LAMPIRAN A PERHITUNGAN NERACA MASSA I. Kapasitas Prarancangan Kapasitas per tahun
= 28.000 Ton/Tahun
1 tahun operasi
= 330 hari
Kapasitas prarancangan
=
28.000 ton 1 tahun 1 hari 1000 kg x x x 1 tahun 330 hari 24 jam 1 ton
= 3535,35 kg/jam
II. Komposisi Bahan Baku dan Produk 1. Metanol Metanol
= 99,90 % berat
Air
= 0,10 % berat
2. Udara Nitrogen
= 79 % mol
Oksigen
= 21 % mol
3. Urea Urea
= 99,27 % berat
Air
= 0,73 % berat
4. Urea Formaldehid Urea Formaldehid = 80,00 % berat Urea
= maks 2 % berat
A.2
Air II.
= maks 20,00 % berat
Reaksi
a. Reaksi di Reaktor 01 (Sintesa Formaldehid) Umpan yang masuk
= Mol Metanol : Mol Oksigen = 9 : 10
Konversi metanol
= 99 %
Selektivitas
= 94 %
Reaksi utama : CH3OH(g)
+ ½ O2(g)
HCHO(g)
+
H2O(g)
…(1)
Reaksi samping : HCHO(g)
+ ½ O2(g)
CO(g)
+
H2O(g)
b. Reaksi di Reaktor 02 (Sintesa Urea Formaldehid) Perbandingan mol umpan = Urea : Formaldehid = 1 : 1,4 Konversi = 97 % Reaksi yang terjadi : 13 CO(NH2)2 (l) + 18 CH2O (g)
9 HOCH2NHCONH2 (l) + 3NHCONH(CH2OH)2(l)+ NHCON(CH2OH)3 (l)
III. Notasi CH3OH
= Metanol
H2O
= Air
O2
= Oksigen
CO2
= Karbondioksida
CO
= Karbonmonoksida
…(2)
A.3
N2
= Nitrogen
Urea
= CO(NH2)2
Formaldehid
= HCHO
UF1
= HOCH2NHCONH2
UF2
= NHCONH (CH2OH)2
UF3
= NHCON(CH2OH)3
IV. Berat Molekul Metanol
= 32,04
kg/kgmol
Air
= 18,01
kg/kgmol
Oksigen
= 32,00
kg/kgmol
Karbonmonoksida
= 28,01
kg/kgmol
Karbondioksida
V.
= 44,01
kg/kgmol
Nitrogen
= 28,01
kg/kgmol
Urea
= 60,06
kg/kgmol
Formaldehid
= 30,03
kg/kgmol
UF1
= 90,09
kg/kgmol
UF2
= 120,12
kg/kgmol
UF3
= 150,15
kg/kgmol
Basis Perhitungan Basis = 1 jam operasi
A.4
VI. Neraca Massa Tiap Alat 1. REAKTOR 202 (RE-202) Fungsi : Tempat mereaksikan larutan urea dan gas formaldehid untuk menghasilkan produk urea formaldehid. Gambar :
Massa total produk
= 3535,35 kg/jam
Kandungan Urea formaldehid dalam produk = 80 % Berat urea formaldehid total dalam produk =
80 3535,35 kg / jam 100
= 2828,28 kg/jam BM rata-rata urea formaldehid =
=
9 BM UF1 3 BM UF2 1 BM UF3 13
9 90,09 3 120,12 1 150,15
= 101,64 kg/kmol Mol Urea formaldehid total =
2828,28kg / jam 101,64kg / kmol
= 27,83 kmol/jam
13
A.5
Mol UF1
=
9 27,83 kmol / jam 13
= 19,26 kmol/jam Massa UF1 = 19,26 kmol/jam x 90,09 kg/kmol = 1735,54 kg/jam Mol UF2
=
3 27,83 kmol / jam 13
= 6,42 kmol/jam Massa UF2 = 6,42 kmol/jam x 120,12 kg/kmol = 771,35 kg/jam Mol UF3
=
1 27,83 kmol / jam 13
= 2,14 kmol/jam Massa UF3 = 2,14 kmol/jam x 150,15 kg/kmol = 321,40 kg/jam
Reaksi yang terjadi di Reaktor 202 13 CO(NH)2
+
18 HCHO
9 UF1
+ 3 UF2
+
UF3
M
28,69
40,16
R
27,83
38,53
19,26
6,42
2,14
S
0,86
1,63
19,26
6,42
2,14
Massa Umpan HCHO
= 40,16 kmol/jam x 30,03 kg/kmol = 1206,06 kg/jam
A.6
Massa Umpan Urea
= 28,69 kmol/jam x 60,06 kg/kmol = 1722,94 kg/jam
Kelarutan urea pada temperatur 70oC = 268,04 gr/100 ml Jumlah air yang dibutuhkan untuk melarutkan umpan urea :
268,04 gr 1722,94 x 10 3 gr 100 ml x x = 642,80 L = 642,80 kg Jumlah kandungan air dalam urea =
0,73 % x 1722,94 kg / jam 100 %
= 12,58 kg/jam Jumlah total air
= 642,80 kg/jam + 12,58 kg/jam = 655,38 kg/jam
Massa urea sisa
= 0,86 kmol/jam x 60,06 kg/kmol = 51,69 kg/jam
Tabel A.1. Neraca massa pada reaktor 202 Komponen Urea HCHO H2O UF1 UF2 UF3 Total
Massa Masuk (kg/jam) 1722,94 1206,06 655,38 0 0 0 3584,39
Massa Keluar (kg/jam) 51,69 49,04 655,38 1735,54 771,35 321,40 3584,39
A.7
2. REAKTOR2 201 (RE-201) Fungsi : Tempat mereaksikan uap metanol dan oksigen untuk membentuk gas formaldehid sebagai umpan reaktor 02 (sintesa urea formaldehid). Gambar :
HCHO yang dihasilkan pada reaksi 1 =
100 % 40,16 kmol / jam 94 %
= 42,73 kmol/jam HCHO yang bereaksi pada reaksi 2
=
6 42,73 kmol / jam 100
= 2,56 kmol/jam Reaksi 1
CH3OH
+
½ O2
HCHO
+
H2O
M
43,16
47,95
R
42,73
21,35
42,73
42,73
S
0,43
26,59
42,73
42,73
½ O2
CO
Reaksi 2
HCHO 2,56
Massa CH3OH Umpan
+
1,28
+
2,56
= 43,16 kmol/jam x 32,04 kg/kmol = 1382,75 kg/jam
H2O 2,56
A.8
Kandungan air dalam CH3OH = 0,1 % Massa H2O dalam CH3OH
=
0,1% 1382,75 kg / jam 99,9 %
= 1,38 kg/jam Massa O2 Umpan
= 47,95 kmol/jam x 32 kg/kmol = 1534,47 kg/jam
Massa N2 Umpan
=
79 % 47,95kmol / jam x 28,01 kg / kmol 21%
= 5052,77 kg/jam Massa HCHO terbentuk = (42,73– 2,56) kmol/jam x 30,03 kg/kmol = 1206,06 kg/jam Massa CH3OH sisa
= 0,43 kmol/jam x 32,04 kg/kmol = 13,83 kg/jam
Massa O2 sisa
= (26,59– 1,28) kmol/jam x 32 kg/kmol = 809,85 kg/jam
Massa H2O terbentuk
= (42,73+ 2,56) kmol/jam x 18,01 kg/kmol = 815,65 kg/jam
Massa total H2O keluar
= ( 815,65 + 1,38 ) kg/jam = 817,04 kg/jam
Massa CO terbentuk
= 2,56 kmol/jam x 28,01 kg/kmol = 71,80 kg/jam
Massa N2 sisa
= 5052,77 kg/jam
A.9
Tabel A.2. Neraca massa pada reaktor 201 Komponen CH3OH O2 HCHO CO H2O N2 Total
Massa Masuk (kg/jam) 1382,75 1534,47 0 0 1,38 5052,77 7971,37
Massa Keluar (kg/jam) 13,83 809,85 1206,06 71,80 817,04 5052,77 7971,37
3. MIXING TANK (MT-101) Fungsi : Tempat pencampuran urea dengan sejumlah air agar terbentuk larutan urea untuk diumpankan ke reaktor 02 (sintesa urea formaldehid) Gambar :
Massa urea Komposisi urea :
= 1722,94 kg/jam Urea
= 99,27 % berat
H2O
= 0,73 % berat
Jumlah kandungan air dalam urea =
0,73 % x 1722,94 kg / jam 100 %
= 12,58 kg/jam Kelarutan urea pada temperatur 70oC = 268,04 gr/100 ml
A.10
Jumlah air yang dibutuhkan untuk melarutkan umpan urea :
268,04 gr 1722,94 x 10 3 gr 100 ml x x = 642,80 L = 642,80 kg Jumlah total air
= 642,80 kg/jam + 12,58 kg/jam = 655,38 kg/jam
Tabel A.3. Neraca massa pada Mixing tank Komponen Urea H2O Total
Massa Masuk (kg/jam) Input 1 1722,94 12,58 1735,52 2378,33
Input 2 0 642,80 642,80
Massa Keluar (kg/jam) 1722,94 655,38 2378,33
4. SEPARATOR (SE-201) Fungsi : Memisahkan H2O liquid dari fraksi gas produk reaktor 201 (sintesa formaldehid) setelah melewati cooler pada temperatur 70oC Gambar :
Komponen yang masuk ke dalam separator sama seperti komponen yang keluar dari reaktor 201.
A.11
Pemisahan antara fasa gas dan cairan pada separator dapat dilihat dari perbedaan titik didihnya. Tabel A.4. Titik didih produk reaktor 201 Komponen Titik didih (oC) CH3OH 64,7 O2 -183 HCHO -21 CO -192 H2O 100 N2 -195,8 Berdasarkan data titik didih diatas maka H2O mempunyai fasa liquid karena titik didihnya lebih besar dari temperatur separator 70oC, sedangkan yang lain masih dalam fasa gas. Pemisahan campuran fasa gas dengan fasa cair di dalam separator juga dapat dilakukan berdasarkan perbedaan tekanan uap. Tekanan uap komponen dapat dihitung dengan menggunakan persamaan Antoine: ln 𝑃𝑖 = 𝐴 −
𝐵 (𝑇 + 𝐶)
Keterangan : Pi = Tekanan uap komponen i, mmHg T = Temperatur, K A, B, dan C = Konstanta Antoine Tabel A.5 Konstanta Antoine Komponen
A
B
C
CH3OH
18,5875
3626,55
-34,29
Oksigen
13,6835
780,26
-4,1758
HCHO
7,46432
1078,39
254,377
CO
6,72527
295,228
268,243
Air
16,5362
3985,44
-38,9974
N2
15,3768
1956,25
-2,1117
(Sumber : Reklaitis, 1983, yaws,himelblau)
A.12
Untuk HCHO dan CO, persamaan Antoine yang digunakan : log 𝑃𝑖 = 𝐴 −
Dengan :
𝐵 (𝑇 + 𝐶)
Pi = Tekanan uap komponen i, mmHg T = temperatur, oC
Diketahui temperatur keluaran dari cooler produk reaktor 01 adalah 70oC. Sehingga diperoleh tekanan uap masing-masing komponen seperti yang tersaji dalam tabel berikut. Tabel A.6 Tekanan Uap pada T = 70 oC Komponen
Pi (bar)
1,229673517 115,2767121 18,15559674 936,7599031 0,305650866
CH3OH O2 HCHO CO H2O N2
129,3074302
Jika Pi > P, maka komponen tersebut dalam fasa gas. Dan sebaliknya, jika Pi < P, maka komponen tersebut dalam fasa cair. Di mana P = 1bar, sehingga yang merupakan fasa cair adalah H2O, sedangkan yang lainnya merupakan fasa gas. Asumsi seluruh komponen fasa gas ke atas, dan seluruh fasa cair ke bawah. Aliran Masuk : Massa HCHO
= 1206,06 kg/jam
Massa CH3OH
= 13,83 kg/jam
Massa O2
= 809,85 kg/jam
Massa total H2O
= 817,04 kg/jam
Massa CO
= 71,80 kg/jam
Massa N2
= 5052,77 kg/jam
A.13
Aliran Keluar : Bagian atas : Massa HCHO
= 1206,06 kg/jam
Massa CH3OH
= 13,83 kg/jam
Massa O2
= 809,85 kg/jam
Massa CO
= 71,80 kg/jam
Massa N2
= 5052,77 kg/jam
Bagian bawah : Massa total H2O
= 817,04 kg/jam
Tabel A.7. Neraca massa pada Separator Komponen CH3OH O2 HCHO CO H2O N2 Total
Massa Masuk (kg/jam) 13,83 809,85 1206,06 71,80 817,04 5052,77 7971,35
Massa Keluar (kg/jam) Output Atas
Output Bawah
13,83 809,85 1206,06 71,80 0 5052,77 7154,31 7971,35
0 0 0 0 817,04 0 817,04
LAMPIRAN B PERHITUNGAN NERACA PANAS
Dari perhitungan neraca massa, selanjutnya dilakukan perhitungan neraca energi. Perhitungan neraca energi didasarkan pada: Basis waktu
: Jam
Satuan panas
: Kilo Joule (kJ)
Temperatur referensi
: 25 oC (298,15 K)
Neraca energi: {(Energi masuk) – (Energi keluar) + (Generasi energi) – (Konsumsi energi)} = {Akumulasi energi}
(Himmelblau,ed.6, 1996:400)
Energi secara umum yang terlibat berupa energi panas (Q) dan kerja (W). Perhatikan Gambar B.1 dibawah ini.
m1 U1 P1 K1 w1
W
Q
m2 U2 P2 K2 w2
Sistem
1
2
-W
-Q
Batas Sistem
Gambar B.1. Proses Secara Umum Perpindahan Energi Pada Suatu Sistem
B.2
Pada Gambar B.1 terlihat proses perpindahan energi secara pada suatu sistem. Pada keadaan 1, suatu materi atau bahan memiliki empat buah energi yaitu energi kinetik (K1), energi potensial (P1), energi dalam (U1), dan energi berupa kerja p1 v1 (w1) serta memiliki laju alir massa m1. Materi atau bahan tersebut kemudian melewati sebuah sistem tertentu, dimana materi atau bahan tersebut membutuhkan energi dari luar berupa panas (-Q) dan kerja (-W) atau sebaliknya, dapat menghasilkan energi berupa panas (Q) dan kerja (W). Setelah melewati sistem, bahan atau materi tersebut berada pada keadaan 2, dimana materi tersebut memiliki energi berupa energi kinetik (K2), energi potensial (P2), energi dalam (U2), dan energi berupa kerja p2v2 (w2) serta memiliki laju alir massa m2.
Sehingga persamaan neraca energi secara umum menjadi : (U1 + K1 + P1)m1 - (U2 + K2 + P2)m2 + Q + W + w1 – w2 = ∆E (U1 + K1 + P1)m1 - (U2 + K2 + P2)m2 + Q + W + (p1v1)m1 - (p2v2)m2 = ∆E
Jika tidak ada perubahan laju alir massa sebesar m1=m2=m dan tidak akumulasi energi pada sistem, maka persamaan tersebut dapat disederhanakan menjadi, {(U2-U1) + (K2-K1) + (P2-P1) + (p2v2) - (p1v1)}m = Q + W {∆U + ∆Ek + ∆P + ∆pv }m = Q + W
Sistem berada pada tekanan tetap sehingga terdapat hubungan ∆H = ∆U + ∆pv (Smith, J.M., Ed.6th, 2001, Pers.2.11., hal. 38) {∆H + ∆Ek + ∆P}m = Q + W (Himmelblau, D., Ed.6th, 1996, Pers. 5.13., hal. 404)
B.3
Jika pada sistem perubahan energi kinetik dan energi potensial sangat kecil dibandingkan energi yang timbul akibat adanya reaksi maka nilai ∆Ek dan ∆P dapat diabaikan (bernilai nol) dan jika tidak ada kerja yang diberikan atau dihasilkan ke dan dari sistem maka persamaan neraca energi tersebut menjadi, Q = ∆H Q = ∆H = Hproduk - Hreaktan
Jika tidak ada panas yang timbul akibat perubahan fasa materi pada suatu sistem maka,
Q = ∆H = (Σ n CP dT)keluar – (Σ n CP dT)masuk
Jika sistem yang ditinjau berada pada keadaan adiabatis maka, 0 = ∆H = (Σ n CP dT)keluar – (Σ n CP dT)masuk (Σ n CP dT)keluar = (Σ n CP dT)masuk Keterangan : ∆H = Perubahan Panas (kJ) n
= Kuantitas Materi (kmol)
CP = Kapasitas panas (kJ/kmol.K) dT = Perbedaan temperatur (K) (Himmelblau, D., Ed.6th, 1996, hal. 410)
B.4
Perhitungan kapasitas panas (Cp) T
T
Cp dT Tref
(A BT CT
2
DT 3 ET 4 ) dT
Tref
T
Cp dT A(T T
ret
)
Tref
B 2 C D E 3 5 (T Tref2 ) (T 3 Tref ) (T 4 Tref4 ) (T 5 Tref ) 2 3 4 5
Keterangan : Cp
= Kapasitas panas ( kJ/kmol K)
A,B,C,D,E
= Konstanta
Tref
= Temperatur referensi = 298,15 K
T
= Temperatur operasi (K)
Kapasitas Panas Cairan Tabel B.1. Data konstanta Kapasitas Panas Cairan dalam (J/mol.K) Komponen HCHO CH3OH H2O CO O2 N2
A 34.428 40.046 33.933 29.556 29.526 29.342
B -2.9779E-12 -0.038287 -0.0084186 -0.0065807 -0.008999 -0.0035395
C 0.00015104 0.00024529 0.000029906 0.00002013 0.000038083 0.000010076
D -1.2733E-07 -2.1679E-07 -1.7825E-08 -1.2227E-08 -3.2629E-08 -4.3116E-09
E 3.3887E-11 5.9909E-11 3.6934E-12 2.2617E-12 8.8607E-12 2.5935E-13
Sumber : C. L. Yaws, 1999 Kapasitas Panas Gas Tabel B.2. Data konstanta Kapasitas Panas Gas dalam (J/mol.K) Komponen A B C 40.152 0.31046 -0.0010291 CH3OH 92.053 -0.039953 -0.00021103 H2O 24.856 0.14437 0.000038088 CO(NH)2 (urea) -193.924 1.5238 0.0024738 Urea formaldehid
Sumber : C. L. Yaws, 1999
D 1.4598E-06 5.3469E-07 -1.1007E-07
B.5
Berikut ini adalah perhitungan neraca panas pada masing-masing alat: 1. Neraca panas di sekitar Vaporizer Fungsi : Menguapkan dan memanaskan campuran CH3OH
fasa liquid
menjadi fasa uap pada temperatur 240oC sehingga siap diumpankan ke reaktor 201.
