) 2. g c

2

= 1,021.10-10 ft.lbf/lbm 2



6,6208.10 8 v2 = 1(2,0) = 1,362.10-10 ft.lbf/lbm 2(32,174) 2. g c

L.v 2 D.2.g c

= 4(0,004)

70.6,6208.10 8 2 0,3355.2.32,174

= 2,391.10-8 ft.lbf/lbm

2


 A1  v2  = 1  A2  2. .g c  2

6,6208.10 8 = 1  0 2132,174

= 1,362.10-10 ft.lbf/lbm = 2,435.10-8 ft.lbf/lbm

Total friction loss :  F Dari persamaan Bernoulli :





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

(Geankoplis,1997)


32,174ft/s 2 20 ft   21,7698  2,435.10 -8 ft.lbf/lbm  Ws  0 32,174ft.lbm/lbf.s 2 Ws

= - 41,7698 ft.lbf/lbm


Ws -41,7698 Wp

= -0,8 x Wp = 52,213 ft.lbf/lbm

Daya pompa : P

= m x Wp =

1 hp 0,0032 lbm/s  52,213 ft.lbf/lbm x 0,453593600 550 ft.lbf/s

= 1,84.10-7 Hp Digunakan daya pompa standar 1/20 Hp.


28. Pompa Tangki Utilitas -01 (PU-07) Fungsi

: memompa air dari tangki utilitas-01 ke tangki utilitas -02

Jenis

: pompa sentrifugal

Jumlah

: 1


Temperatur

= 30C

-

Densitas air ()

= 995,68 kg/m3 = 62,1568 lbm/ft3

-



(Perry, 1997) (Perry, 1997)

= 75527,5159 kg/jam = 46,2529 lbm/detik



(Timmerhaus, 1991)


= 5 in

- Schedule pipa

= 40


= 5,047 in = 0,4206 ft


= 5,563 in = 0,4636 ft

(Brownell, 1959)




ρ v D 62,15685,3530,4206    260095,5809 μ 0,0005

Pada NRe = 260095,5809 dan /D =

0,00015 ft = 0,0004 0,4206 ft


(Geankoplis,1993)

Friction loss :  A2  v 2   1 Sharp edge entrance= hc = 0,5 1  A 1  2 . g c 


5,3532 = 0,5 1  0 2132,174 3 elbow 90° = hf = n.Kf.

5,353 2 v2 = 3(0,75) 2(32,174) 2. g c



5,353 2 v2 = 1(2,0) 2(32,174) 2. g c

= 1,0021 ft.lbf/lbm

= 0,8907 ft.lbf/lbm

ΔL.v 2 D.2.g c

2  30  . 5,353 = 4(0,006) 0,1342.2.32,174 


= 0,2227 ft.lbf/lbm

 A = 1  1  A2 = 1  0

= 0,5718 ft.lbf/lbm

2

 v2   2.α.α c

5,3532 2132,174

= 0,4454 ft.lbf/lbm






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

dimana :

(Geankoplis,1997)


maka : 0 



Ws - 23,13 Wp Daya pompa : P

= -0,8 x Wp = 28,92 ft.lbf/lbm = m x Wp


=



29. Tangki Utilitas – 02 (TU-02) Fungsi

: Menampung air dari tangki utilitas 1 untuk keperluan air domestik

Bentuk


Bahan konstruksi : Carbon steel, SA-283, Grade C. Jumlah

:1

Kondisi operasi


= 1 atm

A. Volume tangki Laju alir massa air

= 1108 kg/jam

Densitas air ()

= 995,68 kg/m3 = 62,16 lbm/ft3 (Perry, 1997)

Tangki dirancang untuk kebutuhan selama 1 hari Volume air, (Va)

=

1108 kg/jam x 24 jam/hari 995,68 kg/m 3

= 26,707 m3/hari Faktor keamanan tangki

= 20%, maka :

Volume tangki

= 1,2 x 26,707 m3 = 32,048 m3



π Di 2 Hs 4

(Brownell & Young, 1959) Dimana

:

Di


Hs


Ditetapkan : Perbandingan tinggi tangki dengan diameter tangki = Hs : Di = 3 : 4


Vs



Di

 16  32,048  =   3  3,14 

Hs

= 2,842 m

Maka :

-



Vs

Di 2 3 Di 4 = 4

(1 / 3)

= 3,789 m

Tinggi cairan dalam tangki Volume silinder

= 33,048 m3

Volume cairan

= 26,707 m3

Diameter silinder

= 3,83= 3,789 m


volume cairan x tinggi tangki 26,707 x 2,842  volume tangki 32,048 = 2,368 m

P Hidrostatis =  x g x h = 995,680 x 9,8 x 2,368 = 23,1128 kPa Poperasi

= 23,1128 kPa + 101,325 kPa = 124,4378 kPa

Faktor keamanan untuk tekanan = 5% P desain

= 1,05 x 124,4378 kPa = 130,659

-

Direncanakan digunakan bahan konstruksi carbon steel, SA-283, Grade C. Dari Brownell & Young, item 4, Apendix D, 1979, diperoleh data :





Allowable working stress (s) = 12650 psi




= 0,8

Faktor korosi = 1/8 in

(Timmerhaus, 1980)


PD +nCa 2SE  1,2P

t=

(130,659 )(3,78) + 10(0,125)= 0,1286 in 2(87218,71)(0,8)  1,2(130,659)

Dari Tabel 5.4 Brownell & Young, 1979, dipilih tebal tangki standar ½ in.

30. Pompa Domestik (PU-17) Fungsi

: memompa air dari Tangki Utilitas -02 ke kebutuhan domestik


Jenis

: pompa sentrifugal

Jumlah

: 1


Temperatur

= 30C

-

Densitas air ()

= 995,68 kg/m3 = 62,16 lbm/ft3

-


(Perry, 1997) (Perry, 1997)

Laju alir massa (F)

= 1108 kg/jam = 0,6785 lbm/detik


F 0,6785 lb m /detik   0,0109ft 3 /s 3 ρ 62,16 lb m /ft


(Timmerhaus, 1991)

= 3,9  (0,0109)0,45 (62,16)0,13 = 0,8737 in Digunakan pipa dengan spesifikasi: - Ukuran pipa nominal

= 1 in

(Geankoplis, 1993)

- Schedule pipa

= 40


= 1,049 in = 0,0874 ft


= 1,315 in = 0,1096 ft




ρ v D 62,161,81940,0874   18372,898 μ 0,0005

Pada NRe = 18794,826 dan /D =

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


(Geankoplis,1993)


= 0,5 1  0

1,8194 2 2132,174 

= 0,0257 ft.lbf/lbm


1,8194 2 v2 2 elbow 90° = hf = n.Kf. = 2(0,75) 2(32,174) 2. g c 1 check valve = hf = n.Kf.


1,8194 2 v2 = 1(2,0) 2(32,174) 2. g c

= 0,0772 ft.lbf/lbm

= 0,1029 ft.lbf/lbm

L.v 2 D.2.g c

= 4(0,0042)

60 . 1,81942 0,0874 .2.32,174 

= 2,1184 ft.lbf/lbm

2


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

1,8194 2 2132,174 








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

(Geankoplis,1997)


32,174ft/s 2 30 ft   0  2,3756 ft.lbf/lbm  Ws  0 32,174ft.lbm/lbf.s 2 Ws

= - 32,3756 ft.lbf/lbm


Ws - 32,3756 Wp

= -0,8 x Wp = 40,4696 ft.lbf/lbm

Daya pompa : P

= m x Wp =

1 hp 1108 lbm/s  40,4696 ft.lbf/lbm x 0,453593600 550 ft.lbf/s = 0,0499 Hp


31. Deaerator (DE)


Fungsi

: Menghilangkan gas-gas yang terlarut dalam air umpan ketel

Bentuk

: Silinder horizontal dengan kedua tutup samping elipsoidal

Bahan konstruksi : Carbon steel SA-283, Grade C Jumlah

:1

Kondisi operasi


= 1 atm

A. Volume tangki Laju alir massa air

= 82059,9953 kg/jam

Densitas air ()

= 995,68 kg/m3 = 62,1586 lbm/ft3 (Perry, 1997)

Faktor keamanan tangki

= 20%, maka

Volume air, Va

=

Faktor keamanan tangki

= 20%, maka :

Volume tangki

= 1,2 x 82,416 m3

82059,995 kg/jam = 82,416 m3/jam 3 995,68 kg/m

= 98,899 m3 = 3493,1050 ft3 B. Diameter dan tebal tangki -


π Di 2 Hs 4

(Brownell & Young, 1959) Dimana

Ditetapkan

:

Di


Hs


: Perbandingan tinggi tangki dengan diameter tangki Hs : Di = 3 : 2

Maka : Vs





3 Di 2 3 Di 3 Di 2 = = 4 8

- Volume tutup tangki (Vh) Ditetapkan : perbandingan tinggi tutup dengan diameter (Hh : Di) = 1 :4

π Di Vh  24 Volume tangki

3

= Volume shell + volume head


Vs

 10 π0 Vt    24

i

  

1 3

1

Di

 24  Vt  3 =   4,228 m  10  3,14 

Hs = 6,34 m

Tinggi head

= ¼ (Di)

Tinggi total

= 7,399 m

= 1,057

Tinggi cairan dalam tangki Volume silinder

= 98,899 m3

Volume cairan

= 82,416 m3

Tinggi silinder

= 7,399 m

Tinggi cairan dalam tangki

=

volume cairan x tinggi silinder volume silinder

=

(82,416)(7,399) (98,899)

= 5,285 m = xgxh

P Hidrostatis

= 995,680 x 9,8 x 5,285 = 51,572 kPa = 0,8595 psi Faktor keamanan untuk tekanan = 5% P operasi

= 51,5772 +101,325 = 152,897 kPa

Pdesain

= 1.05 x 152,897 = 160,542 kPa

- Bahan yang digunakan adalah Carbon steel SA-283, Grade C : Efisiensi sambungan, E = 0,8 Allowable stress, S

= 12650


Faktor korosi, C

= 0,125

(Timmerhaus, 1980)

t

=

PD + nCa SE 1,2 P

t

=

(160,542)(4,228) +10(0,125) 2(12650)(0,8)  1,2160,542 


= 0,2549 in Dari Tabel 5.4 Brownell & Young, 1979, dipilih tebal tangki standar 1/2 in. Tutup terbuat dari bahan yang sama dengan dinding tangki dan ditetapkan tebal tutup 1/2 in.

32. Pompa Waste Heat Boiler (PU-13) Fungsi

: memompa air dari deaerator ke waste heat boiler

Jenis

: pompa sentrifugal

Jumlah

: 1


Temperatur

= 30C

-

Densitas air ()

= 995,68 kg/m3 = 62,1568 lbm/ft3

-


-

Laju alir massa (F)


(Perry, 1997) (Perry, 1997)

= 82059,9953 kg/jam = 50,25 lbm/detik



(Timmerhaus, 1991)


= 5 in

(Brownell, 1959)

- Schedule pipa

= 40


= 5,0470 in

= 0,4206 ft


= 5,5630 in

= 0,4636 ft


= commercial steel


Q 0,8085 ft 3 /s   5,8163 ft/s at 0,139 ft 2


ρ v D 62,1568(5,8163)0,4206   282594,4787 μ 0,0005


Pada NRe = 282594,787 dan /D =

0,00015 ft = 0,0004 0,0,4206ft


(Geankoplis,1993)

Friction loss :  A2  v 2 1 Sharp edge entrance= hc = 0,5 1   A1  2 . g c 

5,8163 2 = 0,5 1  0 2132,174  3 elbow 90° = hf = n.Kf.

5,8163 2 v2 = 3(0,75) 2(32,174) 2. g c

5,8163 2 v2 1 check valve = hf = n.Kf. = 1(2,0) 2(32,174) 2. g c Pipa lurus 30 ft = Ff = 4f

= 0,2629 ft.lbf/lbm

= 1,1829 ft.lbf/lbm

= 1,0515 ft.lbf/lbm

L.v 2 D.2.g c

= 4(0,0055)

30.(5,8163) 2 0,4206.2.32,174

= 1,050 ft.lbf/lbm

2


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

5,81632 2132,174








2 P  P1 1 2 v 2  v1  gz 2  z 1   2   F  Ws  0 2α ρ

dimana :

(Geankoplis,1997)

v1 = v2 P1 = 101,3250 kPa

= 2116,2281 lbf/ft2

P2 = 101,3250 kPa

= 2116,2281 lbf/ft2 Z = 40 ft

32,174ft/s 2 40 ft   0  4,0730 ft.lbf/lbm  Ws  0 maka : 0  32,174ft.lbm/lbf.s 2 Ws = - 44,0730 ft.lbf/lbm



Ws - 44,0730 = -0,8 x Wp Wp

= 40,198 ft.lbf/lbm

Daya pompa : P

= m x Wp =

1 hp 82059,9953 lbm / s  44,0730 ft.lbf / lbm x 0,453593600 550 ft.lbf / s

= 5,0337 Hp Digunakan daya pompa standar 5 Hp.