Gambar B.1 Aliran panas di sekitar Vaporizer Dimana : ∆H1 = Laju alir panas CH3OH masuk vaporizer (kJ/jam) ∆H2 = Laju alir panas CH3OH keluar vaporizer (kJ/jam) ∆Hsteam in = Laju alir panas steam masuk (kJ/jam) ∆Hsteam out = Laju alir panas steam keluar (kJ/jam) a. Panas masuk vaporizer (aliran 1) T bahan = (273.15+30oC) = 303.15 K T ref
= (273.15+25oC) = 298.15 K
Tabel B.3 Perhitungan ∆H masuk pada aliran 1 ſCP dT ∆H 1 Komponen n (kmol) (kJ/kmol)
(kJ/jam)
CH3OH
43.15697532
400.7148235
17293.63975
H2O
0.076624098
377.4863816
28.92455339
Total
43.23359942
17322.5643
B.6
b. Panas keluar vaporizer (aliran 2) T out
= (273.15+240oC) = 513.15 K
T ref
= (273.15+25oC) = 298.15 K
Tabel B.4 Perhitungan ∆H keluar pada aliran 2 Komponen CH3OH H2O Total
ſCP dT (kJ/kmol) 43.15697532 11220.25118 0.076624098 7394.93588 43.23 n (kmol)
∆H 2 (kJ/jam) 484232.1031 566.6302895 484798.7334
c. Menghitung laju alir massa dan laju alir panas steam ∆Hsteam = ∆H1 - ∆H2 = 484798.7334 - 17322.5643 = 467476.1691 kJ/jam Data steam pada T = (273.15+300oC) = 573.15 K dan P = 8581 kPa: Hl = 1344 kJ/kg Hv = 2749 kJ/kg λs = Hv – Hl = 2749– 1344= 1405 kJ/kg Maka massa steam: 𝑊𝑠 =
∆𝐻 467476.1691 kJ/jam = = 332.723252 𝑘𝑔/𝑗𝑎𝑚 𝜆𝑠 1405 𝑘𝐽/𝑘𝑔
Panas steam masuk (∆Hsteam in) ∆Hsteam in = Ws x Hv = (332.723252 kg/jam) . (2749 kJ/kg) = 914656.2198 kJ/jam
Panas steam keluar (∆Hsteam out) ∆Hsteam out = Ws x Hl = (332.723252 kg/jam) . (1344 kJ/kg) = 447180.0507 kJ/jam
B.7
Setelah dilakukan perhitungan neraca panas pada masing-masing komponen maka dapat disusun tabel neraca panas komponen sebagai berikut: Tabel B.5 Neraca panas di sekitar Vaporizer (VP-101) Komponen CH3OH H2O Steam Sub Total Total
Aliran Input (kJ/jam) ∆H1 ∆Hsteam in 17293.63975 0,000 28.92455339 0,000 914656.2198 17322.5643 914656.2198 931978.7841
Aliran Output (kJ/jam) ∆H2 ∆Hsteam out 484232.1031 0,000 566.6302895 0,000 447180.0507 484798.7334 447180.0507 931978.7841
2. Neraca panas di sekitar Heater (HE-101) Fungsi : Memanaskan umpan udara pada temperatur 240oC sehingga siap diumpankan ke reaktor 201.
Gambar B.2 Aliran panas di sekitar Heater Dimana : ∆H4 = Laju alir panas udara masuk (kJ/jam) ∆H5 = Laju alir panas udara keluar (kJ/jam) ∆Hsteam in = Laju alir panas steam masuk (kJ/jam) ∆Hsteam out = Laju alir panas steam keluar (kJ/jam)
B.8
a. Panas masuk heater (aliran 4) T bahan = (273.15+30oC) = 303.15 K = (273.15+25oC) = 298.15 K
T ref
Tabel B.6 Perhitungan ∆H keluar pada aliran 4 ſCP dT ∆H 4 Komponen n (kmol) O2
47.9521948
(kJ/kmol) (kJ/jam) 147.2424553 7060.598899
N2
180.39159
145.3679194 26223.15011
Total
228.3437847
33283.74901
b. Panas keluar heater (aliran 5) T out
= (273.15+240oC) = 513.15 K
T ref
= (273.15+25oC) = 298.15 K
Tabel B.7 Perhitungan ∆H keluar pada aliran 5 ſCP dT ∆H 5 Komponen n (kmol) O2
47.9521948
(kJ/kmol) (kJ/jam) 6499.833912 311681.3019
N2
180.39159
6300.154265 1136494.845
Total
228.3437847
1448176.147
c. Menghitung laju alir massa dan laju alir panas steam ∆Hsteam = ∆H5 - ∆H4 = (1448176.147- 33283.74901) kJ/jam = 1414892.398 kJ/jam Data steam pada T = (273.15+300oC) = 573.15 K dan P = 8581 kPa: Hl = 1344 kJ/kg Hv = 2749 kJ/kg λs = Hv – Hl = 2749– 1344= 1405 kJ/kg
B.9
Maka massa steam: 𝑊𝑠 =
∆𝐻 1414892.398 kJ/jam = = 1007.040852 𝑘𝑔/𝑗𝑎𝑚 𝜆𝑠 1405 𝑘𝐽/𝑘𝑔
Panas steam masuk (∆Hsteam in) ∆Hsteam in = Ws x Hv = (1007.040852 kg/jam) . (2749 kJ/kg) = 2768355.304 kJ/jam
Panas steam keluar (∆Hsteam out) ∆Hsteam out = Ws x Hl = (1007.040852 kg/jam). (1344 kJ/kg) = 1353462.906 kJ/jam
Setelah dilakukan perhitungan neraca panas pada masing-masing komponen maka dapat disusun tabel neraca panas komponen sebagai berikut:
Tabel B.8. Neraca panas di sekitar Heater (HE-101) Komponen O2 N2 Steam Sub Total Total
Aliran Input (kJ/jam) ∆H4 ∆Hsteam in 7060.598899 0,000 26223.15011 0,000 914656.2198 2768355.304 33283.74901 2801639.053
Aliran Output (kJ/jam) ∆H5 ∆Hsteam out 311681.3019 0,000 1136494.845 0,000 447180.0507 1448176.147 1353462.906 2801639.053
B.10
3. Neraca panas di sekitar Reaktor (R-201) Fungsi : Mereaksikan CH3OH fasa gas dengan gas O2 sehingga akan terbentuk produk utama berupa HCHO
Gambar B.3 Aliran panas di sekitar Reaktor Dimana : ∆H3 = Laju alir panas umpan CH3OH dari Vaporizer 101 (kJ/jam) ∆H6 = Laju alir panas umpan udara dari Heater 101 (kJ/jam) ∆H7 = Laju alir panas produk yang keluar Reaktor 201 (kJ/jam) ∆Hpendingin in = Laju alir panas air pendingin masuk (kJ/jam) ∆Hpendingin out = Laju alir panas air pendingin keluar (kJ/jam) a. Panas masuk pada aliran 3 Panas masuk pada aliran 3 sama dengan panas keluar dari Vaporizer 101 yaitu 484798.7334 kJ/jam. b. Panas masuk pada aliran 6 Panas masuk pada aliran 6 sama dengan panas keluar dari Heater 101 yaitu 1448176.147 kJ/jam.
B.11
c. Panas keluar pada aliran 7 = (273.15+240oC) = 513.15 K = (273.15+25oC) = 298.15 K
T in T ref
Tabel B.9 Perhitungan ∆H keluar pada aliran 7 Komponen
ſCP dT (kJ/kmol) 10220.03597 5975.158224 10148.24956 6799.57522 5800.479015 5831.053867
n (kmol) 0.431569753 25.30772985 40.16188123 45.36578351 180.39159 2.563524334 294.2220786
CH3OH O2 HCHO H2 O N2 CO Total
∆H 7 (kJ/jam) 4410.658402 151217.6901 407572.7935 308468.0574 1046357.632 14948.04848 1932974.88
d. Menghitung panas reaksi Reaksi yang terjadi di Reaktor: CH3OH(g) + ½ O2(g)
HCHO(g) + H2O(g)
Iron Molybdenum
Reaksi samping : HCHO(g) + ½ O2(g)
oxide
CO(g) + H2O(g) (Mc. Ketta, 1988)
Neraca panas umum di Reaktor: 𝑟𝑎𝑡𝑒 𝑜𝑓 𝑎𝑐𝑐𝑢𝑚𝑢𝑙𝑎𝑡𝑖𝑜𝑛 𝑜𝑓 𝑒𝑛𝑒𝑟𝑔𝑦 𝑤𝑖𝑡𝑖𝑛 𝑡𝑒 𝑠𝑦𝑠𝑡𝑒𝑚
𝑟𝑎𝑡𝑒 𝑜𝑓 𝑓𝑙𝑜𝑤 𝑜𝑓 𝑒𝑎𝑡 𝑡𝑜 𝑡𝑒 𝑠𝑦𝑠𝑡𝑒𝑚 = 𝑓𝑟𝑜𝑚 𝑡𝑒 𝑠𝑢𝑟𝑟𝑜𝑢𝑛𝑑𝑖𝑛𝑔𝑠
𝑟𝑎𝑡𝑒 𝑜𝑓 𝑤𝑜𝑟𝑘 𝑑𝑜𝑛𝑒 𝑏𝑦 − 𝑡𝑒 𝑠𝑦𝑠𝑡𝑒𝑚 𝑜𝑛 𝑡𝑒 𝑠𝑢𝑟𝑟𝑜𝑢𝑛𝑑𝑖𝑛𝑔𝑠
𝑟𝑎𝑡𝑒 𝑜𝑓 𝑟𝑎𝑡𝑒 𝑜𝑓 𝑒𝑛𝑒𝑟𝑔𝑦 𝑒𝑛𝑒𝑟𝑔𝑦 𝑙𝑒𝑎𝑣𝑖𝑛𝑔 𝑎𝑑𝑑𝑒𝑑 𝑡𝑜 𝑡𝑒 + 𝑠𝑦𝑠𝑡𝑒𝑚 𝑏𝑦 𝑚𝑎𝑠𝑠 − 𝑠𝑦𝑠𝑡𝑒𝑚 𝑏𝑦 𝑚𝑎𝑠𝑠 𝑓𝑙𝑜𝑤 𝑖𝑛𝑡𝑜 𝑡𝑒 𝑓𝑙𝑜𝑤 𝑜𝑢𝑡 𝑜𝑓 𝑠𝑦𝑠𝑡𝑒𝑚 𝑡𝑒 𝑠𝑦𝑠𝑡𝑒𝑚
(Pers. 8.2, Fogler., H. Scott, 3rd Ed) Diasumsikan steady state maka akumulasi = 0 sehingga, 0
=
𝑄
−
𝑊
+
𝐹𝑖𝑛 𝐸𝑖𝑛
−
𝐹𝑜𝑢𝑡 𝐸𝑜𝑢𝑡
𝑛
0
= 𝑄 − 𝑊 + 𝐹𝐴0
𝜃𝑖 𝐻𝑖0 − 𝐻𝑖
− ∆𝐻𝑅𝑥 (𝑇)𝐹𝐴0 𝑋
𝑖=1
Karena 𝑊 sangat kecil dibandingkan dengan ∆𝐻𝑅𝑥 (𝑇)𝐹𝐴0 𝑋 maka 𝑊 dapat diabaikan.
B.12
Reaktor dioperasikan secara isotermal maka 𝐹𝐴0
𝑛 𝑖=1 𝜃𝑖
𝐻𝑖0 − 𝐻𝑖
=0
sehingga, 0 = 𝑄 − ∆𝐻𝑅𝑥 (𝑇)𝐹𝐴0 𝑋 𝑄 = ∆𝐻𝑅𝑥 (𝑇)𝐹𝐴0 𝑋 dimana: 𝑇
∆𝐻𝑅𝑥 𝑇 = ∆𝐻
𝑜
𝑅𝑥
𝑇𝑅 +
𝑇
𝐶𝑝𝑝𝑟𝑜𝑑𝑢𝑘 𝑑𝑇 − 𝑇𝑅
𝐶𝑝𝑟𝑒𝑎𝑘𝑡𝑎𝑛 𝑑𝑇 𝑇𝑅
Panas pembentukan standar (∆HoRx 298,15 K) Data ∆HoRx masing-masing komponen pada keadaan standar (298,15 K): ΔHfo CH3OH(g)
= -48,08 kcal/mol
ΔHfo O2(g)
= 0 kcal/mol
ΔHfo HCHO(g)
= -28,29 kcal/mol
ΔHfo H2O(g)
= -57,7979 kcal/mol
ΔHfo CO (g)
= -26,216 kcal/mol (Perry, 1997)
∆HoRx 298,15 K
= ΔHfo CH3OH(g) x mol CH3OH(g) = -20116.672 kj/kmol x 42.72 kmol = -859492.9698 kj
Total ∆HoRx
= ∆Hproduk - ∆Hreaktan = ΔHfo (HCHO(g)+ H2O(g)+CO(g)) - ΔHfo (CH3OH(g) + O2(g))
Tabel B.10 Perhitungan ∆HoRx 298,15 K ΔHfo ∆HoRx 298,15 K Komponen CH3OH O2 HCHO H2 O CO Total
(kJ/kmol) -20116.672 0 -11836.536 -24179.336 -10968.7744
(kJ) -859492.9698 0 -505720.8011 -1033071.937 -28118.72009 -707418.4882
B.13
∆H reaktan Perubahan entalpi reaktan dari 513.15 K ke 298,15 K dapat ditentukan dengan menggunakan persamaan berikut : 513 .15
∆𝐻𝑅 =
𝐶𝑝𝑟𝑒𝑎𝑘𝑡𝑎𝑛 𝑑𝑇 298,15
Hasil perhitungan perubahan entalpi reaktan dapat dilihat pada tabel berikut : Tabel B.11 Perhitungan ∆Horeaktan Komponen CH3OH O2 Total
∆Horeaktan (kJ/kmol)
n (kmol)
∆H reaktan (kJ)
10220.03597 5975.158224
43.15697532 47.9521948 91.10917011
484232.1031 311681.3019 795913.405
∆H produk Perubahan entalpi produk dari 298,15 K ke 513.15 K dapat ditentukan dengan menggunakan persamaan berikut: 513 .15
∆𝐻𝑃 =
𝐶𝑝𝑝𝑟𝑜𝑑𝑢𝑘 𝑑𝑇 298 ,15
Hasil perhitungan perubahan entalpi produk dapat dilihat pada tabel berikut : Tabel B.12 Perhitungan ∆Hoproduk Komponen CH3OH O2 HCHO H2 O CO Total
∆Hoproduk (kJ/kmol)
n (kmol)
∆H produk (kJ)
10220.03597 5975.158224 10148.24956 6799.57522 5831.053867
0.431569753 26.58949201 42.72540556 42.72540556 2.563524334 115.0353972
4410.658402 158876.4219 433588.0782 290514.6089 14948.04848 902337.8159
B.14
Sehingga : o Rx 298,15 K +
∆Hreaksi = (∆H
∆Hoproduk - ∆Horeaktan)
= (-707418.4882 + 902337.8159 - 795913.405) = 600994.0773 kj/jam
e. Menghitung kebutuhan air pendingin Panas yang harus diserap = ∆Hreaksi Kondisi media pendingin : Jenis pendingin : Air T in
= (273.15+30oC) = 303.15 K
T out
= (273.15+60oC) = 333.15 K (Kern,594)
T ref
= (273.15+25oC) = 298.15 K
Sehingga didapat, ſCP dT = 2256.67 9 kj/kmol 𝑄
𝑠𝑒𝑟𝑎𝑝 mol pendingin = (ſCP dT )
=
600994 .0774 𝑘𝐽 /𝑗𝑎𝑚 2256.67 9 kj/kmol
= 266.317 kmol/jam massapendingin = mol pendingin x mr = 266.317 kmol/jam x 18 kmol/kg = 4793.72 kg/jam Menghitung Q pendingin : ∆H pendingin in = n ſCP dT
= 100531.347 kj/jam ∆H pendingin out = n ſCP dT
= 701525.4242 kj/jam
B.15
Setelah dilakukan perhitungan neraca panas pada masing-masing komponen maka dapat disusun tabel neraca panas komponen sebagai berikut: Tabel B.13 Neraca panas di sekitar Reaktor (RE-201) Aliran Input (kJ/jam)
Komponen CH3OH O2 HCHO H2O N2 CO air Sub Total
∆H3 484232.1031 0 0 566.6302895 0 0 0 484798.7334
∆H6
1932974.88
Total
∆Hpendingin in
0 311681.3019 0 0 1136494.845 0 0 1448176.147
0 0 0 0 0 0 100531.347 100531.347
Aliran Generasi (kJ/jam) ∆Hreaksi
600994.0773
600994.0773
Aliran Output (kJ/jam) ∆H7 4410.658402 151217.6901 407572.7935 308468.0574 1046357.632 14948.04848 0
∆Hpendingin out 0 0 0 0 0 0 701525.4242
1932974.88 701525.4242
2634500.304
2634500.304
4. Neraca panas di sekitar cooler (CO-201) Fungsi : Menurunkan temperatur keluaran reaktor 201 dari temperatur 240 oC menjadi 70oC
Gambar B.4 Aliran panas di sekitar cooler Dimana : ∆H7 = Laju alir panas masuk cooler (kJ/jam) ∆H8 = Laju alir panas keluar cooler (kJ/jam) ∆Hpendingin in = Laju alir panas pendingin masuk (kJ/jam) ∆Hpendingin out = Laju alir panas pendingin keluar (kJ/jam)
B.16
a. Panas masuk cooler (aliran 7) Panas masuk ke dalam cooler 201 adalah panas keluaran reaktor 201. T bahan = (273.15+240oC) = 513.15 K T ref
= (273.15+25oC) = 298.15 K
Tabel B.14.Perhitungan ∆H keluar pada aliran 7 Komponen CH3OH O2 HCHO H2 O N2 CO Total
n (kmol) 0.431569753 25.30772985 40.16188123 45.36578351 180.39159 2.563524334 294.2220786
ſCP dT (kJ/kmol) 10220.03597 5975.158224 10148.24956 6799.57522 5800.479015 5831.053867
∆H 7 (kJ/jam) 4410.658402 151217.6901 407572.7935 308468.0574 1046357.632 14948.04848 1932974.88
b. Panas keluar cooler (aliran 8) T out
= (273.15+70oC) = 343.15 K
T ref
= (273.15+25oC) = 298.15 K
Tabel B.15 Perhitungan ∆H keluar pada aliran 8 Komponen CH3OH O2 HCHO H2 O N2 CO Total
n (kmol) 0.431569753 25.30772985 40.16188123 45.36578351 180.39159 2.563524334 294.2220786
ſCP dT (kJ/kmol) 2091.947151 1330.921526 2075.676344 3385.062502 1309.709767 1311.212204
∆H 8 (kJ/jam) 902.8211158 33682.60243 83363.06679 153566.0127 236260.6272 3361.324391 511136.4546
c. Menghitung kebutuhan pendingin
Panas yang harus diserap = ∆H7 - ∆H8 = (1932974,88-511136,4546) kg/jam = 1421838,43 kg/jam
B.17
Kondisi media pendingin : Jenis pendingin : Air T in
= (273.15+30oC) = 303.15 K
T out
= (273.15+45oC) = 323.15 K (Kern,594)
T ref
= (273.15+25oC) = 298.15 K
Sehingga didapat,
ſCP dT = 1881,178293 kj/kmol 𝑄
𝑠𝑒𝑟𝑎𝑝 mol pendingin = (ſCP dT )
=
1421838 ,43𝑘𝐽 /𝑗𝑎𝑚 1881,1782 kj/kmol
= 755,8233 kmol/jam massapendingin = mol pendingin x mr = 755,8233 kmol/jam x 18 kmol/kg = 13604,81973 kg/jam Menghitung Q pendingin : ∆H pendingin in = n ſCP dT
= 302869,608 kj/jam ∆H pendingin out = n ſCP dT
= 1707151,436 kj/jam
B.18
Setelah dilakukan perhitungan neraca panas pada masing-masing komponen maka dapat disusun tabel neraca panas komponen sebagai berikut: Tabel B.16. Neraca panas di sekitar Cooler (CO-201) Komponen CH3OH O2 HCHO H2 O N2 CO Air Sub Total Total
Aliran Input (kJ/jam) ∆H7 ∆Hpendingin in 4410.658402 0,000 151217.6901 407572.7935 308468.0574 1046357.632 14948.04848 0,000 302869,61 1932974.88 302869,61 2235844,489
Aliran Output (kJ/jam) ∆H8 ∆Hpendingin out 902.8211158 0,000 33682.60243 83363.06679 153566.0127 236260.6272 3361.324391 0,000 1707151,44 511136.4546 1707151,44 2235844,489
5. Neraca panas di sekitar separator (SE-201) Fungsi : Memisahkan fasa liquid dan fasa gas produk keluaran cooler 201
Gambar B.5 Aliran panas di sekitar separator Dimana : ∆H8 = Laju alir panas masuk separator (kJ/jam) ∆H9 = Laju alir panas keluar bagian bawah separator (kJ/jam) ∆H10 = Laju alir panas keluar bagian atas separator (kJ/jam)
B.19
a. Panas masuk separator (aliran 8) Panas masuk ke dalam separator 201 adalah panas keluaran cooler 201. T in
= (273.15+70oC) = 343.15 K
T ref
= (273.15+25oC) = 298.15 K
Tabel B.17 Perhitungan ∆H keluar pada aliran 8 Komponen
n (kmol) 0.431569753 25.30772985 40.16188123 45.36578351 180.39159 2.563524334 294.2220786
CH3OH O2 HCHO H2 O N2 CO Total
ſCP dT (kJ/kmol) 2091.947151 1330.921526 2075.676344 3385.062502 1309.709767 1311.212204
∆H 8 (kJ/jam) 902.8211158 33682.60243 83363.06679 153566.0127 236260.6272 3361.324391 511136.4546
b. Panas keluar cooler (aliran 9) T out (trial)
= (273.15+70oC) = 343.15 K
T ref
= (273.15+25oC) = 298.15 K
Tabel B.18 Perhitungan ∆H keluar pada aliran 9 Komponen
n (kmol) 45.36578351 45.36578351
H2 O Total
ſCP dT (kJ/kmol) 3385.062502 3385.062502
∆H 9 (kJ/jam) 153566.0127 153566.0127
c. Panas keluar cooler (aliran 10) T out (trial)
= (273.15+70oC) = 343.15 K
T ref
= (273.15+25oC) = 298.15 K
Tabel B.19 Perhitungan ∆H keluar pada aliran 10 Komponen CH3OH O2 HCHO N2 CO Total
n (kmol) 0.431569753 25.30772985 40.16188123 180.39159 2.563524334 248.8562951
ſCP dT (kJ/kmol) 2091.947151 1330.921526 2075.676344 1309.709767 1311.212204
∆H 10 (kJ/jam) 902.8211158 33682.60243 83363.06679 236260.6272 3361.324391 357570.4419
B.20