LAMPIRAN E PERHITUNGAN ASPEK EKONOMI Dalam rencana pra rancangan pabrik pembuatan Hidrogen dari Serbuk Kayu Karet digunakan asumsi sebagai berikut : Pabrik beroperasi selama 330 hari dalam setahun Kapasitas maksimum adalah 34.000 ton/tahun Perhitungan didasarkan pada harga peralatan tiba di pabrik atau purchased-equipment delivered (Peters, 2004) Harga alat disesuaikan dengan nilai tukar dollar terhadap rupiah adalah US$ 1 = Rp 9.025,(Mandiri, 2012)

E.1

Modal Investasi Tetap (Fixed Capital Investment)

E.1.1 Modal Investasi Tetap Langsung (MITL) A. Biaya Tanah Lokasi Pabrik Harga tanah untuk kebutuhan pabrik dan industri di daerah Provinsi Sumatera Utara adalah Rp. 600.000,- /m2 (Buana, 2011). Luas tanah seluruhnya

= 13.007,5 m2

Harga tanah seluruhnya

= 13.007,5 m2  Rp. 600.000,- /m2 = Rp.7.804.500.000,-

Biaya perataan tanah diperkirakan 5  dari harga tanah seluruhnya. (Peters, et al, 2004) Biaya perataan tanah = 0,05  Rp. 7.804.500.000,- = Rp. 390.225.000,Total biaya tanah (A) = Rp. 7.804.500.000,- + Rp. 390.225.000,= Rp 8.194.725.000,-


B. Harga Bangunan Tabel LE.1 Perincian Harga Bangunan No 1 2 3a 3b 3c 4 5 6 7 8 9 10 11 12 13 14 15 16 17 18 19 20 21a 21b 22 23

Nama Bangunan Pos Keamanan Parkir Taman Taman Taman Areal Bahan Baku Ruang Kontrol Areal Proses Areal Produk Perkantoran Laboratorium Poliklinik Kantin Ruang Ibadah Unit Pemadam Kebakaran Bengkel Gudang Peralatan Perpustakaan Unit Pengolahan Air Unit Pembangkit Uap Pembangkit Listrik Pengolahan Limbah Areal Perluasan Areal Perluasan Perumahan Karyawan Jalan Total

2

Luas (m ) 55 250 250 550 250 800 150 2100 700 350 150 70 100 50 100 75 250 75 1300 350 300 650 750 450 850 850 11.825 m2

Harga (Rp/m2) Rp1.000.000 Rp100.000 Rp100.000 Rp100.000 Rp100.000 Rp2.000.000 Rp3.500.000 Rp3,000.000 Rp1.500.000 Rp2.000.000 Rp1.000.000 Rp2.000.000 Rp2.000.000 Rp2.000.000 Rp1.500.000 Rp1.500.000 Rp1.500.000 Rp1.500.000 Rp1.500.000 Rp3.000.000 Rp3.000.000 Rp1.500.000 Rp100.000 Rp100.000 Rp2.000.000 Rp100.000

Jumlah Rp55.000.000 Rp25.000.000 Rp25.000.000 Rp55.000.000 Rp25.000.000 Rp1.600.000.000 Rp525,000,000 Rp6,300,000,000 Rp1,050,000,000 Rp700,000,000 Rp150,000,000 Rp140,000,000 Rp200,000,000 Rp100,000,000 Rp150,000,000 Rp112,500,000 Rp375,000,000 Rp112,500,000 Rp1,950,000,000 Rp1,050,000,000 Rp900,000,000 Rp975,000,000 Rp75,000,000 Rp45,000,000 Rp1,700,000,000 Rp85,000,000 Rp18,480,000,000

Total biaya bangunan (B) = Rp18,480,000,000,,C. Perincian Harga Peralatan Harga peralatan yang di impor dapat ditentukan dengan menggunakan persamaan berikut (Timmerhaus et al, 2004) :

X  Cx  Cy  2   X1 

m

 Ix     I y 

dimana: Cx = harga alat pada tahun 2012


Cy = harga alat pada tahun dan kapasitas yang tersedia X1 = kapasitas alat yang tersedia X2 = kapasitas alat yang diinginkan Ix = indeks harga pada tahun 2012 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

1989

895

1780155

3956121

801025

2

1990

915

1820850

3960100

837225

3

1991

931

1853621

3964081

866761

4

1992

943

1878456

3968064

889249

5

1993

967

1927231

3972049

935089

6

1994

993

1980042

3976036

986049

7

1995

1028

2050860

3980025

1056784

8

1996

1039

2073844

3984016

1079521

9

1997

1057

2110829

3988009

1117249

10

1998

1062

2121876

3992004

1127844

11

1999

1068

2134932

3996001

1140624

12

2000

1089

2178000

4000000

1185921

13

2001

1094

2189094

4004001

1196836

14

2002

1103

2208206

4008004

1216609

Total

27937

14184

28307996

55748511

14436786

( Peters, 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] × [(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 (2012)

X

= variabel tahun ke n

a, b = tetapan persamaan regresi Tetapan regresi ditentukan oleh:

b

n  ΣX i Yi   ΣX i  ΣYi  n  ΣXi 2   ΣXi 2

a

Yi. Xi 2  Xi. Xi.Yi n.Xi 2  (Xi) 2

(Montgomery, 1992)

Maka: b =

(14)(28307996)  (27937)(14184) 53536   16,8089 3185 (14)(55748511)  (27937) 2

a =

(14184)(55748511)  ( 27937)( 28307996)  103604228   32528,8 3185 (14)(55748511)  ( 27937) 2

Sehingga persamaan regresi liniernya adalah: Y=a+bX Y = 16,8089X – 32528,8 Dengan demikian, harga indeks pada tahun 2012 adalah: Y = 16,809(2012) – 32528,8 Y = 1.290 Perhitungan harga peralatan adalah menggunakan harga faktor eksponsial (m) Marshall & Swift. Harga faktor eksponen ini beracuan pada Tabel 6-4 Peters, 2004. Untuk alat yang tidak tersedia, faktor eksponensialnya dianggap 0,6 (Peters, 2004). Contoh perhitungan harga peralatan :


a. Tangki Produk (T-401) Kapasitas tangki , X2 = 21435,657 m3. Dari Gambar LE.1 berikut, diperoleh untuk harga kapasitas tangki (X1) 1 m³ adalah (Cy) US$ 6700. Dari tabel 6-4, Timmerhaus, 2004, faktor eksponen untuk tangki adalah (m) 0,49. Indeks harga pada tahun 2002 (Iy) 1103.

Gambar LE.1 Harga Peralatan untuk Tangki Penyimpanan dan Tangki Pelarutan.(Peters, 2004)

Indeks harga tahun 2012 (Ix) adalah 1.274. Maka estimasi harga tangki untuk (X2) 21435,657 m3 adalah : 21.435,657 Cx = US$ 6.700  1

0 , 49

x

1.274 1103

Cx = US$ 285480,062.- × (Rp 9.025,-)/(US$ 1) Cx = Rp 2.576.457.568,-/unit


Tabel LE.3 Estimasi Harga Peralatan Proses Unit

Ket*)

No.

Kode

1

J-101

2 I

108.521.738

217.043.475

2

J-102

2 I

108.521.738

217.043.475

3

J-103

2 I

108.521.738

217.043.475

4

J-104

2 I

108.521.738

217.043.475

5

J-105

2 I

108.521.738

217.043.475

6

J-106

2 I

108.521.738

217.043.475

7

C-101

2 I

860.171.810

8

B-101

1 I

385.432.117

9

R-201

2 I

3.454.387.511

10

R-202

2 I

3.219.734.567

11

R-203

2 I

3.060.795.610

12

H-201

1 I

127.970.040

13

H-202

1 I

127.970.040

14

G-201

2 I

317.297.658

15

G-202

2 I

317.297.658

16

G-203

2 I

452.540.319

17

G-204

2 I

452.540.319

18

G-205

2 I

452.540.319

19

E-201

4 I

399.036.153

20

E-301

1 I

775.135.120

21

G-301

1 NI

22

D-301

1 I

525.680.165

23

D-302

1 I

2.147.111.063

24

D-401

3 I

322.225.670

25

T-401

1 I

2.576.457.568

Total Impor Non-Impor

Harga / Unit (Rp)

10.567.156

Harga Total (Rp)

1.720.343.620 385.432.117 6.908.775.022 6.439.469.134 6.121.591.220 127.970.040 127.970.040 634.595.316 634.595.316 603.387.092 603.387.092 603.387.092 1.596.144.612 775.135.120 21.134.312 525.680.165 2.147.111.063 966.677.010 2.576.457.568 34.449.766.950 34.428.632.640 21.134.312


Tabel LE.4 Estimasi Harga Peralatan Utilitas No.