Setelah dilakukan perhitungan neraca panas pada masing-masing komponen maka dapat disusun tabel neraca panas komponen sebagai berikut: Tabel B.20. Neraca panas di sekitar Separator (SE-201) Komponen CH3OH O2 HCHO H2 O N2 CO Sub Total Total
Aliran Input (kJ/jam) ∆H8 902.8211158 33682.60243 83363.06679 153566.0127 236260.6272 3361.324391 511136.4546 511136.4546
Aliran Output (kJ/jam) ∆H9 ∆H10 0,000 902.8211158 0,000 33682.60243 0,000 83363.06679 153566.0127 0,000 0,000 236260.6272 0,000 3361.324391 153566.0127 357570.4419 511136.4546
6. Neraca panas di sekitar Heater (HE-102) Fungsi : Memanaskan air umpan untuk pelarut urea pada temperatur 42oC
Gambar B.6 Aliran panas di sekitar Heater Dimana : ∆H13 = Laju alir panas air masuk (kJ/jam) ∆H14 = Laju alir panas air keluar (kJ/jam) ∆Hsteam in = Laju alir panas steam masuk (kJ/jam) ∆Hsteam out = Laju alir panas steam keluar (kJ/jam)
B.21
a. Panas masuk heater (aliran 13) T bahan = (273.15+30oC) = 303.15 K = (273.15+25oC) = 298.15 K
T ref
Tabel B.21 Perhitungan ∆H keluar pada aliran 13 ſCP dT ∆H 13 Komponen n (kmol) H2O
35.69151374
Total
35.69151374
(kJ/kmol) 377.4863816
(kJ/jam) 13473.06038 13473.06038
b. Panas keluar heater (aliran 14) T out
= (273.15+42oC) = 315.15 K
T ref
= (273.15+25oC) = 298.15 K
Tabel B.22 Perhitungan ∆H keluar pada aliran 14 ſCP dT ∆H 14 Komponen n (kmol) H2O
35.69151374
(kJ/kmol) (kJ/jam) 1281.498055 45738.60543
Total
35.69151374
45738.60543
c. Menghitung laju alir massa dan laju alir panas steam ∆Hsteam = ∆H14 - ∆H13 = (45738.60543- 13473.06038) kJ/jam = 32265.54505 kJ/jam Data steam pada T = (273.15+300oC) = 573.15 K dan P = 8581 kPa: Hl = 1344 kJ/kg Hv = 2749 kJ/kg λs = Hv – Hl = 2749– 1344= 1405 kJ/kg
B.22
Maka massa steam: 𝑊𝑠 =
∆𝐻 32265.54505 kJ/jam = = 22.96480075 𝑘𝑔/𝑗𝑎𝑚 𝜆𝑠 1405 𝑘𝐽/𝑘𝑔
Panas steam masuk (∆Hsteam in) ∆Hsteam in = Ws x Hv = (22.96480075 kg/jam) . (2749 kJ/kg) = 63130.23726 kJ/jam
Panas steam keluar (∆Hsteam out) ∆Hsteam out = Ws x Hl = (22.96480075 kg/jam). (1344 kJ/kg) = 30864.69221 kJ/jam
Setelah dilakukan perhitungan neraca panas pada masing-masing komponen maka dapat disusun tabel neraca panas komponen sebagai berikut: Tabel B.23. Neraca panas di sekitar Heater (HE-102) Komponen H2O Steam Sub Total Total
Aliran Input (kJ/jam) ∆H13 ∆Hsteam in 13473.06038 0,000 0,000 63130.23726 13473.06038 63130.23726
76603.29763
Aliran Output (kJ/jam) ∆H14 ∆Hsteam out 45738.60543 0,000 0,000 30864.69221 45738.60543 30864.69221
76603.29763
B.23
7. Neraca panas di sekitar Mixing Tank (MT-101) Fungsi : Melarutkan urea ( CO(NH)2 )menggunakan air sebagai umpan reaktor 202
Gambar B.7 Aliran panas di sekitar Mixing Tank Dimana : ∆H12 = Laju alir panas CO(NH)2 (kJ/jam) ∆H14 = Laju alir panas air (kJ/jam) ∆H15 = Laju alir panas CO(NH)2 solution (kJ/jam) Neraca Energi di Mixing Tank: {(∆H12 + ∆H14) – (∆H15) + (∆Hpengenceran) – (0)} = {0} (∆H12 + ∆H14 + ∆Hpengenceran) – ∆H3 = 0
1) Panas masuk pada aliran 12 T in T ref
= (273.15+30oC) = 303.15 K = (273.15+25oC) = 298.15 K
Tabel B.24 Perhitungan ∆H masuk pada aliran 12 Komponen CO(NH)2 H2O Total
n (kmol) 0.698361818 28.68705802 29.38541984
ſCP dT (kJ/kmol) 377.4863816 343.5612713
∆H 12 (kJ/jam) 263.6220758 9855.762124 10119.3842
B.24
2) Panas masuk pada aliran 14 T in T ref
= (273.15+42oC) = 315.15 K = (273.15+25oC) = 298.15 K
Tabel B.25 Perhitungan ∆H masuk pada aliran 14 Komponen
n (kmol)
H2O Total
35.69151374 35.69151374
ſCP dT (kJ/kmol) 1281.498055
∆H 14 (kJ/jam) 45738.60543 45738.60543
3) Panas pengenceran Diketahui : Panas pelarutan CO(NH)2 = 0.32 kkal/kgr.C (Sumber: Perry ed.8, Tabel 2-182) Massa CO(NH)2 yang akan dilarutkan sebanyak = 1722.94 kg/jam
Maka panas pengenceran : ∆Hpengenceran = Panas pelarutan CO(NH)2 x massa CO(NH)2 x Temperatur pelarutan
∆Hpengenceran = (0.32 kkal/kg.C).(1722.94 kg/jam).(70oC) ∆Hpengenceran = (39013.58135 kkal/jam . 4.184 ) = 163232.8244 kj/jam
4) Menghitung panas dan temperatur pada aliran 15 Untuk mendapatkan temperatur keluaran dari Mixing Tank maka perlu dilakukan perhitungan trial and error dimana ∆Hhitung harus sama dengan ∆H15. Dengan bantuan solver Excel maka didapatkan hasil sebagai berikut: Neraca energi: (∆H12 + ∆H14 + ∆Hpengenceran) – ∆H15 = 0 ∆H15 = ∆H12 + ∆H14 + ∆Hpengenceran ∆H15 = 219090.18 kJ/jam
B.25
T in (trial) T ref
= (273.15+70oC) = 343.15 K = (273.15+25oC) = 298.15 K
Tabel B.26 Perhitungan ∆H keluar pada aliran 15 Komponen CO(NH)2 H2O Total
n (kmol) 36.38987556 28.68705802 65.07693358
ſCP dT (kJ/kmol) 3442.220627 3270.772264
∆H 12 (kJ/jam) 125261.9803 93828.83372 219090.814
Setelah dilakukan perhitungan neraca panas pada masing-masing komponen maka dapat disusun tabel neraca panas komponen sebagai berikut: Tabel B.27 Neraca panas di sekitar Mixing Tank (MT-101) Aliran Aliran Input (kJ/jam) Komponen Generasi (kJ/jam) ∆H12 ∆H14 0,000 0,000 CO(NH)2 263.6220758 H2O 9855.762124 45738.60543 0,000 Qpengenceran 0,000 0,000 163232.8244 10119.3842 45738.60543 163232.8244 Sub Total 219090.814 Total
Aliran Output (kJ/jam) ∆H15 125261.9803 93828.83372
0,000 219090.814 219090.814
8. Neraca panas di sekitar Reaktor (R-202) Fungsi : Mereaksikan gas HCHO dengan CO(NH)2 solution sehingga akan terbentuk produk utama berupa urea formaldehid
Gambar B.8 Aliran panas di sekitar Reaktor
B.26
Dimana : ∆H11 = Laju alir panas umpan HCHO dari separator 101 (kJ/jam) ∆H16= Laju alir panas umpan CO(NH)2 solution dari mixing tank 101 (kJ/jam) ∆H17 = Laju alir panas gas buang yang keluar Reaktor 202 (kJ/jam) ∆H18 = Laju alir panas produk yang keluar Reaktor 202 (kJ/jam) ∆Hpendingin in = Laju alir panas air pendingin masuk (kJ/jam) ∆Hpendingin out = Laju alir panas air pendingin keluar (kJ/jam)
a. Panas masuk pada aliran 11 Panas masuk pada aliran 11 sama dengan panas keluar dari bagian atas separator 101 yaitu 357570.4419 kJ/jam.
b. Panas masuk pada aliran 16 Panas masuk pada aliran 16 sama dengan panas keluar dari mixing tank 101 yaitu 219090.814 kJ/jam. c. Panas keluar pada aliran 17 T out T ref
= (273.15+70oC) = 343.15 K = (273.15+25oC) = 298.15 K
Tabel B.28 Perhitungan ∆H keluar pada aliran 17 Komponen CH3OH O2 HCHO CO N2 Total
n (kmol) 0.431569753 25.30772985 1.63295561 2.563524334 180.39159 210.3273695
ſCP dT (kJ/kmol) 1131.895275 728.0767291 1122.476318 718.1914824 717.6769064
∆H 17 (kJ/jam) 488.4917643 18425.96917 1832.954001 1841.101342 129462.8782 152051.3945
B.27
d. Panas keluar pada aliran 18 = (273.15+70oC) = 343.15 K = (273.15+25oC) = 298.15 K
T out T ref
Tabel B.29 Perhitungan ∆H keluar pada aliran 18 Komponen
ſCP dT (kJ/kmol) 1858.413618 1728.432663 12775.43342 12775.43342 12775.43342
n (kmol)
H2O CO(NH)2 UF1 UF2 UF3 Total
36.38987556 0.860611741 19.26446281 6.421487603 2.140495868 65.07693358
∆H 17 (kJ/jam) 67627.44028 1487.509443 246111.8619 82037.28731 27345.76244 424609.8614
e. Menghitung panas reaksi Reaksi yang terjadi di Reaktor:
13 CO(NH2 ) 2 (l ) 18 CH 2 O (g) 9 HOCH2 NHCONH2 (l ) 3 NHCONH(CH2 OH)2 (l) NHCON(CH2 OH)3(l) (Kirk – Othmer, 1955).
Neraca panas umum di Reaktor: 𝑟𝑎𝑡𝑒 𝑜𝑓 𝑎𝑐𝑐𝑢𝑚𝑢𝑙𝑎𝑡𝑖𝑜𝑛 𝑜𝑓 𝑒𝑛𝑒𝑟𝑔𝑦 𝑤𝑖𝑡𝑖𝑛 𝑡𝑒 𝑠𝑦𝑠𝑡𝑒𝑚
𝑟𝑎𝑡𝑒 𝑜𝑓 𝑓𝑙𝑜𝑤 𝑜𝑓 𝑒𝑎𝑡 𝑡𝑜 𝑡𝑒 𝑠𝑦𝑠𝑡𝑒𝑚 = 𝑓𝑟𝑜𝑚 𝑡𝑒 𝑠𝑢𝑟𝑟𝑜𝑢𝑛𝑑𝑖𝑛𝑔𝑠
𝑟𝑎𝑡𝑒 𝑜𝑓 𝑤𝑜𝑟𝑘 𝑑𝑜𝑛𝑒 𝑏𝑦 − 𝑡𝑒 𝑠𝑦𝑠𝑡𝑒𝑚 𝑜𝑛 𝑡𝑒 𝑠𝑢𝑟𝑟𝑜𝑢𝑛𝑑𝑖𝑛𝑔𝑠
𝑟𝑎𝑡𝑒 𝑜𝑓 𝑟𝑎𝑡𝑒 𝑜𝑓 𝑒𝑛𝑒𝑟𝑔𝑦 𝑒𝑛𝑒𝑟𝑔𝑦 𝑙𝑒𝑎𝑣𝑖𝑛𝑔 𝑎𝑑𝑑𝑒𝑑 𝑡𝑜 𝑡𝑒 + 𝑠𝑦𝑠𝑡𝑒𝑚 𝑏𝑦 𝑚𝑎𝑠𝑠 − 𝑠𝑦𝑠𝑡𝑒𝑚 𝑏𝑦 𝑚𝑎𝑠𝑠 𝑓𝑙𝑜𝑤 𝑖𝑛𝑡𝑜 𝑡𝑒 𝑓𝑙𝑜𝑤 𝑜𝑢𝑡 𝑜𝑓 𝑠𝑦𝑠𝑡𝑒𝑚 𝑡𝑒 𝑠𝑦𝑠𝑡𝑒𝑚
(Pers. 8.2, Fogler., H. Scott, 3rd Ed) Diasumsikan steady state maka akumulasi = 0 sehingga, 0
=
𝑄
−
𝑊
+
𝐹𝑖𝑛 𝐸𝑖𝑛
−
𝐹𝑜𝑢𝑡 𝐸𝑜𝑢𝑡
𝑛
0
= 𝑄 − 𝑊 + 𝐹𝐴0
𝜃𝑖 𝐻𝑖0 − 𝐻𝑖
− ∆𝐻𝑅𝑥 (𝑇)𝐹𝐴0 𝑋
𝑖=1
Karena 𝑊 sangat kecil dibandingkan dengan ∆𝐻𝑅𝑥 (𝑇)𝐹𝐴0 𝑋 maka 𝑊 dapat diabaikan. Reaktor dioperasikan secara isotermal maka 𝐹𝐴0 𝐻𝑖
= 0 sehingga,
𝑛 𝑖=1 𝜃𝑖
𝐻𝑖0 −
B.28
0 = 𝑄 − ∆𝐻𝑅𝑥 (𝑇)𝐹𝐴0 𝑋 𝑄 = ∆𝐻𝑅𝑥 (𝑇)𝐹𝐴0 𝑋 dimana: 𝑇
∆𝐻𝑅𝑥 𝑇 = ∆𝐻
𝑜
𝑅𝑥
𝑇𝑅 +
𝑇
𝐶𝑝𝑝𝑟𝑜𝑑𝑢𝑘 𝑑𝑇 − 𝑇𝑅
𝐶𝑝𝑟𝑒𝑎𝑘𝑡𝑎𝑛 𝑑𝑇 𝑇𝑅
Panas pembentukan standar (∆HoRx 298,15 K) Data ∆HoRx masing-masing komponen pada keadaan standar (298,15K): ΔHfo CO(NH2)2
= -26,0045 kcal/mol
ΔHfo CH2O(g)
= -26,880 kcal/mol
ΔHfo UF 1
= -62,658 kcal/mol
ΔHfo UF 2
= -99,271 kcal/mol
ΔHfo UF 3
= -137,706 kcal/mol (Perry, 1997)
∆HoRx 298,15 K
= ΔHfo CO(NH2)2 (g) x mol CO(NH2)2 (g) = -112465.92 kj/kmol x 27.82 kmol = -4333191.066 kj
Total ∆HoRx
= ∆Hproduk - ∆Hreaktan = ΔHfo (UF 1+ UF 2 + UF 3) - ΔHfo (CO(NH2)2+ CH2O)
Tabel B.30 Perhitungan ∆HoRx 298,15 K ΔHfo ∆HoRx 298,15 K Komponen HCHO CO(NH)2 UF1 UF2 UF3
Total
(kJ/kmol) -112465.92 -108802.828 -262161.072 -415349.864 -576161.904
(kJ) -4333191.066 -3027596.049 -5050392.222 -2667164.003 -1233272.175 -1590041.284
B.29
∆H reaktan Perubahan entalpi reaktan dari 343.15 K ke 298,15 K dapat ditentukan dengan menggunakan persamaan berikut : 343 .15
∆𝐻𝑅 =
𝐶𝑝𝑟𝑒𝑎𝑘𝑡𝑎𝑛 𝑑𝑇 298,15
Hasil perhitungan perubahan entalpi reaktan dapat dilihat pada tabel berikut : Tabel B.31 Perhitungan ∆Horeaktan Komponen HCHO CO(NH)2
∆Horeaktan (kJ/kmol)
n (kmol)
∆H reaktan (kJ)
2075.676344 3214.083374
40.16188123 28.68705802 68.84893925
83363.06679 92202.59624 175565.663
Total
∆H produk Perubahan entalpi produk dari 298,15 K ke 343.15 K dapat ditentukan dengan menggunakan persamaan berikut: 343 .15
∆𝐻𝑃 =
𝐶𝑝𝑝𝑟𝑜𝑑𝑢𝑘 𝑑𝑇 298 ,15
Hasil perhitungan perubahan entalpi produk dapat dilihat pada tabel berikut : Tabel B.32 Perhitungan ∆Hoproduk Komponen HCHO CO(NH)2 UF1 UF2 UF3 Total
∆Hoproduk (kJ/kmol)
1122.476318 1728.432663 12775.43342 12775.43342 12775.43342
n (kmol)
∆H produk (kJ)
1.63295561 0.860611741 19.26446281 6.421487603 2.140495868 30.32001363
1832.954001 1487.509443 246111.8619 82037.28731 27345.76244 358815.3751
B.30
Sehingga : ∆Hreaksi = ∆HoRx 298,15 K + ∆Hoproduk - ∆Horeaktan = -1590041.284 + 358815.3751 - 175565.663 = 1406791.572 kj/jam
f. Menghitung kebutuhan pendingin Panas yang harus diserap = ∆Hreaksi Kondisi media pendingin : Jenis pendingin : Air T in
= (273.15+30oC) = 303.15 K
T out
= (273.15+60oC) = 333.15 K (Kern,594)
T ref
= (273.15+25oC) = 298.15 K
Sehingga didapat, ſCP dT = 2256.67 9 kj/kmol 𝑄
𝑠𝑒𝑟𝑎𝑝 mol pendingin = (ſCP dT )
=
1406791 .572 𝑘𝐽 /𝑗𝑎𝑚 2256.67 9 kj/kmol
= 623.389 kmol/jam massapendingin = mol pendingin x mr = 623.389 kmol/jam x 18 kmol/kg = 11221.018 kg/jam Menghitung Q pendingin : ∆H pendingin in = n ſCP dT
= 235321.207 kj/jam ∆H pendingin out = n ſCP dT
= 1642112.779 kj/jam
B.31
Setelah dilakukan perhitungan neraca panas pada masing-masing komponen maka dapat disusun tabel neraca panas komponen sebagai berikut:
Tabel B.33 Neraca panas di sekitar Reaktor (RE-202) Komponen CH3OH O2 HCHO CO N2 H2O CO(NH)2 UF1 UF2 UF3 Amonia Sub Total Total
Aliran Input (kJ/jam) ∆H11 ∆H16 ∆Hpendingin in 902.8211158 0 0 33682.60243 0 0 83363.06679 0 0 3361.324391 0 0 236260.6272 0 0 0 125261.9803 0 93828.83372 0 0 0 0 0 0 0 0 0 235321.207 357570.4419 219090.814 235321.207 576661.2559 2218774.035
Aliran Generasi (kJ/jam) ∆Hreaksi
1406791.572
1406791.572
Aliran Output (kJ/jam) ∆H17 ∆H18 488.4917643 0 18425.96917 0 1832.954001 0 1841.101342 0 129462.8782 0 0 67627.44028 0 1487.509443 0 246111.8619 0 82037.28731 0 27345.76244 0 152051.3945 424609.8614 576661.2559 2218774.035
9. Neraca panas di sekitar cooler (CO-301) Fungsi : Menurunkan temperatur keluaran reaktor 202 dari temperatur 70 oC menjadi 30oC
Gambar B.9 Aliran panas di sekitar cooler Dimana : ∆H18 = Laju alir panas keluaran reaktor 202 masuk (kJ/jam) ∆H19 = Laju alir panas keluaran reaktor 202 keluar (kJ/jam)
∆Hpendingin out 0 0 0 0 0
0 1642112.779 1642112.779
B.32
∆Hpendingin in = Laju alir panas pendingin masuk (kJ/jam) ∆Hpendingin out = Laju alir panas pendingin keluar (kJ/jam) a. Panas masuk cooler (aliran 18) Panas masuk ke dalam cooler 301 adalah panas keluaran reaktor 202. T in
= (273.15+70oC) = 343.15 K
T ref
= (273.15+25oC) = 298.15 K
Tabel B.34 Perhitungan ∆H keluar pada aliran 18 Komponen H2O CO(NH)2 UF1 UF2 UF3 Total
n (kmol) 36.38987556 0.860611741 19.26446281 6.421487603 2.140495868 65.07693358
ſCP dT (kJ/kmol) 1858.413618 1728.432663 12775.43342 12775.43342 12775.43342
∆H 18 (kJ/jam) 67627.44028 1487.509443 246111.8619 82037.28731 27345.76244 424609.8614
b. Panas keluar cooler (aliran 19) T out
= (273.15+30oC) = 303.15 K
T ref
= (273.15+25oC) = 298.15 K
Tabel B.35 Perhitungan ∆H keluar pada aliran 19 Komponen H2O CO(NH)2 UF1 UF2 UF3 Total
n (kmol) 36.38987556 0.860611741 19.26446281 6.421487603 2.140495868 65.07693358
ſCP dT (kJ/kmol) 377.4863816 343.5612713 2439.097255 2439.097255 2439.097255
∆H 19 (kJ/jam) 13736.68245 295.6728637 46987.89835 15662.63278 5220.877595 81903.76405
c. Menghitung kebutuhan pendingin Panas yang harus diserap = ∆H18 - ∆H19 = (424609.8614-81903.76405) kg/jam = 342706.0974 kg/jam
B.33
Kondisi media pendingin : Jenis pendingin : Air T in
= (273.15+30oC) = 303.15 K
T out
= (273.15+45oC) = 323.15 K (Kern,594)
T ref
= (273.15+25oC) = 298.15 K
Sehingga didapat,
ſCP dT = 1505.533 kj/kmol 𝑄
𝑠𝑒𝑟𝑎𝑝 mol pendingin = (ſCP dT )
=
342706.10 𝑘𝐽 /𝑗𝑎𝑚 1505.533 kj/kmol
= 227.63 kmol/jam massapendingin = mol pendingin x mr = 227.63 kmol/jam x 18 kmol/kg = 4097.35 kg/jam Menghitung Q pendingin : ∆H pendingin in = n ſCP dT
= 85927.59 kj/jam ∆H pendingin out = n ſCP dT
= 428633.68 kj/jam
B.34
Setelah dilakukan perhitungan neraca panas pada masing-masing komponen maka dapat disusun tabel neraca panas komponen sebagai berikut:
Tabel B.36. Neraca panas di sekitar Cooler (CO-301) Komponen H2 O CO(NH)2 UF1 UF2 UF3 Amonia Sub Total Total
Aliran Input (kJ/jam) ∆H18 ∆Hpendingin in 67627.44028 0,000 1487.509443 246111.8619 82037.28731 27345.76244 0,000 85927.59 424609.8614 85927.59 510537.45
Aliran Output (kJ/jam) ∆H19 ∆Hpendingin out 13736.68245 0,000 295.6728637 46987.89835 15662.63278 5220.877595 0,000 428633.68 81903.76405 428633.68 510537.45
LAMPIRAN C PERHITUNGAN SPESIFIKASI PERALATAN PROSES
1.
Tangki Penyimpan Metanol (TP-101)
Fungsi
: Menyimpan metanol dalam keadaan cair dengan kapasitas 232.533,754 m3 selama 7 hari
Tipe Tangki
: Silinder vertikal dengan dasar datar (flat bottom) dan Atap (head) berbentuk Torispherical Roof
Bahan
: Carbon Steel SA-283 Grade C
Pertimbangan
: Mempunyai allowable stress cukup besar Harganya relatif murah Tahan terhadap korosi
Kondisi Operasi
: Temperatur design
: 50 oC
Temperatur fluida
: 30 oC
Tekanan
: 1 atm
Gambar C.1. Tangki penyimpanan metanol
C.2
a.
Menentukan Temperatur dan Tekanan Penyimpanan Siang hari, diperkirakan temperatur dinding tangki mencapai 50 oC. Perancangan akan dilakukan pada temperatur tersebut dengan tujuan untuk menjaga temperatur fluida di dalam tangki. Yaitu untuk menghindari adanya transfer panas dari dinding tangki ke fluida. Oleh karena temperatur dinding tangki pada siang hari diperkirakan mencapai 50 oC, dan apabila dinding tangki tidak dirancang sesuai kondisi tersebut, maka akan terjadi transfer panas dari dinding tangki ke fluida yang menyebabkan tekanan uap fluida semakin besar. Semakin tinggi tekanan uap, maka perancangan dinding tangki akan semakin tebal. Dimana semakin tebal dinding tangki, maka transfer panas dari dinding ke fluida akan semakin kecil, sehingga dapat diabaikan. Berikut adalah perhitungan tekanan fluida pada temperatur 50 oC. Dengan cara trial tekanan pada temperatur 50 oC, maka diperoleh hasil sebagai berikut: Tabel C.1. Hasil perhitungan tekanan fluida di dalam tangki Komponen
kg/jam
kmol/jam
zf
Pi, (Pa)
Ki = Pi/P
yf = Ki . zf
metanol
1.382,75
43,150
0,998
55.477,684
83,803
83,655
H2O
1,380
0,077
0,002
12.305,487
18,588
0,033
1.384,130
43,227
1,000
TOTAL
T
= 50 oC
P
= 0,546 atm
Sehingga desain tangki dilakukan pada kondisi: T = 50 oC P = 1 atm + 0,546 atm = 1,546 atm = 22,726 psi
83,688
C.3
b. Menghitung densitas campuran Tabel.C.2. Densitas campuran Komponen Kg/jam metanol 1.382,75 H2O 1,380 TOTAL
liquid
ρ (kg/m3) 763,728 982,729
wi 0,999 0,001
1.384,130
1,000
=
wi wi
=
1 0,00131
wi/ρ 1,31E-03 1,01E-06 1,31E-03
= 763,898 kg/m3 = 47,688 lb/ft3 c.
Menghitung Kapasitas Tangki Waktu tinggal
= 7 hari
Jumlah
= 1384,13 kg/jam x 24 jam x 7 hari
Volume liquid
= 232.533,754 kg m liquid = ρ liqud =
232.533,75 4 kg 763,898 kg/m 3
= 304,404 m3 = 10.749,540 ft3
Over Design
= 20 %
(Peter and Timmerhaus, 1991)
Vtangki
= (100/80) x Vliquid = (100/80) x 304,404 m3 = 380,505 m3 = 13.436,926 ft3
C.4
d. Menentukan Rasio Hs/D Vtangki
= Vshell + Vtutup = ¼ π D2 H + 0,000049 D3 + ¼ π D2 sf
Atangki
= Ashell + Atutup = (¼ π D2 + π D H) + 0,842 D2
Keterangan : D
= diameter tangki, in
sf
= straight flange, in (dipilih sf = 3 in)
Berdasarkan Tabel 4-27 Ulrich 1984, dimana :
Hs <2 D
(Ulrich, 1984)
Rasio H/D yang diambil adalah rasio yang memberikan luas tangki yang paling kecil. Hasil trial rasio H/D terhadap luas tangki dapat dilihat pada Tabel C.3. berikut. Tabel C.3. Hasil Trial Hs/D Terhadap Luas Tangki Trial 1 2 3 4 5 6 7 8 9 10 11 12 13 14
H/D 0,50 0,60 0,70 0,72 0,73 0,74 0,80 0,90 1,00 1,10 1,20 1,30 1,40 1,50
D (ft) 30,287 28,800 27,569 27,346 27,238 27,131 26,524 25,622 24,832 24,131 23,503 22,935 22,419 21,947
H (ft) 15,143 17,280 19,298 19,689 19,884 20,077 21,219 23,060 24,832 26,544 28,203 29,816 31,387 32,920
A (ft2) 2.932,609 2.912,211 2.907,110 2.907,406 2.907,690 2.908,060 2.911,914 2.923,362 2.939,379 2.958,591 2.980,060 3.003,127 3.027,322 3.052,301
Vsilinder , ft3 10.904,528 11.251,462 11.513,643 11.558,586 11.580,264 11.601,439 11.718,831 11.883,845 12.019,467 12.132,936 12.229,289 12.312,140 12.384,153 12.447,333
Vhead, ft3 2.352,378 2.022,683 1.774,128 1.731,579 1.711,062 1.691,026 1.580,027 1.424,245 1.296,449 1.189,716 1.099,234 1.021,552 954,132 895,066
Vsf, ft3 180,020 162,780 149,156 146,761 145,600 144,461 138,068 128,837 121,010 114,273 108,403 103,234 98,641 94,526
Vtotal (ft3) 13.436,926 13.436,926 13.436,926 13.436,926 13.436,926 13.436,926 13.436,926 13.436,926 13.436,926 13.436,926 13.436,926 13.436,926 13.436,926 13.436,926
C.5
Rasio H/D Optimum 3,200.000 3,150.000
Luas, A
3,100.000 3,050.000 3,000.000 2,950.000 2,900.000 2,850.000 0.00
0.50
1.00
1.50
2.00
H/D Gambar C.2. Rasio Hs/D Optimum Terlihat bahwa rasio Hs/D yang memberikan luas tangki yang paling kecil yaitu 0,7-0,72.
Maka untuk selanjutnya digunakan rasio Hs/D = 0,7. D
= 27,569 ft = 330,823 in = 8,403 m
Dstandar
= 28 ft (336 in)
H
= 19,298 ft = 231,576 in = 5,882 m
Hstandar
= 20 ft (240 in)
Cek rasio H/D : Hs/D
= 20/28 = 0,714 memenuhi (0,7-0,72)
C.6
e.
Menentukan Jumlah Courses Lebar plat standar yang digunakan : L
= 72 in
(Appendix E, item 1, B & Y)
= 6 ft Jumlah courses
=
20 ft 6 ft
= 3,33 buah = 4 buah
f.
Menentukan Tinggi Cairan di dalam Tangki Vshell
= ¼ π D2 H = ¼ π (28 ft)2. 20 ft = 12.308,8 ft3
Vdh
= 0,000049 D3 = 0,000049 (28 ft)3 = 1,076 ft3
Vsf
= ¼ π D2 sf = ¼ π.(336 in)2.3 = 265.870,08 in3 = 153,86 ft3
Vtangki baru
= Vshell + Vdh + Vsf = 12.308,8 + 1,076 + 153,86 = 12.463,736 ft3 = 352,936 m3
Vruang kosong
= Vtangki baru - Vliquid = 12.463,736 – 10.749,54 = 1.714,195 ft3
C.7
Vshell kosong
= Vruang kosong – (Vdh + Vsf) = 1.714,195 – (1,076 + 153,86) = 1.559,26 ft3
Hshell kosong
= =
4.Vshell kosong
.D 2 4 1.559,26 28 2
= 2,534 ft Hliquid
= Hshell – Hshell kosong = 20 ft – 2,534 ft = 17,466 ft
g.
Menenetukan Tekanan desain Ketebalan shell akan berbeda dari dasar tangki sampai puncak. Hal ini karena tekanan zat cair akan semakin tinggi dengan bertambahnya jarak titik dari permukaan zat cair tersebut ke dasar tangki. Sehingga tekanan paling besar adalah tekanan paling bawah. Tekanan desain dihitung dengan persamaan : Pabs
= Poperasi + Phidrostatis
Untuk menentukan tekanan hidrostatis, jika densitas fluida lebih kecil dari densitas air, maka densitas yang digunakan adalah densitas air (Brownell & Young,1959: 46). Maka untuk selajutnya digunakan densitas air pada suhu 60 oF: air
= 999,074 kg/m3 = 62,370 lb/ft3
Phidrostatis
=
g g H L
144 c
C.8
17,466 ft 62,370 lb/ft 3 9,81 9,81 = 144 = 7,565 psi Poperasi
= 22,726 psi
Pabs
= 7,565 psi + 22,726 psi = 30,291 psi
Tekanan desain 5 -10 % di atas tekanan kerja normal/absolut (Coulson, vol 6, hal. 637). Tekanan desain yang dipilih 10 % diatasnya. Tekanan desain pada courses ke-1 (plat paling bawah) adalah:
Pdesain
= 1,1 x Pabs = 1,1 x 30,291 psi = 33,320 psi
Berikut ini adalah tabel perhitungan tekanan desain untuk setiap courses : Tabel C.4. Tekanan Desain Masing-masing Courses Courses H (ft) HL (ft) Phid (psi) Pabsolut(psi) 1 2 3
20 14 8
17,466 11,466 5,466
4
2
-0,534
7,565 4,966 2,368 -0,231
30,291 27,693 25,094 22,495
Pdesain (psi) 33,320 30,462 27,603 24,745
h. Menentukan Tebal dan Panjang Shell Tebal Shell Untuk menentukan tebal shell, persamaan yang digunakan adalah :
ts ts
Pd .ri c f.E - 0,6.P
(pers. 13.1 Brownell & Young,1959,hal.254)
P.d c 2.( f .E 0,6 P)
keterangan : ts
= ketebalan dinding shell, in
Pd
= tekanan desain, psi
C.9
D
= diameter tangki, in
f
= nilai tegangan material, psi Carbon Steel SA-283 Grade C 12.650 psi (Tabel 13.1, Brownell & Young, 1959:251)
E
= efisiensi sambungan = 80% (Tabel 13.2, B & Y, hal 254) jenis sambungan las (single-welded butt joint without backing strip, no radiographed)
C
= korosi yang diizinkan (corrosion allowance) 0,25 in/20 th (Timmerhaus, 1991)
Menghitung ketebalan shell (ts) pada courses ke-1: ts
=
33,320 psi x 336 in 2 x((12.650 psi x 0,8 ) - (0.6 33,320))
+ 0,250 in
= 0,804 in (1,000 in)
Tabel C.5. Ketebalan shell masing-masing courses Courses H (ft) Pdesain (psi) ts (in) 1 2 3 4
20 14 8 2
33,320 30,462 27,603 24,745
0,804 0,757 0,709 0,661
ts standar (in) 1,000 1,000 1,000 1,000
Panjang Shell Untuk menghitung panjang shell, persamaan yang digunakan adalah : L
=
π.Do - ( weld length) 12.n
(Brownell and Young,1959:55)
keterangan : L
= Panjang shell, in
Do
= Diameter luar shell, in
n
= Jumlah plat pada keliling shell
weld length
= Banyak plat pada keliling shell dikalikan dengan banyak sambungan pengelasan vertikal yang diizinkan.
C.10
= n x butt welding
Menghitung panjang shell (L) pada courses ke-1 : ts
= 1,000 in
Do
= Di + 2.ts = 336 + (2 x 1,000) = 338,000 in
n
= 10 buah
butt welding
= 5/32 in
L
=
(Brownell and Young,1959,hal. 55)
(3,14).(33 8 in) - (1,563 in) 12 x 10
= 8,831 in
Tabel C.6. Panjang shell masing-masing courses Plat ts, (in) do (in) L (in) 1 1,000 338,000 8,831 2 1,000 338,000 8,831 3 1,000 338,000 8,831 4 1,000 338,000 8,831 i.
Desain Head (Desain Atap) Bentuk atap yang digunakan adalah torispherical flanged and dished head. Jenis head ini untuk mengakomodasi kemungkinan naiknya temperatur di dalam tangki sehingga mengakibatkan naiknya tekanan dalam tangki, karena naiknya temperatur lingkungan menjadi lebih dari 1 atm. Untuk torispherical flanged dan dished head, mempunyai rentang allowable pressuse antara 15 psig (1,0207 atm) sampai dengan 200 psig (13,6092 atm) (Brownell and Young, 1959).
C.11
OD
b = tinngi dish
OA
icr
A
sf
B
ID
t
a
r
C
Gambar C.3. Torispherical flanged and dished head.
Menghitung tebal head minimum Menentukan nilai stress intensification untuk torispherical dished head dengan menggunakan persamaan (Brownell and Young, 1959): w
=
1 rc 3 4 icr
(Brownell and Young,1959.hal.258)
Diketahui : rc = 336 in icr = 20,160 in s Maka : w =
1 336 . 3 4 20,160
= 1,771 in
Menentukan tebal head dengan menggunakan persamaan (Brownell and Young,1959: 258): th = =
P.rc .w C 2fE 0,2P
33,320 336 1,771 0,25 (2 12.650 0,8) (0,2 33,320)
C.12
= 1,230 in (dipakai plat standar 1 1/2 in)
Untuk th = 1 1/2 in, Dari Tabel 5.8 (Brownell and Young, 1959) diperoleh: sf = 1,5 – 4,5 in Direkomendasikan nilai sf = 3 in
Keterangan : th = Tebal head (in) P = Tekanan desain (psi) rc = Radius knuckle, in icr = Inside corner radius ( in) w = stress-intensitication factor E = Effisiensi pengelasan C = Faktor korosi (in)
Depth of dish (b) (Brownell and Young,1959.hal.87)
ID icr b = rc (rc icr ) 2
2
2
336 20,160 = 336 (336 20,160) 2
2
2
= 56,897 in
Tinggi Head (OA) OA
= th + b + sf
OA
= 1,5 + 56,897 + 3
(Brownell and Young,1959:87)
= 61,397 in = 5,116 ft
j.