Kode

Unit

Ket*)

1

SC

1 I

2

BS

1 NI

3

CL

4

Harga / Unit (Rp)

Harga Total (Rp)

68.389.134

68.389.134

9.000.000

9.000.000

1 I

3.669.556.543

3.669.556.543

SF

1 I

548.195.871

548.195.871

5

CE

1 I

58.333.773

58.333.773

6

AE

1 I

58.333.773

58.333.773

7

CT

1 I

442.010.000

442.010.000

8

DE

1 I

258.454.907

258.454.907

9

KU

1 I

588.665

588.665

10

TU-01

1 I

2.038.235.448

2.038.235.448

11

TU-02

1 I

507.253.055

507.253.055

12

TP-01

1 I

97.098.575

97.098.575

13

TP-02

1 I

70.873.874

70.873.874

14

TP-03

1 I

237.800.674

237.800.674

15

TP-04

1 I

46.959.417

46.959.417

16

TP-05

1 I

4.050.007

4.050.007

17

PU-01

1 NI

30.945.893

30.945.893

18

PU-02

1 NI

30.945.893

30.945.893

19

PU-03

1 NI

1.215.674

1.215.674

20

PU-04

1 NI

582.589

582.589

21

PU-05

1 NI

31.757.222

31.757.222

22

PU-06

1 NI

31.757.222

31.757.222

23

PU-07

2 NI

27.424.486

54.848.972

24

PU-08

1 NI

21.193.569

21.193.569

25

PU-09

1 NI

8.110.300

8.110.300

26

PU-10

1 NI

27.669.756

27.669.756

27

PU-11

1 NI

27.669.756

27.669.756

28

PU-12

1 NI

987.135

987.135

29

PU-13

1 NI

26.853.789

26.853.789

30 PU-14

1 NI

200.373

200.373


31 PU-15

1 NI

7.934.544

7.934.544

32 PU-16

1 NI

26.853.789

26.853.789

33 PU-17

1 NI

26.853.789

26.853.789

34 G

2 I

450.000.000

9.000.000.000

35 BP

1 NI

40.000.000

40.000.000

36 BPA

1 NI

9.000.000

9.000.000

37 BN

1 I

16.000.000

16.000.000

Total

9.178.059.332

Impor

6.275.443.629

Non-Impor

2.902.615.703

Keterangan*) : I untuk peralatan impor, sedangkan NI untuk peralatan non impor.

Untuk harga alat impor sampai di lokasi pabrik ditambahkan biaya sebagai berikut: -

Biaya transportasi

= 5

-

Biaya asuransi

= 1

-

Bea masuk

= 15 

-

PPn

= 10 

-

PPh

= 10 

-

Biaya gudang di pelabuhan

= 0,5 

-

Biaya administrasi pelabuhan = 0,5 

-

Transportasi lokal

= 0,5 

-

Biaya tak terduga

= 0,5 

Total

= 43 

Untuk harga alat non impor sampai di lokasi pabrik ditambahkan biaya sebagai berikut: -

PPn

= 10 

-

PPh

= 10 

-

Transportasi lokal

= 0,5 

-

Biaya tak terduga

= 0,5 

Total

= 21 

Maka, total harga peralatan adalah: Harga impor

= 1,43 × ( 34.428.632.640+ 6.275.443.629)

Harga non impor = 1,21 (21.134.312+ 2.902.615.703)

= Rp. 58.206.829.065,-

= Rp. 3.537.737.518,-


Rp. 61.744.566.583,-

Biaya pemasangan diperkirakan 39  dari total harga peralatan (Timmerhaus 2004). Biaya pemasangan = 0,39  Rp. 61.744.566.583,= Rp 24.080.380.967,Sehingga biaya peralatan + pemasangan (C): = Rp. 61.744.566.583,- + Rp 24.080.380.967,= Rp 85.824.947.550,-

 Instrumentasi dan Alat Kontrol Diperkirakan biaya instrumentasi dan alat kontrol 26 dari total harga peralatan (Timmerhaus et al, 2004). Biaya instrumentasi dan alat kontrol (D) = 0,26  Rp. 61.744.566.583,= Rp. 16.053.587.312, Biaya Perpipaan Diperkirakan biaya perpipaan 31 dari total harga peralatan (Timmerhaus et al, 2004).

Biaya perpipaan (E) = 0,31  Rp. 61.744.566.583,= Rp. 19.140.815.641, Biaya Instalasi Listrik Diperkirakan biaya instalasi listrik 10 dari total harga peralatan (Timmerhaus et al, 2004). Biaya instalasi listrik (F) = 0,1  Rp. 61.744.566.583,= Rp. 6.174.456.658,3 , Biaya Insulasi Diperkirakan biaya insulasi 55 dari total harga peralatan (Timmerhaus et al, 2004). Biaya insulasi (G) = 0,55  Rp 61.744.566.583,= Rp 33.959.511.621,-


 Biaya Inventaris Kantor Diperkirakan biaya inventaris kantor 5 dari total harga peralatan (Timmerhaus et al, 2004). Biaya inventaris kantor (H) = 0,05  Rp. 61.744.566.583,= Rp 3.087.228.329, Biaya Perlengkapan Kebakaran dan Keamanan Diperkirakan biaya perlengkapan kebakaran dan keamanan 5 dari total harga peralatan (Timmerhaus et al, 2004). Biaya perlengkapan kebakaran dan keamanan ( I ) = 0,05  Rp. 61.744.566.583,= Rp 3.087.228.329, Sarana Transportasi Untuk mempermudah pekerjaan, perusahaan memberi fasilitas sarana transportasi (J) seperti pada tabel berikut. Tabel LE.5 Biaya Sarana Transportasi No Jenis Kendaraan 1 Mobil Dewan Komisaris 2 Mobil Direktur

Unit 3

Tipe Honda Accord

Harga/unit Rp600.000.000

Harga/total Rp 1.800.000.000

1

Honda CR-V

Rp350.000.000

Rp 350.000.000

3 5

Mobil Manager Ambulance

4 1

Kijang Innova Minibus

Rp220.000.000 Rp98.000.000

Rp 880.000.000 Rp 98.000.000

6

Bus Karyawan

2

Bus

Rp350.000.000

Rp700.000.000

7

Truk

3

Truk

Rp350.000.000

Rp1.050.000.000

8

Mobil Pemadam Kebakaran Traktor

2

Truk

Rp250.000.000

Rp500.000.000

Rp375.000.000

Rp750.000.000

10

2

Total Biaya Transportasi

Rp.5.158.000.000

Total MITL

= A+B+C+D+E+F+G+H+I+J = Rp. 180.680.500.439,E.1.2 Modal Investasi Tetap Tidak Langsung (MITTL)  Pra Investasi Diperkirakan 40  dari total harga peralatan (Timmerhaus et al, 2004). Pra Investasi (K) = 0,4 × Rp. 61.744.566.583,= Rp. 24.697.826.633,-