Menentukan Tinggi Total Tangki Untuk mengetahui tinggi tangki total digunakan persamaan: Htotal
= Hshell + Hhead = 240 + 61,397 in = 301,397 in = 25,116 ft
C.13
k. Desain Lantai Untuk memudahkan pengelasan dan memperhitungkan terjadinya korosi, maka pada lantai (bottom) dipakai plat dengan tebal minimal ½ in. Tegangan yang bekerja pada plat yang digunakan pada lantai harus diperiksa agar diketahui apakah plat yang digunakan memenuhi persyaratan atau tidak (Brownell and Young, 1959).
Tegangan kerja pada bottom : Compressive stress yang dihasilkan oleh metanol S1 =
w 1 Di2 4
(Brownell and Young,1959:156)
Keterangan : S1 = Compressive stress (psi) w = Jumlah metanol (lbm) Di = Diameter dalam shell (in)
= konstanta (= 3,14)
S1 =
512.651,853 lb 1 (3,14)(336 in ) 2 4
= 5,785 psi
Compressive stress yang dihasilkan oleh berat shell S2
X ρs 144
(Brownell and Young,1959:156)
Keterangan : S2 = Compressive stress (psi) X = Tinggi tangki
s = Densitas shell = 490 lbm/ft3 untuk material steel = konstanta (= 3,14)
C.14
S2 =
25,116 490 144
= 85,465 psi
Tegangan total yang bekerja pada lantai : St = S1 + S2 = 5,785 psi + 85,465 psi = 91,249 psi
Batas tegangan lantai yang diizinkan : St < tegangan bahan plat (f) x efisiensi pengelasan (E) 91,249 psi < (12.650 psi) x (0,75) 91,249 psi < 9.487,5000 psi (memenuhi)
Tabel. C.7. Spesifikasi Tangki Penyimpanan Metanol (TP-101) Alat Tangki Penyimpanan metanol Kode
TP-101
Fungsi
Menyimpan metanol dengan kapasitas 232.533,754 kg selama 7 hari
Bentuk
Silinder tegak (vertikal) dengan dasar datar (flat bottom) dan atap (head) berbentuk torispherical.
Kapasitas
352,936 m3
Dimensi
Diameter shell (D)
= 28 ft
Tinggi shell (Hs)
= 20 ft
Tebal shell (ts)
= 1 in
Tinggi atap
= 5,116 ft
Tebal head
= 1 1/2 in
Tinggi total
= 25,116 ft
Tekanan Desain
33,320 psi
Bahan
Carbon Steel SA-283 Grade C
Jumlah
1
Buah
C.15
2. Pompa (PP-101)
Fungsi
: Mengalirkan metanol dari Tangki Penyimpanan (TP-101) menuju Vaporizer (VP-101)
Tipe Pompa
: Centrifugal pump
Bahan konstruksi : Stainless Steel (austenitic) AISI tipe 316 Alasan Pemilihan
Dapat digunakan range kapasitas yang besar dan tekanan tinggi
Konstruksi sederhana sehingga harganya relatif lebih murah
Kecepatan putarannya stabil
Tidak memerlukan area yang luas
T1 P1 z1 FV
2 1
T2 P2 z2 FV
Gambar C.4. Skema Aliran pada Pompa
Friction loss yang perlu diperhitungkan antara lain :
Friksi karena kontraksi dari tangki ke pipa
Friksi pada pipa lurus
Friksi pada elbow
Friksi karena ekspansi
Friksi pada valve
C.16
Asumsi :
Sifat-sifat fisis cairan dianggap tetap
Fluida incompressible
Data-data perhitungan : feed = 763,898 kg/m3 feed = 0,5534 cp = 0,0006 kg/m.s Suction :
Discharge :
T1 = 30 oC
T2 = 30 oC
P1 = 1 atm
P2 = 1 atm
GV = 1384,129489 kg/jam
GV = 1384,129489 kg/jam
a.
Menghitung Debit Cairan Diambil over design = 10% FV design = 1,1 x 1384,129489 kg/jam = 1522,5424 kg/jam = 0,4229 kg/detik
Q
Gv
1384,129489 763,898
= 1,8119 m3/jam = 7,9786 gal/min
C.17
b. Menghitung Diameter Pipa Diameter pipa optimum untuk material stainless steel dihitung dengan persamaan (Coulson, 1983, pers. 5.14): Dopt = 226 × G0,5 × -0,35 Keterangan : Dopt
= Diameter pipa optimum (mm)
G
= Laju alir massa (kg/s)
= Densitas larutan (kg/m3)
Dopt
= 226 × (0,4229 kg/s)0,5 × (763,898 kg/m3)-0,35 = 14,3939 mm = 0,5667 in
Dari Tabel 13 App. D Peters and Timmerhaus, 1980, diperoleh ukuran comersial pipe : Tabel C.8. Ukuran Comersial Pipe Karakteristik
In
M
NPS Sch. ID OD A
¾ 40,0000 0,8420 1,0500 0,5570
0,0191 0,0214 0,0267 0,0004
c. Menentukan Bilangan Reynold (NRe) Bilangan reynold (NRe) dapat dihitung dengan persamaan (Geankoplis, 1993, pers.4.5-5) : NRe =
ρ x ID x v μ
C.18
Keterangan : NRe
= Bilangan Reynold
= Densitas larutan (kg/m3)
ID
= Diameter dalam pipa (m)
v
= Kecepatan aliran (m/s)
= Viskositas larutan (kg/m.s)
Dimana : Kecepatan aliran, v
=
4Qtan gki
D 2 4 0,0005 3,14 (0,0214 2)
= 1,4018 m/det NRe
=
763,898
kg/m 3 1,4018 m/s 0,0214 m 0,0006 kg/m. s
= 41379,9182 (turbulent, NRe > 4000)
d. Menghitung Panjang Equivalent Faktor koreksi, = 1 Diameter pipa = 0,8420 in = 0,0214 m Roughness, ε = 0,000046 (untuk pipa comercial steel) ε /D = 0,0022 Dari gambar. 2.10-3, Geankoplis, 1993, diperoleh f = 0,0070
C.19
Untuk panjang equivalent, dari gambar 127 Brown, 1950, diperoleh : Tabel C.9. Panjang equivalent Komponen
Jumlah
Le (Feet)
Le (m)
Total
Pipa lurus Standard elbow Globe valve Gate valve fully open
1,0000 3,000 1,0000 1,0000
98,4240 4,5000 40,0000 1,0000
30,000 1,3716 12,1921 0,3048
30,000 4,1149 12,1921 0,3048
Total Panjang Equivalent
46,6118
e. Menghitung Friction loss a. Friksi karena kontraksi dari tangki ke pipa. 2
hc
V A V2 = 0,55 1 2 = Kc 2 A1 2 2
Keterangan : hc
= friction loss
V
= kecepatan pada bagian downstream
= faktor koreksi, aliran turbulen =1
A2 = luas penampang yang lebih kecil A1 = luas penampang yang lebih besar A2/A1 = 0 Kc
= 0,55000
hc
V2 = Kc 2 = 0,55
(1,4018 ) 2 2 1
= 0,5404 J/kg b. Friksi pada pipa lurus
(Pers.2.10-16, Geankoplis, 1993)
C.20
NRe
= 41379,9182
/ID
= 0,0022
f
= 0,0070 (Gambar.2.10-3, Geankoplis,1993)
Ff
= 4f
L V 2 ID 2
= 4 x 0,007
(46,6118 ) (1,4018) 2 (0,0214 ) (2 1)
= 59,9555 J/kg c. Friksi pada sambungan (elbow) Jumlah elbow = 3 Kf = 0,75000 (tabel 2.10-1, Geankoplis) hf
=
V 2 (1,4018) 2 K = f 2 3 0,75 (2 1)
= 2,2106 J/kg d. Friksi karena ekspansi A Kex = 0,55 1 1 A2
2
A2 = luas penampang yang lebih kecil A1
= luas penampang yang lebih besar
A2/A1 = 0 Kex
= 0,55
he
(1,4018) V2 = K ex = 0,55 2 (2 1)
2
= 0,5404 J/kg
e. Friksi pada valve Globe valve wide = 1 = Kf = 9,5
(tabel 2.10-1, Geankoplis, 1983)
C.21
Gate valve wide = 1 = Kf = 0,17 hf
(tabel 2.10-15, Geankoplis, 1983)
V 2 K f 2
=
= ((1 9,5) (1 0,17))
(1,4018) (2 1)
2
= 9,5005 J/kg Total friksi, ΣF = hC + Ff + hf, elbow + he + hf, valve = 0,5404 + 59,9555 + 2,2106 + 0,5404 + 9,5005 = 72,7473 J/kg
f. Menghitung tenaga pompa yang digunakan Persamaan neraca energi yang dijelaskan melalui persamaan Bernaulli (pers. 2.7-28 Geankoplis, 1983) : -Ws.η =
V22 V12 p p1 g Z 2 Z1 2 F 2
1,4018 2 02 9,8 3,0 101,325 - 101,325 72,7473 = 2 1 = 102,1653 J/kg -Wp
=
102,1653 J/kg
Dimana η = 29 % dari Gambar.3.3-2, Geankoplis, 1983 Hal: 146, maka : -WP Power, P
=
102,1653 0,29
= 352,2942 J/kg
= G. -WP = 0,4229 kg/s . 352,2942 J/kg
C.22
= 148,99 J/s = 0,149 kW = 0,1998 hp Jadi digunakan pompa dengan daya 0,5 hp.
Menghitung NPSH Cek Kavitasi: Pv = 0,0263 atm NPSH (Net Positive Suction Head) available :
NPSH A
P1 PV H suction Fsuction g
NPSH A = 13,1654 m
NPSH (Net Positive Suction Head) Required : Dari gambar 7.2 b Walas : CQ = 0,035 S = 7900 (single suction) Putaran spesifik pompa, n = 3.500 rpm
(Fig. 5.6 Coulson, 1983)
Q = 7,9786 gal/min
NPSH required
n Q 0,5 = S
4/3
= 1,3486 ft
(pers. 7.15 Walas, 1988) = 0,4110 m
Kalau (NPSH)r lebih kecil maka pompa dibawah sehingga suction mengalami tekanan lebih besar. Diperoleh : (NPSH)available > (NPSH)required Pompa aman dari kavitasi.
C.23
Tabel C.10. Spesifikasi Pompa (PP-101) Alat
Feed Pump
Fungsi
Mengalirkan metanol dari TP-101 menuju ke VP-101 Centrifugal pump, single suction, single stage Stainless Steel (austenitic) AISI tipe 316 7,9786 gpm 29 % NPS = 0,75 in Sch = 40 in 0,5 hp 0,4110 m 1 buah
Jenis Bahan Konstruksi Kapasitas Efisiensi Pompa Dimensi Power motor NPSH Jumlah
3.
Vaporizer (VP – 201) Fungsi : Menguapkan dan memanaskan campuran CH3OH fasa liquid menjadi fasa uap Kode
: VP-201
Bentuk : silinder, alas ellipsoidal, dan tutup ellipsoidal Bahan konstruksi : Carbon steel, SA-283 Grade C Kondisi operasi
: P = 1 atm ; T = 240 C
C.24
Gambar
:
Gambar C.5. Long Tube Vertical Vaporizer 1. Komposisi Input VP – 201 CH3OH H2O Total
= 1382,7 kg/jam = 1,38 kg/jam = 1384,13 kg/jam
Pada komposisi input, umpan berada dalam fase cair. 2. Komposisi output VP – 201 CH3OH
= 1382,7 kg/jam
H2O
= 1,38 kg/jam
C.25
Total
= 1384,13 kg/jam
Pada komposisi output, metanol dan air berada dalam fase uap. Tabel C.11. Neraca Massa di Vaporizer (VP – 201) Input (Kg/jam) Output (Kg/jam) KOMPONEN Aliran 1 Aliran 2 CH3OH 1382,75 1382,75 H2O 1,38 1,38 Total 1384,13 1384,13
Dari perhitungan neraca panas Panas Aliran Umpan Masuk (aliran 1) 363,15
Qumpan
Cp dT
=m
298,15
Tref
= 298,15 K
T
= 303,15 K
Tabel C.12. Panas aliran masuk Vaporizer (VP-201) ſCP dT Komponen kg/jam ∆H 1 (kJ/jam) (kJ/kmol) CH3OH
1382,75
400.7148235
17293.63975
H2O Total
1,38 1384,13
377.4863816
28.92455339 17322.5643
Panas Aliran Keluar
Panas aliran liquid keluar (aliran 2) 513,15
Qproduk
=m
Cp dT
298,15
Tref
= 298,15 K
T
= 513,15 K
C.26
Tabel C.13. Panas aliran keluar Vaporizer (VP-201) ſCP dT Komponen kg/jam ∆H 2 (kJ/jam) (kJ/kmol) CH3OH 1382,75 11220.25118 484232.1031 H2O 1,38 7394.93588 566.6302895 1384,13 Total 484798.7334
Kebutuhan steam ∆Hsteam = ∆H1 - ∆H2 = 484798.7334 - 17322.5643 = 467476.1691 kJ/jam Data steam pada T = (273.15+300oC) = 573.15 K dan P = 8581 kPa: Hl = 1344 kJ/kg Hv = 2749 kJ/kg λs = Hv – Hl = 2749– 1344= 1405 kJ/kg Maka massa steam: 𝑊𝑠 =
∆𝐻 467476.1691 kJ/jam = = 332.723252 𝑘𝑔/𝑗𝑎𝑚 𝜆𝑠 1405 𝑘𝐽/𝑘𝑔
Panas steam masuk (∆Hsteam in) ∆Hsteam in = Ws x Hv = (332.723252 kg/jam) . (2749 kJ/kg) = 914656.2198 kJ/jam
Panas steam keluar (∆Hsteam out) ∆Hsteam out = Ws x Hl = (332.723252 kg/jam) . (1344 kJ/kg) = 447180.0507 kJ/jam
C.27
Tabel C.14. Neraca Energi Vaporizer Aliran Input (kJ/jam) Komponen ∆H1 ∆Hsteam in CH3OH 17293.63975 0,000 H2O 28.92455339 Steam 0,000 914656.2198 Sub Total 17322.5643 914656.2198 Total 931978.7841
Aliran Output (kJ/jam) ∆H2 ∆Hsteam out 484232.1031 0,000 566.6302895 0,000 447180.0507 484798.7334 447180.0507 931978.7841
Pemilihan tube Untuk Vaporizer jenis standard vertical tube, koefisien transfer panas UD = 200 – 700 Btu/hr.ft2.oF Dipilih : UD
= 350 Btu/hr.ft2.oF
Fluida panas (shell) Tin
= 300 oC
Tout
= 300 oC
W
= 332,72 kg/jam = 733,52 lb/jam
Fluida dingin (tube) tin
= 30 oC
tout
= 240 oC
W
= 1384,13 kg/jam = 3051,5 lb/jam
Menghitung ∆TLMTD ∆TLMTD
=
(T1 t 2 ) (T2 t1 ) (T t ) Ln 1 2 (T2 t1 )
= 251,3158 oF
C.28
Pemanasan dari suhu umpan ke titik didihnya 64,7 °C jumlah panas yang harus disuplai atau yang dibutuhkan oleh fluida dingin adalah = 467476,1691 kJ/jam. Q
= 467476,1691 kj/jam = 443080,1747 Btu/jam
Luas perpindahan panas : A
=
Q U D .T
= 5,0372 ft2 Menentukan dimensi tube : Vertical tube vaporizer : OD
= 0,75 in
L
= 10 ft (4-10 ft)
(Minton, 1986, Hal 78)
Dipilih tube : Table 10. Kern 1965 OD
= 0,75 in (0,0625 ft)
BWG
= 16
ID
= 0,62 in (0,0517 ft)
Surface per lin ft a"
= 0,1963 ft
Flow area per tube (at’)
= 0,3020 in2
Menghitung jumlah tube (Nt) Nt
=
A L.a"
=
5,0372 10.0,1963
= 2,56 tube = 3 tube
C.29
Koreksi UD = Nt.L.a”
A
= 3 x 10 x 0,1963 = 5,889 ft2
UD
=
Q A.T
=
443080,1747 5,889 251,3158
= 299,3775 Btu/hr.ft2.oF Pemilihan pitch (Pt) Dari Fig. 8-69 Ludwig Vol.II : OD/Pt
= 0,2-0,5
Dipilih: OD/Pt
= 0,25
Sehingga: Pt
= 0,75/0,25 = 3 in
Cross sectional area tube bundle A’ Tiap Tube memerlukan 2 x luas PQR R PT t
Luas P
Q
Gambar C.6. Cross sectional area tube bundle
PQR
= ½ alas. tinggi = ½ Pt.t
t
= Pt sin(60)
C.30
Luas PQR
= ½ Pt 2 . Sin (60) = ½ (3)2.sin (60) = 3,8971 in2 = 0,0271 ft2
A’
= Nt . 2 luas PQR = 3 x 2 x 0,0271 = 0,1626 ft2
Diameter bundle : Dbl
=
4. A'
= 0,46 ft
Diameter down take : Dari Mc.Cabe and Smith Ddt
= 0,2-0,4 Dbl
Dipilih : Ddt
= 0,4 Dbl = 0,6964 ft
Volume tube total : Vt
= ¼ . π (ODt)2. L. Nt = ¼ . 3,14 .(0,0625)2. 10. 3 = 0,092 ft3
Perhitungan diameter vaporizer Jumlah umpan = 1384,13 kg/jam = 3051,5 lb/jam ρav
= 121,91 lb/ft3
C.31
Vcairan
= 3051,5 / 121,91 = 25,03 ft3
Cairan akan menempati tube dan tutup bawah
Volume vaporizer bawah : Vbawah
= Vcairan + Vt = 25,03 + 0,092 = 25,122 ft3
Dipilih vaporizer long tube dengan D : H = 1 :1 Vbawah
= ¼ π D2 + π/24 D3
25,122
= ¼ π D3 + π/24 D3
D
= 4,5718 ft = 48 in = 1.2192 m < 4 m, memenuhi
H
(Tabel 4-7 Ulrich, 1984)
= 4,5718 ft = 1.2192 m
Jadi tinggi cairan dalam vaporizer, yaitu 4,5718 ft dan diameter vaporizer, yaitu 4,5718 ft
Ruang uap Cairan teruapkan
= 1384,13 kg/jam = 3051,5 lb/jam
Volume spesifik
= 42,62 ft3/lb
Volumetrik uap
= 3051,5 x 42,62 = 130.054,93 ft3/jam = 36,126 ft3/s
Waktu tinggal diambil = 10 menit (Geankoplis, 1995)
C.32
Volume uap
= 36,126 x 10 = 361,26 ft3
Uap akan menempati shell dan tutup bagian atas.
Volume uap
= ¼ π D2 H + π/24 D3
361,26
= ¼ π (4,5718)2.Hv + π/24 (4,5718)3
Hv
= 21,2562 ft = 6,4 m
Tinggi vaporizer HVP
= HL + Hv = 4,5718 + 21,2562 = 25,828 ft = 7,62 m < 12 m
(Tabel 4-7 Ulrich, 1984)
Cek geometri Nilai (Hl + Hv) / D antara 3 – 6.
H L H v D
(Evans, 1974, hal 155)
= 32,179 /3,389 = 5,649 (memenuhi)
Menghitung tekanan desain Poperasi = 20,574 psi Pdesain = 1,5.Poerasi
(Megyesy, hal 16)
= 30,86 psi
Menghitung tebal shell Untuk menentukan tebal shell, persamaan yang digunakan adalah : Ketebalan shell minimum: ts
=
p d .d i C 2 ( f .E 0,6. p d )
C.33
keterangan : ts
= ketebalan minimum dinding shell, in
pd
= tekanan desain, psi
di
= diameter shell bagian dalam , in
f
= nilai tegangan material, psi digunakan material stainless steel SA 167 Grade 11 type 316 (18,750 psi). (App.D.Item 4. Brownell and Young, 1959, Hal 342)
E
= efisiensi sambungan (single-welded butt joint with backing strip, no radiographed ) = 0,85 (Tabel 13.2 Brownell and Young,1959,Hal 254).
C
= korosi yang diizinkan (corrosion allowance) = 0,25 in/20 tahun
ts
=
30,86 psi x 70,7687 in 0,25 in 2. (18.750 psi x 0,85 0,6 x 30,86 psi)
= 0,31 in (digunakan plat standar 0,3125 in)
Tabel C.15. Spesifikasi Vaporizer (VP-201) Fungsi Menguapkan dan memanaskan metanol sebagai umpan masuk Reaktor Kode Alat
VP-201
Tipe
silinder, alas ellipsoidal, dan tutup ellipsoidal
Volume
25,03 ft3
Bahan konstruksi
Carbon steel, SA-283 Grade C
Diameter vaporizer 1,8605 4,571 4,5718 ft Tinggi vaporizer 2,7908 mjhi 4,5718 ft OD tube
1/4 in
Jumlah pipa pemanas
3 buah
Jumlah
1 Unit
C.34
4. Blower (BL-103) Fungsi
: Mengalirkan bahan baku gas Metanol dari vaporizer ke Reaktor (RE-201)
Tipe
: Centrifugal Multiblade Backward Curved Blower
Pemilihan : Cocok untuk mengalirkan gas dan udara (Perry’s : 10-45) Harganya lebih murah (Tabel 4-9, Ulrich : 120) Efisiensinya tinggi (Banchero : 112)
Gambar C.7. Blower
Jumlah udara masuk (GG) = 1384,1295
kg jam
a. Menentukan densitas (ρ) Densitas gas methanol adalah 421,9073 kg/m3 b. Menentukan laju alir volumetrik udara (QU) QU digunakan untuk menentukan harga (Timmerhaus, fig 14-50 : 531) QU
GG
kg m3 jam = 3,2806 kg jam 421,9073 3 m
1384,1295
=
c. Menentukan daya blower (P) hp = 1,57 x 10-4Q.P
C.35
Keterangan : Q : Laju alir (ft 3/menit) P : Tekanan (inH2O) Konversi : 1 ft3
= 0.02831685 m3
1 atm
= 406,79 inH2O
hp = 1,57 x 10-4 x 1,930916 ft3/menit x 569,51 inH2O hp = 0,1726 hp Nilai efisiensi diambil 80%, maka daya aktual blower adalah: Pteoritis
Paktual =
=
0,1726 = 0,2158 hp 0,8
Daya standar 1 hp. Tabel C.16. Spesifikasi Blower (BL– 103) Fungsi Mengalirkan bahan baku gas Metanol dari vaporizer ke Reaktor (RE-201) Kode Alat BL – 103 Tipe Centrifugal Multiblade Backward Curved Blower Power Motor 1 Hp
5. Blower (BL-101) Fungsi
: Mengalirkan bahan baku udara dari lingkungan ke heater (HE-101)
Tipe
: Centrifugal Multiblade Backward Curved Blower
Pemilihan : Cocok untuk mengalirkan udara (Perry’s : 10-45) Harganya lebih murah (Tabel 4-9, Ulrich : 120) Efisiensinya tinggi (Banchero : 112)
C.36
Gambar C.8. Blower Jumlah udara masuk (GG) = 6587,2387
kg jam
d. Menentukan densitas (ρ) Densitas klorin adalah 1,3964 kg/m3
e. Menentukan laju alir volumetrik udara (QU) QU digunakan untuk menentukan harga (Timmerhaus, fig 14-50 : 531) QU
GG
kg m3 jam = 4717,2430 kg jam 1,3964 3 m
6587,2387
=
f. Menentukan daya blower (P) hp = 1,57 x 10-4Q.P Keterangan : Q : Laju alir (ft 3/menit) P : Tekanan (inH2O) Konversi : 1 ft3
= 0.02831685 m3
1 atm
= 406,79 inH2O
hp = 1,57 x 10-4 x 2776,46408 ft3/menit x 406,79 inH2O hp = 177,3217 hp
C.37
Nilai efisiensi diambil 80%, maka daya aktual blower adalah: Paktual = =
Pteoritis
177,3217 = 221,6522 hp 0,8
Daya standar 225 hp.
Tabel C.17. Spesifikasi Blower (BL– 101) Fungsi Mengalirkan bahan baku udara dari lingkungan ke heater (HE-101) Kode Alat BL – 101 Tipe Centrifugal Multiblade Backward Curved Blower Power Motor 225Hp
6. Heater (HE-101) Jenis
: Double Pipe Heat Exchanger
Fungsi
: Menaikkan temperatur udara dari 30 oC menjadi 240 oC
Pemilihan : Sesuai untuk HE dengan luas perpindahan panas kurang 200 ft 2 Gland
Gland
Gland
Return Bend
Return Head
Tee
Gambar C.9. Double Pipe Heat Exchanger (Kern, 1965, Hal.102) Data perhitungan : Fluida panas : Steam Laju alir, W = 1007,04 kg/jam = 2220,12 lb/jam T masuk, T1 = 300 oC = 572 oF T keluar, T2 = 300 oC = 572 oF
C.38
Fluida dingin : Udara Laju alir, w = 6587,238 kg/jam = 14522,22 lb/jam T masuk, t1 = 30 oC = 86 oF T keluar, t2 = 240 oC = 464 oF a. Neraca panas Beban panas, Q = 1414892,398 kJ/jam = 1341053,966 Btu/jam b. Menghitung ∆TLMTD Driving force dari proses perpindahan panas adalah perbedaan temperatur antara fluida panas (hot fluid) dengan fluida dingin (cold fluid). Perbedaan temperatur yang terjadi di setiap titik di sepanjang heat exchanger ditunjukkan melalui nilai ∆TLMTD (Log Mean Temperature Difference). Karena nilai ∆TLMTD pada jenis aliran countercurrent lebih besar daripada jenis aliran paralel maka luas area perpindahan panas (surface area) yang dibutuhkan akan lebih kecil sehingga dipilih jenis aliran countercurrent (Kern, 1965, Hal: 90). Tabel C.18. Temperatur aliran panas dan dingin Hot fluid Cold fluid 572 464 Higher temp. (F) 572 86 Lower temp. (F) 0 378 Differences (F) (T1 - T2) (t2 - t1)
T1
Differences 108 486 378 (T1- t1)
T2 AH-301
t2
t1
Gambar C.10. Aliran countercurrent pada heat exchanger
∆t2 ∆t1 (∆t2 - ∆t1)
C.39
LMTD = T1 t 2 T2 t 1
T t ln 1 2 T2 t 1
(Pers. 5.14, Kern
1965) = 251,316 oF
c. Menghitung Temperatur Kalorik, Tc dan tc Tavg =
=
T1 T2 2
572 572 2
= 572 oF
tavg = =
t1 t 2 2
86 464 2
= 275 oF Cek viskositas pada terminal dingin untuk tiap fluida Annulus : Pada T = 572 oF µ
= 0,013 cp
(Fig.15, Kern 1965)
Pipa : Pada t = 86 oF µ
= 0,018 cp
(Fig.15, Kern 1965)
Karena viskositas fluida pada terminal dingin < 1 cp (Kern, 1965, Hal: 111), maka: Tc = Tavg tc = tavg
C.40
d. Pemilihan Jenis Alat Perpindahan Panas Hot fluid = steam di annulus Cold fluid = udara di pipa Dari Tabel 8 (Kern, 1965) range Ud = 5 - 50 Btu/hr.ft2 °F dan dipilh Ud = 15 Btu/hr.ft2.°F. Area perpindahan panas (surface area) : A=
=
Q U D . Δt 1341053,966 15 251,318
= 182,78 ft2 Karena A < 200 ft2, maka digunakan tipe double pipe dengan ukuran standar yang digunakan (Kern, 1965, Hal: 103): Tabel C.19. Spesifikasi double pipe yang digunakan (Kern, Tabel 6.2 dan 11) Annulus : Pipa : IPS = 4 In IPS = 3 in Sch. No = 40 Sch. No = 40 OD = 4,5 In OD = 3,5 in ID = 4,026 In ID = 3,068 in a''
=
1,178 ft2/ft
a''
=
0,917 ft2/ft
e. Menghitung Flow Area (a) Annulus : D2 = 4,026/12 = 0,336 ft D1 = 45/12 = 0,292 ft
( D 2 D1 ) aa = 4 2
= 0,0216 ft2
2
(Pers.6.3 Kern, 1965)
C.41
Diameter equivalent, De : ( D 2 D1 ) D1 2
De =
2
= 0,094 ft Pipa : D
= 3,068/12 = 0,256 ft
ap
D 2 4
=
= 0,051 ft2
f. Menghitung Mass Velocity (G) Annulus :
W aa
Ga =
2220,12 0,022
=
= 3.378,368 lb/hr.ft2 Pipa : Gp =
=
w ap 14522,22 0,051
= 93.426,730 lb/hr.ft2
g. Menghitung Bilangan Reynold (Re) Annulus : Tavg = 572 oF
(Pers.6.3 Kern, 1965)
C.42
µ
= 0,013 cp × 2,42
(Kern, Fig. 15)
= 0,0314 lb/jam ft Rea = De.Ga/µ
(Pers. 7.3)
= 10.125,360 Pipa : Pada tavg = 275 oF µ = 0,019 cp × 2,42
(Kern, Fig. 15)
= 0,046 lb/jam ft D
= 3,068/12 = 0,256 ft
Rep = D.Gp/µ
(Kern, Tabel 10) (Pers. 3.6)
= 519.682,194
h. Menentukan JH (Heat Transfer Factor) Pipa : Nilai JH untuk annulus didapat dari Figure 24, Kern 1965 : JH = 930
i. Menentukan Termal Function Pipa : Pada Tavg = 275 oF k = 0,0156 Btu/jam ft2 (F/ft)
[Kern, Tabel 5]
c = 0,25 Btu/lb.F
[Kern, Fig. 4]
c .μ k
1
3
= 0,902
j. Menghitung Outside Film Coefficient (ho) dan Inside Film Coefficient (hi) Annulus: ho = 1.500 Btu/hr.ft2.oF Pipa: 1
k c μ 3 hi = J H [Pers. 6.15] p D e k
[Kern, Hal: 164]
C.43
= 51,36 Btu/hr.ft2.oF 𝑖𝑜 𝜑𝑝
𝑖
=
𝜑𝑝
𝑥
𝑂𝐷 𝐼𝐷
= 58,59 Btu/hr.ft 2.oF
k. Menghitung Pipe Wall Temperature (tw)
tw tc
ho (Ta t a ) h io h o
= 343,284 oF l. Menghitung Inside Film Coefficient (hio) pada tw (tw = 243,284 oF) Pipa: µw = 0,022 cp × 2,42
[Kern, Fig. 15]
= 0,053 lb/hr.ft Φp = (µ/µw)0,14 = 0,929 hio = (hio/фp)фp
[Pers. 6.36]
= 54,43 Btu/hr.ft2.oF
m. Menghitung Clean Overall Coefficient (UC) UC =
h io h o h io h o
[Pers. 6.38]
= 52,52 Btu/jam.ft2.oF n. Menghitung Design Overall Coefficient (UD) Rd = 0,002 hr.ft2.oF/Btu
1 1 Rd = U D Uc =
1 0,002 52,52
= 0,021 UD = 47,53 Btu/hr.ft2.oF
(Kern, Tabel 8)
C.44
o. Menghitung Luas Permukaan Perpindahan Panas Yang Dibutuhkan A =
=
Q U D . t
1341053,966 47,53 251,316
= 57,68 ft2 a” = 0,917 ft2/ft
(Kern, Tabel 11)
Panjang pipa : L =
A a"
= 62,90 ft linier Panjang hairpin = 12, 15, 20 ft Diambil Lh
(Kern, Hal: 103)
= 20 ft
Hairpin terdiri dari 2 pipa (n = 2) , maka jumlah hairpin yang diperlukan : Hairpin =
=
L 2.L h 62,90 2 20
= 1,57 = 2 buah Koreksi panjang pipa: Lkor = 2.Lh x hairpin = 2 x 20 x 2 = 80 ft linier
p. Menghitung Luas Permukaan Perpindahan Yang Tersedia Sebenarnya A = Lkor x a” = 80 x 0,917 = 73,36 ft2
C.45
q. Menghitung Actual Design Overall Coefficient (UDaktual) UDaktual = =
Q A.t 1341053,966 73,36 251,31
= 37,37 Btu/hr.ft2.oF
r. Menghitung Dirt Factor (Rd) Uc Ud Uc Ud
Rd = =
52,52 37,37 52,52 37,37
= 0,0077 hr.ft2.oF/ Btu Rd yang diperlukan = 0,002 hr.ft 2.oF/Btu Rdhitung > Rddiperlukan
(Kern, Tabel 12)
(memenuhi)
s. Menghitung Pressure Drops (ΔP) Annulus : De’ = D2 – D1 = 0,336 – 0,292 = 0,044 ft
Rea’ = =
De a '.G a μ 0,044 3.378,368 0,0314
= 3.221,840 𝑓 = 0,0035 +
0,264 3.221 ,840 0,42
= 0,012
(Kern, Pers. 3.47b)
C.46
Densitas steam : ρ = 0,03518 lb/ft3
(Appendix A.2-12, Geankoplis)
4 f Ga 2 L 2 g ρ 2 De'
Fa =
(Pers.6.14 Kern, 1965)
4 0,012 (3.378,368) 2 80 2 4,18.10 8 0,03518 2 0,044
=
= 996,620 ft Va = =
Ga 3600
3.378,368 0,03518 3600
= 26,68 ft/s V2
ΔFi = 2 x 2g 26,68 2 = 2 2 32 , 2
= 22,098 ft
Untuk kondensasi steam di annulus : Pa =
=
1 ΔFa ΔFi ρ 2 144 1 996,620 22,098 0,03518 x 2 144
= 0,124 psi ΔPa untuk steam < 1 psi (memenuhi)
Pipa : Rep = 10.125,360 𝑓 = 0,0035 + ρ
0,264 10.125 ,360 0 ,42
= 0,0662 lb/ft3
Fp =
4 f G2 L 2g 2 D
= 0,0089
(Kern, Pers. 3.47b)
(Appendix A.3-3, Geankoplis)
C.47
=
4 0,0089 (93.426,730) 2 80 2 4,18.10 8 0,0662 2 0,256
= 1.785,412 ft
Pp = =
Fp 144 1.785,412 0,0662 144
= 0,821 psi ΔPp untuk udara < 2 psi (memenuhi)
Tabel C.20. Spesifikasi HE–101 Alat Heater Kode
HE-101
Fungsi
Menaikan temperatur udara dari 30 oC menjadi 240 o
C sebagai udara umpan reactor (RE-201)
Bentuk
Double Pipe Heat Exchanger
Dimensi pipa
Annulus: IPS
= 4 in
Sch. No. 40 OD
= 4,5 in
ID
= 4,026 in
Inner pipe: IPS
= 3 in
Sch. No. 40 OD
= 3,5 in
ID
= 3,068 in
Jumlah hairpin
= 2 buah
Panjang 1 pipa
= 20 ft
∆P, annulus
= 0,124 psi
∆P, inner pipe
= 0,821 psi
C.48
7. BLOWER (BL-102) Fungsi
: Mengalirkan bahan baku udara dari heater (HE-201) ke Reaktor (RE-101)
Tipe
: Centrifugal Multiblade Backward Curved Blower
Pemilihan : Cocok untuk mengalirkan udara (Perry’s : 10-45) Harganya lebih murah (Tabel 4-9, Ulrich : 120) Efisiensinya tinggi (Banchero : 112)
Gambar C.11. Blower
Jumlah udara masuk (GG) = 6587,2387
kg jam
g. Menentukan densitas (ρ) Densitas udara adalah 1,3964 kg/m3
h. Menentukan laju alir volumetrik udara (QU) QU digunakan untuk menentukan harga (Timmerhaus, fig 14-50 : 531) QU
GG
kg m3 jam = 4717,2430 kg jam 1,3964 3 m
6587,2387
=
i. Menentukan daya blower (P) hp = 1,57 x 10-4Q.P
C.49
Keterangan : Q : Laju alir (ft 3/menit) P : Tekanan (inH2O) Konversi : 1 ft3
= 0.02831685 m3
1 atm
= 406,79 inH2O
hp = 1,57 x 10-4 x 2776,46408 ft3/menit x 569,51 inH2O hp = 248,2504 hp Nilai efisiensi diambil 80%, maka daya aktual blower adalah: Paktual = =
Pteoritis
248,2504 = 310,3130 hp 0,8
Daya standar 325 hp.
Tabel C.21. Spesifikasi Blower (BL– 102) Fungsi Mengalirkan bahan baku udara dari heater (HE201) ke Reaktor (RE-101) Kode Alat BL – 102 Tipe Centrifugal Multiblade Backward Curved Blower Power Motor 325Hp 8. Reaktor (RE – 201) Fungsi
: Mereaksikan metanol dengan oksigen untuk membentuk formaldehid
Jenis
: Reaktor Fixed Bed Multitubular
Kondisi operasi
: Isotermal pada suhu (T) 240 oC dan tekanan (P) 1,4 atm
Katalisator
: Iron molybdenum oxide
Konversi
: 99%
Medium Pendingin : Air Pendingin
C.50
Gambar C.12. Aliran Reaktor
Reaksi yang terjadi adalah : CH3OH(g) + ½ O2(g)
HCHO(g) + H2O(g)
.............(1)
Iron Molybdenum oxide
Dengan Reaksi Samping HCHO(g) + ½ O2(g)
CO(g)
+
H2O(g)
.............(2)
Berikut ini adalah neraca massa dan neraca energi reaktor (RE-201), perhitungannya dapat dilihat pada Lampiran A dan Lampiran B. Tabel C.22. Neraca Massa di Reaktor (RE – 201) Komponen CH3OH O2 HCHO CO H2O N2 Total
Massa Masuk (kg/jam) 1382,75 1534,47 0 0 1,38 5052,77 7971,37
Massa Keluar (kg/jam) 13,83 809,85 1206,06 71,80 817,04 5052,77 7971,37
C.51
Tabel C.23. Neraca Panas di reaktor (RE-201) Aliran Input (kJ/jam)
Komponen CH3OH O2 HCHO H2O N2 CO Amonia Sub Total
∆H3 484232.1031 0 0 566.6302895 0 0 0 484798.7334
∆H6
∆Hpendingin in
0 311681.3019 0 0 1136494.845 0 0 1448176.147
1932974.88
Total
0 0 0 0 0 0 -400735.88 -400735.88
Aliran Generasi (kJ/jam) ∆Hreaksi
600994.0773
600994.0773
Aliran Output (kJ/jam) ∆H7 4410.658402 151217.6901 407572.7935 308468.0574 1046357.632 14948.04848 0
1932974.88 200258.20
2133233.078
2133233.078
Massa medium pendingin yang digunakan untuk menjaga temperatur operasi reaktor tetap (isothermal) yaitu sebesar 438.97 kg/jam.
1.
Menghitung Berat Katalis (W)
a.
Spesifikasi katalis Nama katalis
: Iron molybdenum oxide
Bentuk
: silinder
Ukuran
: ¼ in x ¼ in
Densitas
: 665,66 kg/m3
b. Menghitung Konstanta Kecepatan Reaksi (k) Persamaan kinetika reaksi untuk metanol adalah sebagai berikut: - rA = k. CA.CB
.............(3)
Keterangan : rA
= kecepatan reaksi (kmol/kgcat.j)
k
= konstanta kecepatan reaksi (m6/kmol.j.kgcat)
T
= suhu (K)
CA
= konsentrasi metanol (kmol/m3)
CB
= konsentrasi oksigen (kmol/m3)
Dengan nilai k sebagai berikut : 𝑘 = 6,6435 𝑥 1011 exp(
−2385 ) 𝑇
∆Hpendingin out 0 0 0 0 0 0 200258.20
C.52
c.