 Biaya Engineering dan Supervisi Diperkirakan 32 dari total harga peralatan (Timmerhaus et al, 2004). Biaya Engineering dan Supervisi (L) = 0,32 × Rp. 61.744.566.583,= Rp. 19.758.261.307, Biaya Legalitas Diperkirakan 8 dari total harga peralatan (Timmerhaus et al, 2004). Biaya Legalitas (M)

= 0,08  Rp. 61.744.566.583,= Rp. 4.939.565.327,-

 Biaya Kontraktor Diperkirakan 8 dari total harga peralatan (Timmerhaus et al, 2004). Biaya Kontraktor (N)

= 0,08  Rp. 61.744.566.583,= Rp. 4.939.565.327,-

 Biaya Tak Terduga Diperkirakan 32 dari total harga peralatan (Timmerhaus et al, 2004) . Biaya Tak Terduga (O)

= 0,32  Rp. 61.744.566.583,= Rp. 19.758.261.307,-

Total MITTL = K + L + M + N + O = Rp. 74.093.479.899,Total MIT = MITL + MITTL = Rp. 180.680.500.439,- + Rp. 74.093.479.899,= Rp 254.773.980.339,-

E.2 Modal Kerja Modal kerja dihitung untuk pengoperasian pabrik selama 3 bulan (90 hari). E.2.1 Persediaan Bahan Baku A. Bahan baku proses 1. Kayu Karet Kebutuhan

= 97186,4 kg/jam

Harga

= Rp 1500,- /kg

(Anonim, 2012)


Harga total

= 90 hari  24 jam/hari  97186,4 kg/jam  Rp 1500,- /kg = Rp 314.883.936.000,-

2. Olivine Kebutuhan

= Jumlah olivine dalam sirkulasi gasifier + Make-up Olivine = 2616891,543 kg + 2878,581 kg

Harga

= Rp 2.900,- /kg

(Spath, P. & Friends, 2009)

Harga total

= (90 hari  24 jam/hari  2878,581 kg/jam  Rp 2.900,- /kg) + (2616891,543  Rp 2.900,- /kg) = 25.620.416.858,7,-

3. MgO Kebutuhan

= 3,243 kg/jam

Harga

= Rp. 2517,5,-/kg

Harga total

= 90 hari  24 jam/hari  3,243 kg/jam × Rp. 2517,5/kg

(Anonim, 2012)

= Rp. 17.634.785,4. Zeolit Kebutuhan

= 3571,692 kg/jam

Harga

= Rp. 5000,-/kg

Harga total

= 90 hari  24 jam/hari  3571,692 kg/jam × Rp. 5000/kg

(Warta Ekonomi, 2012)

= Rp. 38.574.273.600,5. Karbon Aktif Kebutuhan

= 17156,04 kg/jam

Harga

= Rp. 3000,-/kg

Harga total


(Warta Ekonomi, 2012)

= Rp. 111.171.139.200,6. Alumina Kebutuhan

= 2534,494 kg/jam

Harga

= Rp. 7000,-/kg

Harga total


(Qatar Petrochemical Sector, 2008)

= Rp. 38,321,549,280,B. Persediaan bahan baku utilitas 1. Alum, Al2(SO4)3 Kebutuhan

= 4,0745 kg/jam

Harga

= Rp 8.000 ,-/kg

(CV. Rudang Jaya 2012)


Harga total

= 90 hari  24 jam/hari  4,0745 kg/jam  Rp 8.000,- /kg = Rp. 70.407.360,-

2. Soda abu, Na2CO3 Kebutuhan = 2,2002 kg/jam Harga

= Rp 6500,-/kg (CV. Rudang Jaya 2008)

Harga total = 90 hari  24 jam/hari × 2,2002 kg/jam  Rp 6500,-/kg = Rp. 30.890.808,3. Kaporit Kebutuhan = 0,0032 kg/jam Harga

= Rp 7.000,-/kg


Harga total = 90 hari  24 jam/hari  0,0032 kg/jam  Rp 7.000,-/kg = Rp. 47.865,4. H2SO4 Kebutuhan = 4,488 kg/jam = 0,0043 L/jam Harga

= Rp 365.000-/L


Harga total = 90 hari  24 jam  0,0043 L/jam  Rp 365.000-/L = Rp. 3.390.120,5. NaOH Kebutuhan = 1,2940 kg/jam Harga

= Rp. 10.000,-/kg


Harga total = 90 hari  24 jam  1,2940 kg/jam  Rp 10.000,-/kg = Rp. 27.950.400,6. Solar Kebutuhan = 124,8017 L/jam Harga solar untuk industri = Rp. 6.800,-/L

(Pertamina, 2012)

Harga total = 90 hari  24 jam/hari  = 124,8017 L/jam  Rp. 6.800,-/L = Rp. 1.833.087.369-

Total biaya persediaan bahan baku proses dan utilitas selama 3 bulan (90 hari) adalah = Rp.492.233.174.400,-


E.2.2 Kas A. Gaji Pegawai Tabel LE.6 Perincian gaji Jabatan Dewan Komisaris Direktur Sekretaris Manajer Teknik & Produksi Manajer R & D Manajer Umum dan Keuangan Kepala Bagian Keuangan & Administrasi Kepala Bagian Umum & Personalia Kepala Bagian Teknik Kepala Bagian Produksi Kepala Bagian R & D Kepala Bagian QC/QA Kepala Seksi Proses Kepala Seksi Utilitas Kepala Seksi Mesin Instrumentasi Kepala Seksi Listrik Kepala Seksi Pemeliharaan Pabrik Kepala Seksi Keuangan Kepala Seksi Pemasaran Kepala Seksi Humas Kepala Seksi Personalia Kepala Seksi Keamanan Karyawan Proses Karyawan Laboratorium QC/QA dan R&D Karyawan Utilitas Karyawan Unit Pembangkit Listrik Karyawan Instrumentasi Pabrik Karyawan Pemeliharaan Pabrik Karyawan Bagian Keuangan Karyawan Bagian Administrasi Karyawan Bagian Personalia Karyawan Bagian Humas Karyawan Penjualan/Pemasaran Petugas Keamanan

1 1 34 11

Gaji/bulan Rp18.000.000 Rp20.000.000 Rp7.000.000 Rp12.000.000 Rp12.000.000 Rp12.000.000 Rp7.000.000 Rp7.000.000 Rp7.000.000 Rp7.000.000 Rp7.000.000 Rp7.000.000 Rp7.000,000 Rp7.000.000 Rp7.000.000 Rp7.000.000 Rp7.000.000 Rp7.000.000 Rp7.000.000 Rp7.000.000 Rp7.000.000 Rp7.000.000 Rp2.500.000 Rp2.500.000

Jumlah Gaji/bulan Rp54.000.000 Rp20.000.000 Rp7.000.000 Rp12.000.000 Rp12.000.000 Rp12.000.000 Rp7.000.000 Rp7.000.000 Rp7.000.000 Rp7.000.000 Rp7.000.000 Rp7.000.000 Rp7.000,000 Rp7.000.000 Rp7.000.000 Rp7.000.000 Rp7.000.000 Rp7.000.000 Rp7.000.000 Rp7.000.000 Rp7.000.000 Rp7.000.000 Rp85.000.000 Rp27.500.000

11 8 8 12 4 4 5 5 6 11

Rp2.500.000 Rp2.500.000 Rp2.500.000 Rp2.500.000 Rp2.500.000 Rp2.500.000 Rp2.500.000 Rp2.500.000 Rp2.500.000 Rp2.500.000

Rp27.500.000 Rp20,000,000 Rp20.000.000 Rp30.000.000 Rp10.000.000 Rp10.000.000 Rp12.500.000 Rp12.500.000 Rp15.000.000 Rp27.500.000

Jumlah 3 1 1 1 1 1 1 1 1 1 1 1 1 1 1 1 1 1 1 1


Karyawan Gudang / Logistik Dokter Perawat Petugas Kebersihan Supir Total (Jobloker, 2011) Total gaji pegawai selama 3 bulan

12 2 4 11 6 178

Rp2.500.000 Rp6.000.000 Rp2.000.000 Rp1.100.000 Rp1.500.000

Rp30.000.000 Rp12.000.000 Rp8.000.000 Rp12.100.000 Rp9.000.000 Rp590.600.000

= 3 × Rp. 590.600.000,= Rp 1.771.800.000,-

B. Biaya Administrasi Umum Diperkirakan 20  dari gaji pegawai = 0,2  Rp. 590.600.000,= Rp. 118,120,000,C. Biaya Pemasaran Diperkirakan 20  dari gaji pegawai = 0,2  Rp. 590.600.000,= Rp. 118,120,000,-

D. Pajak Bumi dan Bangunan Dasar perhitungan Pajak Bumi dan Bangunan (PBB) mengacu kepada UndangUndang RI No. 20 Tahun 2000 Jo UU No. 21 Tahun 1997 tentang Bea Perolehan Hak atas Tanah dan Bangunan sebagai berikut: 

Yang menjadi objek pajak adalah perolehan hak atas tanah dan atas bangunan (Pasal 2 ayat 1 UU No.20/00).



Dasar pengenaan pajak adalah Nilai Perolehan Objek Pajak (Pasal 6 ayat 1 UU No.20/00).



Tarif pajak ditetapkan sebesar 5% (Pasal 5 UU No.21/97).



Nilai Perolehan Objek Pajak Tidak Kena Pajak ditetapkan sebesar Rp. 30.000.000,(Pasal 7 ayat 1 UU No.21/97).



Besarnya pajak yang terutang dihitung dengan cara mengalikkan tarif pajak dengan Nilai Perolehan Objek Kena Pajak (Pasal 8 ayat 2 UU No.21/97).

Maka berdasarkan penjelasan di atas, perhitungan PBB ditetapkan sebagai berikut : Wajib Pajak Pabrik Pembuatan gas Hidrogen Nilai Perolehan Objek Pajak Tanah

Rp. 8.194.725.000,-


Bangunan

Rp. 18,480,000,000,-

Total NJOP

Rp

26.674.725.000,-

Nilai Perolehan Objek Pajak Tidak Kena Pajak

Rp.

30.000.000,-

Nilai Perolehan Objek Pajak Kena Pajak

Rp

26.644.725.000,-

Pajak yang Terutang (5% × NPOPKP)

Rp

1.332.236.250,-

–

Tabel LE.7 Perincian Biaya Kas No. 1 2 3 4

Jenis Biaya Gaji Pegawai Administrasi Umum Pemasaran Pajak Bumi dan Bangunan Total

Jumlah (Rp) Rp. 1.771.800.000,00 Rp. 118,120,000,00 Rp. 118,120,000,00 Rp. 1.332.236.250,00 Rp 3.340.276.250,00

E. Biaya Start – Up Diperkirakan 12  dari Modal Investasi Tetap (Timmerhaus et al, 2004). = 0,12  Rp 254.773.980.339,- = Rp. 30.572.877.640,68,E.2.3 Piutang Dagang PD 

IP  HPT 12

dimana:

PD

= piutang dagang

IP

= jangka waktu kredit yang diberikan (1 bulan)

HPT

= hasil penjualan tahunan

Penjualan : Harga jual gas Hidrogen = Rp. 19000 /kg

(Spath, P. & Friends, 2005)

Produksi gas Hidrogen = 4.292,929kg/jam Hasil penjualan gas Hidrogen tahunan = 4.292,929kg/jam  24jam/hari  330 hari/thn  Rp.19000,= Rp. 645.999.955.920,1 Piutang Dagang =  Rp. 645.999.955.920,12 = Rp. 53.833.329.660,-


Perincian modal kerja dapat dilihat pada tabel di bawah ini. Tabel LE.8 Perincian Modal Kerja No. 1 2 3 4

Biaya Bahan baku proses dan utilitas Kas Start up Piutang Dagang Total

Total Modal Investasi

Jumlah (Rp) Rp. 492.233.174.400,Rp. 3.340.276.250,Rp. 30.572.877.640,Rp. 53.833.329.660,Rp. 579.979.657.950,-

= Modal Investasi Tetap + Modal Kerja = Rp 277.924.671.454,- + Rp 579.979.657.950,= Rp. 877.803.218.363,-

Modal ini berasal dari: = 60  dari total modal investasi

- Modal sendiri

= 0,6  Rp. 877.803.218.363,= Rp. 526.681.931.018,- Pinjaman dari Bank

= 40  dari total modal investasi

= 0,4  Rp. 918.712.410.863,= Rp. 351.121.287.345,E.3 Biaya Produksi Total E.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 (P) Gaji total

= (12 + 2)  Rp. 590.600.000,= Rp. 8.268.400.000,-

B. Bunga Pinjaman Bank Bunga pinjaman bank adalah 15 % dari total pinjaman (Bank Mandiri, 2012). Bunga bank (Q)

= 0,15  Rp. 351.121.287.345,= Rp. 52.668.193.102,-


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 E.11.

Tabel LE.9 Aturan depresiasi sesuai UU Republik Indonesia No. 17 Tahun 2000 Kelompok Harta

Masa

Tarif

Berwujud

(tahun)

(%)

4

25

Beberapa Jenis Harta

I. Bukan Bangunan 1.Kelompok 1

Mesin kantor, perlengkapan, alat perangkat/ tools industri.