Neraca massa pada 1 tube Persamaan neraca massa dengan tinjauan pada satu tube adalah sebagai berikut : FA
W ΔW
ID
ΔW
FA
W
Gambar C. 13. Persamaan neraca massa pada satu tube Neraca massa pada elemen volume : V =
∆𝑊 𝜌
(Rate of mass input) - (Rate of mass output) - (Rate of mass reaction) = (Rate of mass accumulation) FA |W − FA |W +∆W − (−rA ). lim∆W →0
F A |W +∆W −F A |W ∆W
dF A
=−
dW
∆𝑊
=−
𝜌
=0
−r A ρ
−r A ρ
FA
= FA0 (1- XA)
dFA
= - FA0 dXA
Sehingga, −FAo dX A dW
dX A dW
=−
−r A ρ
(-rA ) FA0
.............(4)
C.53
Substitusi persamaan 4 ke persamaan 3, menjadi : dX A k C A C B dW FA0
.............(5)
Dengan menggunakan persamaan aliran yang masuk dan keluar dari tabel neraca massa di atas, dapat diketahui persamaan umum untuk konsetrasi umpan, yaitu: Laju volumetrik umpan reaktor V0
Fin tot
mix
7.971,3723 18,9035 m 3 /jam 421,687
= 0,3151 m3/menit = 0,0053 m3/s Konsentrasi umpan reaktor CA
= [CH3OH]
CA0 =
FA 0 v0
43,2109
= 18,9035 = 2,2859 kmol m3
Maka diperoleh persamaan :
dX A k (C A0 (1 X))(C B0 - 1/2C A0 ) dW FA0 dX A 63578,248 (2,2859 (1 X )(2,5367 1 / 2(2,2859 )) dW FA0
.............(7)
d. Pressure Drop
Pressure drop dalam tube Pressure drop pada pipa berisi katalisator dapat didekati dengan persamaan Ergun (Fogler, 1999). dP G' 1 1501 1,75 G ' dz g DP DP
.............(8)
C.54
Keterangan : ΔP
= penurunan tekanan dalam tube, lb/ft2
Z
= panjang pipa, ft
G’
= kecepatan aliran massa perluas penampang, lb/jam/ft 2
ρ
= densitas fluida, lb/ft 3
Dp
= diameter partikel katalis, ft
ε
= porositas partikel katalis
µ
= viskositas fluida, lb/jam/ft
gc
= faktor konversi, 4,18.108 ft/jam2
e. Menentukan spesifikasi tube yang digunakan Dalam menetukan diameter tube, Colburn (Smith, P.571) menyatakan hubungan pengaruh rasio (Dp/Dt) atau perbandingan diameter katalis dengan diameter pipa dengan koefisien transfer panas pipa berisi katalis dibanding koefsien transfer panas konveksi pada dinding kosong. Dp/Dt
0,05
0,1
0,15
0,2
0,25
hw/h
5,5
7,0
7,8
7,5
7,0
Dimana : Dp/Dt
= rasio diameter katalis per diameter pipa
hw/h
= rasio koefisien transfer panas pipa berisi katalis terhadap koefisien transfer panas pada pipa kosong
Dari data diatas dipilih (hw/h) 7,8 pada (Dp/Dt) = 0,15 Dt =
𝐷𝑝 0,15
=
0,5 𝑐𝑚 0,15
= 3,3333 cm = 0,0333 m
Untuk pipa komersial: (Kern, 1983) NPS = 1,5 in ID
= 1,610 in
OD
= 1,90 in
a’
= 2,04 in2
C.55
f. Data fisis dan termal o Densitas (1 T
)n
TC ρ A.B Pada T = 513,15 K
ρ
= 421,6870 kg/m3
o Viskositas B
Log μ = A + T + C.T + D. T 2 Pada T = 513,15 K μ
= 0,0160 cP = 0,0387 lb/ft.hr
o Kapasitas Panas Kapasitas panas dihitung dengan persamaan sebagai berikut : Cpi
= A + B.T + C.T2 + D.T3
Keterangan : Cp
= kapasitas panas, kJ/kmol.K
T
= suhu, K
Cp
= 34,6942
o Konduktivitas Panas Konduktivitas termal beberapa komponen dalam campuran dihitung dengan persamaan Weber (Pers. 8.12 Coulson) Konduktivitas campuran dihitung dengan metode Bretsnajder (1971) k = 3,56 x 10
−5
ρ4 M
1 3
Keterangan : k
= Konduktivitas panas, W/(m.K)
M
= Berat molekul
CP
= Kapasitas panas spesifik temperatur
ρ
= densitas cairan pada temperature
C.56
Konduktivitas panas : k
= 63,076 W/m.K = 36,445 Btu/ft.hr.F
g. Menghitung Berat Katalis Metode Runge-Kutta untuk menghitung berat tumpukan katalis (w) dan Pressure Drop di tube (ΔPt). Penyelesaian Persamaan Diferensial untuk menghitung berat tumpukan katalis (w) dan pressure drop (ΔPt) di tube setiap inkremen z (Δw) dengan Metode Numeris Runge Kutta dihitung dengan menggunakan Microsoft Excell. Adapun langkah-langkah perhitungannya sebagai berikut cara sebagai berikut : Persamaan-persamaan diferensial yang ada : a).
dX A 63578,248 (2,2859 (1 X )(2,5367 1 / 2(2,2859 )) dW FA0
b).
dP G' 1 1501 3 1,75 G' dz g c DP DP
Kondisi batasnya adalah : Zo = 0 m XO = 0 PO = 2 atm Δw = 0,099 Penyelesaian persamaan difrensial menggunakan metode Runge Kutta orde 4: Xi+1 = xi + 1/6. (k1 + 2k2 + 2k3 + k4) Pi+1 = Pi + 1/6. (l1 + 2l2 + 2l3 + l4) Dengan: k1
= f1 (wi, Xi) ∆w
l1
= f2 (wi, Pi) ∆w
k2
= f1 (wi +
w k , Xi + 1 ) ∆w 2 2
l2
= f2 (wi +
w l , Pi + 1 ) ∆w 2 2
k3
= f1 (wi +
w k , Xi + 2 ) ∆w 2 2
C.57
w l , Pi + 2 ) ∆w 2 2
l3
= f2 (wi +
k4
= f1 (wi+ ∆w, Xi + k3) ∆w
l4
= f2 (wi +∆w, Pi + l3) ∆
Tabel C.24. Berat Tumpukan Katalis W (Berat Tumpukan Katalis, kg) 78,4442042 79,01642142 79,71179146 80,41683607 81,25186686 81,61392241 82,59192193 82,96343799 83,08786201 83,96712417 84,86114299 85,37876942 86,2966824 86,82821606 87,49993457 88,04323696 89,56511253 90,55534508 91,70839981 92,29366197 93,48206975 94,0853855 97,03721669 97,67737413 99,14247296 99,97155118 100,6427714 102,0068849 102,5260183 103,5769741 105,1858618 106,6496514 107,3937529 108,5255228 109,8701389 110,8469284
X (Konversi) 0,001 0,006 0,012 0,018 0,025 0,028 0,036 0,039 0,04 0,047 0,054 0,058 0,065 0,069 0,074 0,078 0,089 0,096 0,104 0,108 0,116 0,12 0,139 0,143 0,152 0,157 0,161 0,169 0,172 0,178 0,187 0,195 0,199 0,205 0,212 0,217
C.58
111,8376514 113,8620285 115,1049165 115,7345154 117,4406486 117,6567435 117,8734755 118,7468287 120,3003495 122,3461081 125,1618628 125,8820761 127,3426307 129,332831 130,3467612 132,4134111 133,7320054 135,6139114 136,9844232 139,5083643 141,8155442 142,9923553 145,6986888 148,4889327 149,7569445 152,3462738 154,0017206 159,8547909 163,1015497 164,9520087 166,4571581 171,1097772 175,1516234 177,2314826 179,7812108 184,1666326 186,4255998 190,6082598 194,4574217 197,9316409 200,4763696 203,0755458 207,8966928 219,3153002
0,222 0,232 0,238 0,241 0,249 0,25 0,251 0,255 0,262 0,271 0,283 0,286 0,292 0,3 0,304 0,312 0,317 0,324 0,329 0,338 0,346 0,35 0,359 0,368 0,372 0,38 0,385 0,402 0,411 0,416 0,42 0,432 0,442 0,447 0,453 0,463 0,468 0,477 0,485 0,492 0,497 0,502 0,511 0,531
C.59
224,1771993 228,5801887 231,1612193 237,1494281 243,4010264 244,112633 244,8277245 250,6769221 258,3245727 264,7291246 274,8502787 312,7264755 319,3420614 328,5414636 340,6939171 350,9810461 352,3043703 361,8125309 374,702438 388,4043558 402,9953047 415,0137684 441,0091548 469,981133 500,0093165 520,2123471 553,3533625 587,1709634 624,8481928 647,2659367 683,7176851 743,3519884 795,9749545 875,33516 962,4620826 1020,993116 1127,426921 1218,617396 1384,236811 1577,606878 1777,916687 2065,279127 2206,46597 2325,057132
0,539 0,546 0,55 0,559 0,568 0,569 0,57 0,578 0,588 0,596 0,608 0,647 0,653 0,661 0,671 0,679 0,68 0,687 0,696 0,705 0,714 0,721 0,735 0,749 0,762 0,77 0,782 0,793 0,804 0,81 0,819 0,832 0,842 0,855 0,867 0,874 0,885 0,893 0,905 0,916 0,925 0,935 0,939 0,942
C.60
2503,532116 2655,618129 2826,552084 3090,373003 3321,661472 3406,381693 3495,396597 3589,04092 4017,965828 4411,221877 4559,514721 5069,161394 5264,708298 6220,871523 7590,92115 9083,038488 9717,790691 12285,55551 13468,23066
0,946 0,949 0,952 0,956 0,959 0,96 0,961 0,962 0,966 0,969 0,97 0,973 0,974 0,978 0,982 0,985 0,986 0,989 0,99
Perhitungan nilai wi, Xi, dan Pi di setiap inkeremen w (Δw) adalah : wi+1 = wi + Δw Diperoleh berat katalis yang dibutuhkan = 13468,23 kg. 2.
Menghitung volume total tumpukan katalis W
V V
katalis 13468,23 kg 12,0113 m 3 3 1121 kg/m
3. Menghitung tinggi tumpukan katalis yang dibutuhkan Dipilih pipa dengan ukuran standar (Kern, table 11) NPS
: 1,5 in
Sch. No.
: 40
Diameter luar (OD)
: 1,90 in
= 0,0483m = 0,1583 ft
Diameter dalam (ID)
: 1,61 in
= 0,0409 m = 0,1342 ft
C.61
Perhitungan tinggi katalis dengan volume 1 buah tube adalah : V = W / ρkatalis Z
4W ID 2 katalis
Dengan : Z
= tinggi tumpukan katalis (m)
V
= volume katalis dalam tube (m3)
w
= berat katalis (kg)
ρkatalis
= densitas katalis (kg/m3)
ID
= diameter dalam tube (m)
Maka tinggi katalis keseluruhan :
Z
4 13468,23 9149,6153 m 0,0409 2 1121
Dipilih tinggi tube standar 24 ft = 7,3152 m Sehingga didapat tinggi tumpukan katalis : Z
= 80% dari tinggi tube yang dipilih = 80% x 24 ft = 19,2 ft = 5,8522 m
4. Menghitung jumlah tube (Nt) Jumlah tube yang dibutuhkan : Nt = Nt =
tinggi katalis keseluruhan tinggi katalis per tube 9149,6153 1.564 tube 5,8522
C.62
5.
Mechanical design reaktor
a.
Tube
Ukuran tube (Kern,1983): Susunan tube
= Triangular pitch
Bahan
= Stainless steel
Diameter nominal (NPS)
= 1,50 in
Diameter luar (OD)
= 1,90 in
= 0,0483m = 0,1583 ft
Diameter dalam (ID)
= 1,61 in
= 0,0409 m = 0,1342 ft
Schedule number
= 40
Luas penampang
= 2,04 in2
Tinggi tumpukan katalis
= 5,8522 meter
Panjang pipa (L)
= 7,3152 meter
= 0,0013 m2
Susunan pipa yang digunakan adalah triangular pitch (segitiga sama sisi) dengan tujuan agar memberikan turbulensi yang lebih baik, sehingga akan memperbesar koefisien transfer panas konveksi (ho). Sehingga transfer panasnya lebih baik daripada square pitch (Kern, 1983). C
PT
60 o
A
60
60
D o B C' Gambar C.14. Susunan pipa model triangular pitch o
Tebal pipa = (OD-ID)/2 = (1,90 - 1,61)/2 = 0,145 in = 0,0037 m Jarak antar pusat pipa (PT) PT
= 1,25 x OD = 1,25 x 1,90 = 2,375 inchi = 0,0603 m
C.63
Jarak antar pipa (Clearance) C’ = PT-OD = 2,375 – 1,900 = 0,475 inchi = 0,0121 cm
Menghitung koefisien transfer panas dalam tube Tube side bundle : a’t
= 2,04 in2 = 0,0013 m2
at
= 𝑁𝑡
𝑎′
𝑡
0,0013 1.564
= 2,9187 m2 = 22,1490 ft2
Wt (laju alir massa reaktan)
= 7.971,3723 kg/jam = 17.573,8665 lb/jam
Gt
Wt at
17.573,8665 22,1490
= 793,4380 lb/jam.ft2 Vo t
Gt
=
u=
Gt ρ
=
Wt
liq ρliq x vo.tube a′t ρliq x vo.tube a′ t x ρliq
=
1,9890 x 10 −6 m 3 /s 0,0013 m 2
= 0,0016 m/s
Batas kecepatan supervisial pada tube reaktor fixed bed katalitik adalah (0,0005 m/s ≤ u ≤ 0,1 m/s)
C.64
Sehingga diperoleh nilai u sebesar : 0,0005 m/s ≤ 0,0016 ≤ 0,1 m/s 7,8 𝑥 0,021 𝑥 𝑘 𝑓 𝑥 𝑅𝑒0,8 𝑥 𝑃𝑟0,33 𝑥
𝑖 =
𝜇
0,14
𝜇𝑤
𝐼𝐷𝑡
(Wallas, 1959)
Dimana : 𝐶𝑝 .𝜇
Pr
=
Cp
= kapasitas panas liquid, Btu/lb.F
kf
= konduktivitas liquid, Btu/ft.hr.F
ID
= diameter dalam tube
Re
= 345,1167
μ/ μw
= 1 ,karena non viskos
Pr
= (0,8485 x 0,6028)/ 5,1604
Pr
= 0,0441
𝑘𝑓
Maka, 7,8 x 0,021 x 5,4825 x 345,11670,8 x 0,04410,33 x 1 hi = 0,1342 hi = 1.726,7967
0,14
Btu hr .ft 2 .F
D
hio = D i x hi o
0,1342
hio = 0,1583 x 1726,7967 𝑖𝑜 = 1.463,233
Btu hr .ft 2 .F
Btu hr. ft 2 . F
b. Shell Bahan yang digunakan adalah stainless steel SA 167 grade 11 type 316
Ukuran Shell
C.65
Diameter dalam shell (IDs) IDs
= =
4 𝑥 0,866 𝑥 𝑁𝑡 .𝑃𝑇2
0,5
(Brownell & Young, 1979)
𝜋 4 𝑥 0,866 𝑥 2.218 𝑥 2,375
2
0,5
3,14
= 98,6350 in = 8,2196 ft = 2,5053 m Jarak Buffle Bs
= IDs x 0,3 = 0,7516 m = 29,5905 in = 2,4659 ft
Koefisien transfer panas dalam shell Shell Side atau Bundle Crossflow Area (as) as
(Pt OD) IDs B Pt
as
0,475 117,4719 35,2416 2,375
as
= 583,7318 in2 =
4,0537 ft2
Mass Velocity (Gs)
Gs
W a' s
Dimana W
= 967,7634 lb/jam
Gs
= 967,7634 / 4,0537
Gs
= 238,7362 lb/jam.ft2
C.66
Equivalent Diameter (De) `𝐷𝑒 =
4 𝑥 0,5.𝑃 𝑇 𝑥 0,866 .𝑃 𝑇 −0,5.𝜋.𝑂𝐷 2 /4 0,5.𝜋.𝑂𝐷
4 x 0,5 x 2,375 x 0,866 x 2,375 − 0,5 x 3,14 x 1,92 /4 0,5 x 3,14 x 1,9 De = 1,3734 in = 0,1145 ft = 0,0349 m
𝐷𝑒 =
Reynold Number (Re) DeG s
Re
pendingin 0,1145 𝑓𝑡 𝑥 238 ,7362
Re =
0,0076
𝑙𝑏 𝑟 .𝑓𝑡 2
𝑙𝑏 𝑓𝑡 . 𝑟
Re = 3.575,55
Maka, Kp
D es G p
ho = 0,36. D .
.
μp
es
ho = 55,2803
0,55
Cp p μ p
1
3
Kp
(Kern, hal 137)
Btu jam .ft 2 .F
Dengan : Kp
= konduktivitas panas pendingin
= 0,3623 Btu/hr.ft.oF
Cpp
= kapasitas panas pendingin
= 1 Btu/lb.oF
p
= viskositas pendingin
= 1,8143 lb/ft jam
Dirt Factor (Rd) - Liquid organik
= 0,001 hr.ft2.F/Btu
- Pendingin
= 0,003 hr.ft2.F/Btu
- Rd total
= 0,004 hr.ft2.F/Btu
Koefisien Perpindahan Panas Overall Clean dan Design Koefisien perpindahan panas overall clean dihitung dengan rumus : .
𝑈𝑐 = 𝑖𝑜+𝑜 𝑖𝑜
𝑜
217 ,1671 𝑥 55,2803
= 217 ,1671 + 55,2803
C.67
= 44,0638 Btu/h.ft2.F
Harga koefisien perpindahan panas overall design dihitung dengan rumus : 𝑈𝐷 = 1 =
1
(Kern,1950)
𝑈𝑐 +𝑅𝑑 1
1
44,0638 +0,004
= 37,4611 Btu/hr.ft2.F = 212,71153 J/s. m2.K
Pressure drop di shell 𝑓. 𝐺𝑠2 . 𝐷𝑠 𝑁 + 1 ∆𝑃𝑠 = 5,22 𝑥 1010 . 𝐷𝑒 . 𝑠. 𝜑𝑠 dimana Ds = diameter shell (IDs)
= 9,7893 ft
Mass velocity (Gs)
= 6.938,5358 lb/jam.ft2
Equivalent diameter (De)
= 0,1145 ft
s correctedc oefficient s
= 1,0
𝑁+1 =
(hal.121 Kern, 1950)
𝐿 22 = =8 𝐵 3,0501
untuk Re = 437,6981 maka diperoleh s = specific gravity
=1
f = shell side friction factor
= 0,0018 ft2/in2
(Fig.29 Kern, 1950)
0,0018 x 6.938,5358 2 x 9,7893 x 8 ∆Ps = 5,22 x 1010 x 0,1145 x 1 x 1 ∆Ps = 0,0015 psi
Tebal Shell Spesifikasi bahan Stainless steel SA 167 Grade 11 type 316 Tekanan yang diijinkan (f)
= 18.750 psi
Efisiensi sambungan (ε)
= 0,8 (double welded joint)
Corrosion allowanced
= 0,25 in
C.68
Tebal shell dihitung dengan persamaan 𝑃.𝑟
𝑖 𝑡𝑠 = 𝑓.𝜀−0,6.𝑃 +𝐶
( Brownell & Young)
dengan ts
= tebal shell, inchi
P
= tekanan dalam reaktor, psi
ε
= efisiensi sambungan
ri
= jari-jari dalam shell, inchi
f
= tekanan maksimum yang diijinkan, psi
C
= Corrosion allowance = 0,25
Tekanan dalam shell Tekanan desain diambil 20% diatasnya, maka: Pd = 1,2 x P = 1,2 x 15 atm = 16,5 atm Pd = 242,4837 psi maka, 242 ,4837 x
122 ,0024 2
𝑡𝑠 = 18.750 x 0,8−0,6 x 242 ,4837 + 0,25 = 1,2458 in diambil tebal standar 1,25 inchi Diameter luar shell (ODs) ODs
= IDs + 2 ts = 117,4719 + (2 x 1,25) = 119,9719 in
c.