2. Kelompok 2

8

12,5

Mobil, truk kerja

3. Kelompok 3

16

6,25

Mesin industri kimia, mesin industri mesin

20

5

II. Bangunan Permanen

Bangunan sarana dan penunjang

(Waluyo, 2000 dan Rusdji, 2004)

Depresiasi dihitung dengan metode garis lurus dengan harga akhir nol. D

PL n

dimana: D

= depresiasi per tahun

P

= harga awal peralatan

L

= harga akhir peralatan

n

= umur peralatan (tahun)


Tabel LE.10 Perhitungan Biaya Depresiasi sesuai UURI No. 17 Tahun 2000 Komponen Bangunan Peralatan proses dan utilitas Instrumentrasi dan pengendalian proses Perpipaan Instalasi listrik Insulasi Inventaris kantor Perlengkapan keamanan dan kebakaran Sarana transportasi TOTAL

Biaya (Rp) Rp16.975.000.000 Rp88.525.997.013

Umur (tahun) 25 16

Depresiasi (Rp) Rp679.000.000,00 Rp5.532.874.813

Rp16.558.819.585 Rp19.743.207.967 Rp6.368.776.764 Rp35.028.272.199 Rp3.184.388.382

5 5 5 5 5

Rp3.311.763.917 Rp3.948.641.593 Rp1.273.755.352 Rp7.005.654.439 Rp636.877.676

Rp3.184.388.382 Rp5.158.000.000

5 8

Rp636.877.676 Rp644.750.000 Rp23.670.195. 469

Semua modal investasi tetap langsung (MITL) kecuali tanah mengalami penyusutan yang disebut depresiasi, sedangkan modal investasi tetap tidak langsung (MITTL) juga mengalami penyusutan yang disebut amortisasi. Pengeluaran untuk memperoleh harta tak berwujud dan pengeluaran lainnya yang mempunyai masa manfaat lebih dari 1 (satu) tahun untuk mendapatkan, menagih, dan memelihara penghasilan dapat dihitung dengan amortisasi dengan menerapkan taat azas (UURI Pasal 11 ayat 1 No. Tahun 2000). Para Wajib Pajak menggunakan tarif amortisasi untuk harta tidak berwujud dengan menggunakan masa manfaat kelompok masa 4 (empat) tahun sesuai pendekatan prakiraan harta tak berwujud yang dimaksud (Rusdji, 2004). Untuk masa 4 tahun, maka biaya amortisasi adalah 25  dari MITTL. sehingga : Biaya amortisasi

= 0,25  Rp. 74.093.479.899,-

= Rp. 18.523.369.970,Total biaya depresiasi dan amortisasi (R) = Rp 23.670.195. 469,- + Rp. 18.523.369.970,= Rp. 42.193.565.440,Biaya Tetap Perawatan 1. Perawatan mesin dan alat-alat proses Perawatan mesin dan peralatan dalam industri proses berkisar 2 sampai 20%, diambil 8% dari harga peralatan terpasang pabrik (Timmerhaus et al, 2004). Biaya perawatan mesin

= 0,08  Rp. 85.824.947.550,= Rp. 6.865.995.804,-


2. Perawatan bangunan Diperkirakan 10  dari harga bangunan (Timmerhaus et al, 2004). = 0,1  Rp 16.975.000.000,-

Perawatan bangunan

= Rp. 1.697.500.000,3. Perawatan kendaraan Diperkirakan 10  dari harga kendaraan (Timmerhaus et al, 2004). = 0,1  Rp. 5.158.000.000,-

Perawatan kenderaan

= Rp. 515.800.0004. Perawatan instrumentasi dan alat kontrol Diperkirakan 10  dari harga instrumentasi dan alat kontrol (Timmerhaus et al, 2004). = 0,1  Rp. 16.053.587.312,-

Perawatan instrumen

= Rp. 1.605.358.731,2,5. Perawatan perpipaan Diperkirakan 10  dari harga perpipaan (Timmerhaus et al, 2004). = 0,1  Rp. Rp19.140.815.641,-

Perawatan perpipaan

= Rp. 1.914.081.564,1,6. Perawatan instalasi listrik Diperkirakan 10  dari harga instalasi listrik (Timmerhaus et al, 2004). Perawatan listrik

= 0.1  Rp. 6.174.456.658,3,= Rp. 617.445.665,83,-

7. Perawatan insulasi Diperkirakan 10  dari harga insulasi (Timmerhaus et al, 2004). Perawatan insulasi

= 0,1  Rp. 33.959.511.621,= Rp 3.395.951.162,1,-

8. Perawatan inventaris kantor Diperkirakan 10  dari harga inventaris kantor (Timmerhaus et al, 2004). Perawatan inventaris kantor = 0,1  Rp 3.087.228.329,= Rp. 308.722.832,9,9. Perawatan perlengkapan kebakaran Diperkirakan 10  dari harga perlengkapan kebakaran (Timmerhaus et al, 2004). Perawatan perlengkapan kebakaran = 0,1  Rp 3.087.228.329,= Rp. 308.722.832,9,-


Total biaya perawatan (S)

= Rp. 17.229.578.590,-

D. Biaya Tambahan Industri (Plant Overhead Cost) Biaya tambahan industri ini diperkirakan 20  dari modal investasi tetap (Timmerhaus et al, 2004). Plant Overhead Cost (T)

= 0,2 × Rp. 254.773.980.339,= Rp. 50.954.796.070,-

E. Biaya Administrasi Umum Biaya administrasi umum selama 3 bulan adalah Rp. 118,120,000,Biaya administrasi umum selama 1 tahun (U) = 4  Rp. 118,120,000,= Rp. 472.480.000,F. Biaya Pemasaran dan Distribusi Biaya pemasaran selama 3 bulan adalah Rp. 118,120,000,Biaya pemasaran selama 1 tahun

= 4  Rp. 118,120,000,= Rp. 472.480.000,-

Biaya distribusi diperkirakan 50 % dari biaya pemasaran, sehingga : Biaya distribusi

= 0,5  Rp. 472.480.000,= Rp 236.240.000,-

Biaya pemasaran dan distribusi (V) = Rp 708.720.000,G. Biaya Laboratorium, Penelitan dan Pengembangan Diperkirakan 5  dari biaya tambahan industri (Timmerhaus et al, 2004). Biaya laboratorium (W)

= 0,05  Rp. 50.954.796.070,= Rp 2.547.739.804,-

H. Hak Paten dan Royalti Diperkirakan 1% dari modal investasi tetap (Timmerhaus et al, 2004). Biaya hak paten dan royalti (X) = 0,01  Rp. 254.773.980.339,= Rp 2.547.739.803,-


I. Biaya Asuransi 1. Biaya asuransi pabrik adalah 3,1 permil dari modal investasi tetap langsung (Asosiasi Asuransi Jiwa Indonesia-AAJI, 2007). = 0,0031  Rp. 180.680.500.439,= Rp. 560.109.551,2. Biaya asuransi karyawan Premi asuransi

= Rp. 375.000,-/tenaga kerja (Asuransi Jiwa Bersama

Bumiputera, 2008) Maka biaya asuransi karyawan = 178 orang  Rp. 375.000,-/orang = Rp. 66.750.000,Total biaya asuransi (Y)

= Rp. 626.859.551,-

J. Pajak Bumi dan Bangunan Pajak Bumi dan Bangunan (Z) adalah Rp. 1.332.236.250,Total Biaya Tetap = P + Q + R + S + T + U +V + W + X + Y + Z = Rp. 182.004.860.200,-


E.3.2 Biaya Variabel A. Biaya Variabel Bahan Baku Proses dan Utilitas per tahun Biaya persediaan bahan baku proses dan utilitas selama 90 hari adalah = Rp. 533.142.366.900,-

Total biaya persediaan bahan baku proses dan utilitas selama 1 tahun = Rp. 492.233.174.400,- x 330

90

= Rp. 1.804.854.972.800,B. Biaya Variabel Tambahan 1. Perawatan dan Penanganan Lingkungan Diperkirakan 10  dari biaya variabel bahan baku Biaya perawatan lingkungan

= 0,1  Rp. 1.804.854.972.800,-

=

Rp. 180.485.497.280,2. Biaya Variabel Pemasaran dan Distribusi Diperkirakan 1 dari biaya variabel bahan baku = 0,01  Rp. 1.804.854.972.800,-

Biaya variabel pemasaran

= Rp 18.048.549.728,Total biaya variabel tambahan

= Rp. 198.534.047.008,-

C. Biaya Variabel Lainnya Diperkirakan 5  dari biaya variabel tambahan = 0,05  Rp. 198.534.047.008,= Rp. 9.926.702.350,Total biaya variabel Total biaya produksi

= Rp. 208.460.749.358,= Biaya Tetap + Biaya Variabel = Rp. 182.004.860.200,- + Rp. 208.460.749.358,= Rp. 383.638.522.205,-


E.4 Perkiraan Laba/Rugi Perusahaan E.4.1 Laba Sebelum Pajak (Bruto) Laba atas penjualan = total penjualan – total biaya produksi = Rp. 645.999.955.920,- – Rp. 383.638.522.205,= Rp. 262.361.433.715,Bonus perusahaan untuk karyawan 0,5% dari keuntungan perusahaan = 0,005 × Rp. 262.361.433.715,= Rp. 1.311.807.169,Pengurangan bonus atas penghasilan bruto sesuai dengan UU RI No. 17/00 Pasal 6 ayat 1 sehingga : Laba sebelum pajak (bruto) = Rp. 262.361.433.715,- – Rp. 1.311.807.169,= Rp. 261.049.626.546,E.4.2 Pajak Penghasilan Berdasarkan UURI Nomor 36 Tahun 2008, Tentang Perubahan Keempat atas Undang-undang Nomor 7 Tahun 1983 Tentang Pajak Penghasilan, maka pajak penghasilan yang harus dibayar adalah : 25 % x Rp. 261.049.626.546,-

= Rp. 65.262.406.640,-

Total PPh

= Rp. 65.262.406.640,-

E.4.3 Laba setelah pajak Laba setelah pajak

= laba sebelum pajak – PPh = Rp. 261.049.626.546,- – Rp. 65.262.406.640,= Rp. 195.787.219.906,-


E.5 Analisa Aspek Ekonomi A. Profit Margin (PM) PM =

Laba sebelum pajak  100  total penjualan

PM =

Rp. 261.049.626.546,x 100% Rp. 645.999.955.920,-

= 40,41 % B. Break Even Point (BEP) BEP

=

Biaya Tetap  100  Total Penjualan  Biaya Variabel

BEP

=

Rp.182.004.860.200,x 100% Rp. 645.999.955.920,-  Rp.208.460.749.358,-

BEP

= 41,59 %

Kapasitas produksi pada titik BEP

= 41,59 %  34.000 ton/tahun = 14.140,60 ton/tahun

Nilai penjualan pada titik BEP

= 41,59 %  Rp 645.999.955.920,= Rp. 268.671.381.700,-

C. Return on Investment (ROI) ROI

=

ROI = ROI

Laba setelah pajak  100  Total modal investasi

Rp.195.787.219.906,x 100% Rp 877.803.218.363,-

= 22,22 %

D. Pay Out Time (POT) 1  1 tahun ROI

POT

=

POT

= 4,504 tahun


E. Return on Network (RON) RON =

Laba setelah pajak  100  Modal sendiri

RON =

Rp.195.787.219.906,x 100 % Rp. 526.681.931.018,-

RON = 37,17 %

F. 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 = 29,799 %


Tabel LE.11 Data Perhitungan BEP % Kapasitas

Biaya tetap

Biaya variabel

Total biaya produksi

Penjualan

0

182,004,860,200

0

182,004,860,200

0

10

182,004,860,200

20,846,074,936

202,850,935,136

64,599,995,592

20

182,004,860,200

41,692,149,872

223,697,010,072

129,199,991,184

30

182,004,860,200

62,538,224,808

244,543,085,008

193,799,986,776

40

182,004,860,200

83,384,299,743

265,389,159,943

258,399,982,368

50

182,004,860,200

104,230,374,679

286,235,234,879

322,999,977,960

60

182,004,860,200

125,076,449,615

307,081,309,815

387,599,973,552

70

182,004,860,200

145,922,524,551

327,927,384,751

452,199,969,144

80

182,004,860,200

166,768,599,487

348,773,459,687

516,799,964,736

90

182,004,860,200

187,614,674,423

369,619,534,623

581,399,960,328

100

182,004,860,200

208,460,749,358

390,465,609,558

645,999,955,920


Tabel LE.12 Data Perhitungan Internal Rate of Return (IRR) Thn

Laba sebelum pajak

Pajak

Laba sesudah pajak

Depresiasi

0

-

-

-

-

Net cash flow

P/F pada I = 29.79 % 1.00000

(877,803,218,364) 1

PV pad I = 29.79

(877,803,21 0.77048

261,049,626,546

78,297,387,964

182,752,238,582

42,193,565,440

224,945,804,022

2

173,315,20 0.59363

287,154,589,201

86,128,876,760

201,025,712,441

42,193,565,440

243,219,277,881

3

144,382,82 0.45738

315,870,048,121

94,743,514,436

221,126,533,685

42,193,565,440

263,320,099,125

4

120,437,10 0.35240

347,457,052,933

104,219,615,880

243,237,437,053

42,193,565,440

285,431,002,493

5

100,585,69 0.27152

382,202,758,227

114,643,327,468

267,559,430,759

42,193,565,440

309,752,996,199

6

84,102,586 0.20920

420,423,034,049

126,109,410,215

294,313,623,834

42,193,565,440

336,507,189,274

7

70,395,833 0.16118

462,465,337,454

138,722,101,236

323,743,236,218

42,193,565,440

365,936,801,658

8

58,981,723 0.12419

508,711,871,200

152,596,061,360

356,115,809,840

42,193,565,440

398,309,375,280

9

49,464,163 0.09568

559,583,058,320

167,857,417,496

391,725,640,824

42,193,565,440

433,919,206,264

10

41,518,129 0.07372

615,541,364,152

184,644,909,245

430,896,454,906

42,193,565,440

473,090,020,346

34,876,384

256,430,84

IRR = 29.79 % +  

 Rp 256,430,848    Rp 256,430,848  Rp 20,839,226   

× (29.80 % - 29.79 %)) = 29,799 %



LAMPIRAN A PERHITUNGAN NERACA MASSA

Recommend Documents