Head dan Bottom Bentuk head dan bottom yang digunakan adalah Torispherical (flanged & dished head) yang sesuai dengan kisaran tekanan sistem yaitu 15 – 200 psi. Bahan yang digunakan untuk membuat head dan bottom sama dengan bahan shell yaitu Low alloy Steell SA 240.
C.69
Tebal head dapat dihitung dari persamaan :
Diambil ODs standar menjadi 120 in untuk menentukan icr dan rc Maka berdasarkan table 5.7 Brownell & Young : icr = 7,125 in rc = 114 in maka: 1
𝑤 =4 3+
𝑟𝑐
(Pers. 7.76, Brownel&Young)
𝑖𝑐𝑟
w = 1,75 Tebal head minimum dihitung dengan persamaan berikut: 𝑃.𝑟 .𝑤
𝑐 𝑡 = 2.𝑓.𝜀−0,2.𝑃 +𝐶
(Pers. 7.77, Brownell&Young)
= 1,8651 in dari tabel 5.6 Brownell & Young untuk th = 2 in sf = 3 in = 0,25 ft Spesifikasi head :
OA
OD
b=depth of dish A
icr sf
B
ID
t
a r
Gambar C.15. Desain head pada reaktor
C.70
Keterangan : th
= Tebal head (in)
icr
= Inside corner radius ( in)
r
= Radius of dish( in)
sf
= Straight flange (in)
OD
= Diameter luar (in)
ID
= Diameter dalam (in)
b
= Depth of dish (in)
OA
= Tinggi head (in)
o Depth of dish (b) b = rc −
rc − icr
2
−
ID 2
− icr
2
(Brownell and Young,1959.hal.87)
b = 20,4127 in o Tinggi Head (OA) OA
= th + b + sf
(Brownell and Young,1959)
= (2 + 20,4127 + 3) in
= 25,4127 in = 0,6455 m Jadi tinggi head = 25,4127 in = 0,6455 m
d. Tinggi Reaktor Dari hasil perhitungan diperoleh tinggi tumpukan katalis yang dibutuhkan yaitu 5,8522 m. Tinggi shell
= Tinggi pipa standar yang digunakan = 24 ft = 7,3152 m
C.71
Tinggi reaktor
= tinggi shell + 2.(tinggi head) = 7,3152 + (2 x 0,6632) = 8,5815 m = 28,1532 ft
e. Luas Permukaan Reaktor o Luas reaktor bagian dalam - luas shell bagian dalam Ashi
= π x IDs x tinggi shell = 3,14 x 9,7893 x 24 = 738,0993 ft2
- luas head dan bottom bagian dalam Ahbi
= 2 x (π x IDs x sf + π/4 x IDs2) = 2 x (3,14 x 9,7893 x 0,25 + ((3,14/4) x 9,78932)) = 165,8322 ft2
Jadi luas reaktor bagian dalam : = 738,0993 ft2 + 165,8322 ft2 = 903,9316 ft2
o Luas reaktor bagian luar - luas shell bagian luar Asho
= π x ODs x tinggi shell = 3,14 x 9,9977 x 24 = 753,8058 ft2
- luas head dan bottom bagian luar Ahbo
= 2 x(π x ODs x sf + ((π/4) x ODs2)) = 2 x(3,14 x 9,9977 x 0,25 + ((3,14/4) x 9,99772)) = 172,6308 ft2
C.72
Jadi luas reaktor bagian luar : = 753,8058 ft2 + 172,6308 ft2 = 926,4366 ft2 Algoritma perancangan reaktor multitubular 1. Mengumpulkan data dari hasil perhitungan neraca massa dan panas 2. Menentukan spesifikasi katalis yang digunakan 3. Membuat neraca massa pada 1 tube 4. Menghitung massa katalis berdasarkan neraca massa elemen volum katalis dengan menggunakan persamaan : 2
dX A k CA dW FA0 (1 4,22 C w 2,58 C A ) 4
5. Menghitung volum total tumpukan katalis π Vtotal katalis = . ID2 . Z 4 6. Menghitung tinggi katalis keseluruhan menggunakan persamaan 𝑍=𝜌
4.𝑊 𝑏 . 𝜋.𝐼𝐷
2
7. Menentukan spesifikasi tube yang digunakan dan menghitung tinggi katalis per tube 8. Menghitung jumlah tube yang dibutuhkan menggunakan peersamaan : Nt =
tinggi katalis keseluruhan tinggi katalis per tube
9. Menghitung koefisien transfer panas dalam tube dan shell 10. Menghitung kecepatan superficial dan mean overall heat transfer coefficient. Batas kecepatan supervisial pada tube reaktor fixed bed katalitik adalah (0,0005 m/s ≤ u ≤ 0,1 m/s) 11. Menghitung pressure drop dalam shell 12. Menghitung ketebalan shell 13. Menentukan head(tutup) reaktor yang akan digunakan berdasarkan keadaan tekanan operasinya 14. Menghitung ketebalan dan tinggi head reaktor 15. Menghitung tinggi reaktor 16. Menghitung luas permukaan reaktor bagian luar dan dalam
C.73
Tabel C.25. Spesifikasi reaktor (RE-201) Fungsi
Mereaksikan metanol dengan oksigen untuk membentuk formaldehid
Kode
RE – 201
Jenis
Reaktor Fixed Bed Multitubular
Kondisi Operasi
T = 240 oC P = 1,4 atm
Dimensi
Diameter Tinggi Jumlah tube Tinggi bed Diameter tube
= = = = =
Rancangan Alat
Material Tebal dinding Posisi alat
= Stainless steel 316 (SA-240) = 1,25 in = vertikal
Jumlah
1 Buah
2,988 m 8,5815 m 2.218 tube 5,8522 m 0,0409 m
9. Cooler – 201 (CO-201) Fungsi
: Menurunkan temperatur aliran keluar reaktor 201 dari 240 0C menjadi 70 0C untuk diumpankan ke dalam separator.
Jenis
: Shell and Tube Exchanger
Data design Tube Fluida panas
= Aliran F7 dari RE-201
Laju alir, W
= 7971,35 kg/jam (17.573,8185 lb/jam) o
o
(Lampiran B)
T1
= 240 C (464 F)
(Lampiran B)
T2
= 70 oC (158 oF)
(Lampiran B)
C.74
Shell Fluida dingin
= Cooling water
Laju alir, w
= 13.604,819 kg/jam (29.993,493 lb/jam) (Lampiran A)
t1
= 30 oC (86 oF)
(Lampiran B)
t2
= 45oC (113 oF)
(Lampiran B)
a. Menghitung Luas Perpindahan Panas A
=
Q Ud t LMTD
1. Beban panas Cooler–201 Q = 1.421.838,425 kJ/jam
(Lampiran B)
= 1.347.637,5 Btu/jam 2. Menghitung Δt LMTD Tabel C.26. Suhu Fluida panas dan dingin Fluida Panas (oF) 464 158 306
Δt LMTD
=
Temperatur Tinggi Temperatur Rendah Difference
T1 t 2 T2 t1 T t ln 1 2 T2 t1
= 176,123 oF
3. Memilih Ud trial Dari tabel 8 (Kern, 1965) dipilih U d untuk hot fluid
= light organic
cold fluid = water Range Ud = 75-150 BTU/j ft2 °F dipilih Ud = 80 BTU/j ft2 °F
Fluida Dingin(oF) 113 86 27
Δt (oF) 351 72 279
C.75
Maka, luas perpindahan panas (surface area) adalah : A
Q Ud t LMTD
=
1.347.637,5 Btu/j
=
o
80 BTU/j ft 2 F 176,123o F
= 255,234 ft2
b. Pemilihan jenis HE Karena A > 200 ft2, maka digunakan tipe shell and tube exchanger Sehingga dalam perancangan ini digunakan klasifikasi sebagai berikut, (Tabel 10, Kern) L
= 20 ft
BWG
= 16
OD tube
= 0,75 in
ID tube
= 0,62 in
a”
= 0,1963 ft2/ft
Jumlah tube : Nt
=
A L a
= 65,0112 tube
Pemilihan pola tube Berdasarkan data jumlah tube yang tersedia secara komersial, dipilih jumlah tube = 76 buah tube dengan OD tube 0,75 in, 1 in Square pitch untuk 2 passes (Kern, Tabel. 9, hal. 841 – 842, 1965). Adapun data selengkapnya adalah sebagai berikut : - Susunan tube
= square pitch
- Jumlah aliran, n
= 2 aliran (passes)
- Pitch, PT
= 1 in
- Diamater shell, ID
= 10 in
C.76
- Baffle space
= ID
= 10 in
-C
= Pitch, PT – OD tube
= 0,25 in
- A terkoreksi = Nt x L x a” = 76 x 20 ft x 0,1963 ft = 298,376 ft2 - UD terkoreksi Ud
=
Q A TLMTD
= 77,6176 Btu/hr ft2 °F
c. Analisa Kinerja HE Analisa kinerja HE meliputi : 1) Menghitung Koefisien Overall Perpindahan Panas (U) 2) Menghitung Rd 3) Menghitung ∆P
1) Menghitung Koefisien Overall Perpindahan Panas -
Menghitung Flow Area
Shell : as =
=
IDxC , xB 144 xPT 10 0,25 10 = 0,1736 ft2 144 1
Tube : at
=
Nt at ' 52 0,3020 144n 144 6
= 0,0545 ft2
-
Menghitung Mass Velocity
Shell :
C.77
Gs =
=
W as
17.573,8185 lb/hr 0,1736 ft 2
= 101.231,673 lb/hr ft2
Tube : Gt =
w at
=
29.993,493 lb/hr 0,0545 ft 2
= 550.339,321 lb/hr ft2
-
Menghitung Reynold Number Karena viskositas pada terminal dingin untuk tiap fluida < 1 cP maka Tc = Tavg dan tc = tavg Tavg
=
464 158 T1 T2 = = 311 oF 2 2
tavg
=
113 86 t1 t 2 = = 99,5 oF 2 2
Tube : Viskositas pada Ta = 311 oF : µ liquid
= 0,2496 cP = 0,5591 lb/hr.ft
D
= 0,0517 ft
Ret
= =
D Gt
0,0517 153166,78 0,5591
= 14154,090 Shell : Viskositas pada ta = 99,5 oF : µ liquid
= 0,6743 cP
C.78
= 1,5105 lb/hr.ft De
= 0,0792 ft
Res
= =
De Gs
0,0792 156706,7760 1,5105
= 8213,1270
-
Menentukan Nilai JH (Heat Transfer Factor) Tube : Nilai JH untuk pipa didapat dari figure 24 Kern JH
= 55
Shell : Nilai JH untuk pipa didapat dari figure 24 Kern JH -
= 40
Menentukan Termal Function Tube : Viskositas pada Ta = 172,4975 oF : μ
= 0,5591 lb/hr.ft
Kapasitas panas, Cp : Cp
= 0,0933 Btu/lb.oF
k
= 0,8597 Btu/hr.ft2.oF.ft
c .μ k
1
3
= 0,4719
Shell : Pada ta
= 99,50 oF
μ
= 1,5105 lb/hr.ft
C.79
Kapasitas panas, Cp : Cp
= 0,6938 Btu/lb.oF
k
= 0,8106 Btu/hr.ft2.oF.ft
c .μ k
-
1
3
= 1,0894
Menghitung Nilai outside film coefficient (ho) dan inside film coefficient (hi). Tube : hi
k c μ = jH D k
1
3
0,8597 = 55. .0,4719 0,0517 = 249,5067 Btu/hr.ft2.oF
Shell: ho
k c μ = jH De k
1
3
0,8106 = 40. .1,0894 0,0792 = 446,1743 Btu/hr.ft2.oF
-
Menghitung corrected coefficient hio Tube : h io
= hi
ID OD
= 249,5067
0,6200 0,75
= 206,2589 Btu/hr.ft2.oF
C.80
-
Menghitung Clean Overall Coefficient, Uc UC
=
h io h o h io h o
=
206,2589 446,1743 206,2589 446,1743
= 141,0526 Btu/hr.ft2.oF
2) Menghitung Dirt Factor, Rd
1 Ud Rd =
1 Rd Uc
=
U U c D
U U C
D
141,0526 81,3693 = 141,0526 81,3693
Rd = 0,0052 Btu/hr.ft2.oF
Rd yang diperlukan = 0,003 hr.ft2.oF/btu Rdhitung > Rddiperlukan
(Tabel 12. Kern, 1965).
(memenuhi)
3) Menghitung Pressure Drops (ΔP)
Shell : Res = 8.213,1270 f = 0,0015 (Fig 29, hal 839, Kern) s = 1,000 No. of crosses, N+1 = 12L/B = 12 × 20/10 = 24,000 fG s DsN 1 2
Ps
5,55 1010 De s s
0,0015 (156706,776) 2 0,0792 24 0,0141 psi 5,55 1010 0,0792 1 1
∆Ps < 10 psi (memenuhi)
Tube: Ret
= 14154,090
f
= 0,0003 (fig 26, hal 836, Kern)
ρ larutan
= 844,0784 kg/m3 (pada Tc)
C.81
ρ air
= 977,3974 kg/m3 (pada Tc)
s
=
Pt
laru tan = 0,8636 air
1 fG 2 Ln 2 5.22 1010 Dst
1 0.0003 153166,78 2 20 6 = 2 5,22 1010 0,0517 0,8636 1 = 6,839 × 10-7 psi Gt = 153.166,7800 lb/hr.ft2
V2 0,003 (Fig.27, Kern) 2g
Pr =
4n V 2 s 2g 4 2 0,003 0,0278 psi 0,8636
∆Ptotal = ∆Pt + ∆Pr = 0,0278 psi ∆Pt < 10 psi (memenuhi) Tabel C.27. Spesifikasi Cooler –201 (CO – 101) Alat Cooler - 201 Kode CO-201 Fungsi Menurunkan temperatur aliran keluar reaktor 201 dari 240 0C menjadi 70 0C untuk diumpankan ke dalam separator. Jenis Shell and Tube Exchanger Dimensi Tube OD = 0,75 in ID = 1 in BWG = 16 Panjang Tube (L) = 20 ft
C.82
Flow area per tube (a') =
0,3020 in2
Surface per lin ft (a") = Pitch = Passes =
0,1963 ft2 1,0000 in 2 Shell
ID = Baffle Spaces = 255,234 ft2
Surface area Pressure drop Fouling factor Bahan konstruksi Jumlah
10 in 10 in
Tube (ΔPt) =
0,0278 psi
Shell (ΔPs) =
0,0141 psi
0,0052 (hr)(ft2)(oF)/Btu Carbon steel SA 285 Grade C 1 buah
10. Separator (SE-201).
Fungsi : Memisahkan campuran gas dan liquid yang berasal dari CO-201 Jenis
: Tangki silinder vertikal.
Kondisi operasi : Tekanan : 1 atm Suhu
: 70oC
a. Menghitung densitas uap dan liquid. Densitas liquid adalah 885,48 kg/m3 atau 55,276 lb/ft3. Densitas gas adalah 1,64 kg/m3 atau 0,102 lb/ft3.
b. Menghitung laju alir gas dan liquid. WV = 7154,3089 kg/jam atau 4,3773 lb/s. WL = 817,0378 kg/jam atau 0,4999 lb/s.
C.83
c. Menghitung faktor pemisahan uap cair (FLV) FLV
W = L WV
ρV ρL
Keterangan : WL : Laju alir liquid (Lb/s) WV : laju alir uap (Lb/s) ρV : Densitas uap (Lb/ft 3) ρL : Densitas liquid (Lb/ft 3)
Sehingga FLV = 0,03299, dengan menggunakan Gambar. 18.5b (Couper, 2005). Nilai KV didapat nilai KV = 0,32 Dimana : KV
= faktor kecepatan uap vertikal.
d. Menghitung kecepatan uap maksimum (Uv maks) (Uv)maks = K
V
= 0,32
ρL - ρV ρV (55,276 0,102 ) lb/ft 3 0,102 lb/ft 3
= 5 ft/s e. Menghitung debit uap Qv QV
=
WV ρV
= 24,697 ft3/s
f. Menghitung luas penampang minimum vessel
(Couper, 2005)
C.84
QV (U V ) max
AVmin =
AVmin = 4,9315 ft3
g. Menghitung diameter minimum Dmin =
Dmin =
4 . A total min
4(4,9315 ft 2 ) π
Dmin = 2,5 ft (30 in) Diameter dipilih dari D = Dmin sampai Dmin + 6 in (Couper, 2005), sehingga diambil diameter dalam vessel, maka ID yang dipilih adalah 30 in. h. Menghitung debit cairan QL =
WL ρL
QL = 0,051959 ft3/s i. Menghitung volume cairan dalam tangki Dengan thold (holding time) = 5 menit (300 s) (Ulrich, 1982), maka : VL
= QL.thold
(Evans, 1979)
= 0,051959 ft3/s x 3 00 s = 15,587 ft3 j. Menghitung tinggi cairan didalam tangki Pada tangki vertikal tinggi liquid maksimum ditambah 18 in dari nosel, sedangkan tinggi ruang kosong adalah 48 in (Evans, hal 155).
C.85
HV
18 in
Tinggi Liquid
HL Diameter
Gambar C.16. Dimensi tangki Vertikal k. Menghitung Tinggi maksimum liquid dan tinggi ruang kosong. Volume liquid (VL) = 15,587 ft3 HL =
4 𝑥 15,587 𝜋 𝑥 (2,52 )
HL = 3,1608 ft atau 37,92 in HL = 37,92+18 HL = 55,92 in HV = 48 in l. Menghitung tinggi seperator Tinggi seperator dihitung L = H L + HV L = 55,92 + 48 L = 103.9299 in (8,66 ft) m. Cek geometri Untuk seperator vertikal nilai (HL + HV)/D, harus terletak diantara 3 dan 5, sehingga
C.86
(HL + HV)/D =
103,9299 30
(HL + HV)/D = 3,464
n. Menghitung Tebal Dinding Shell Untuk menentukan tebal shell, persamaan yang digunakan adalah : ts
=
Pd .D i C 2(f .E 0,6.Pd )
dimana : ts Pd
(Brownell & Young, 1959)
= tebal shell (in) = tekanan desain (psi); safety factor = 20 % = 1,2 x Pops = 1,2 x (33,81) = 40,572 psia
f
= allowable stress (psi), (material yang digunakan adalah Carbon Steel SA-516 Grade 70 = 17.500 psi (Megyesy)
Di
= diameter dalam shell (in) = 30 in
E
= Efisiensi pengelasan
ts adalah 0,168546 tebal standar yang digunakan adalah ¼ in. o. Desain head dan bottom Bentuk head dan bottom yang digunakan adalah torispherical flanged and dished head.
C.87
Gambar C.17. Tutup Seperator Drum (SD-301) Keterangan : th
= Tebal head, in
icr
= Inside corner radius, in
rc
= Radius of dish, in
sf
= Straight flange,in
OD
= Diameter luar, in
ID
= Diameter dalam, in
b
= Depth of dish, in
OA
= Tinggi head, in
p. Menghitung tebal head dan bottom (th) th =
Pd .rc W C 2 .f.ε 0.2 Pd
(Pers. 7.77 Brownell and Young, 1959)
dimana, 0,5 1 rc W = 3 4 icr
(Pers. 7.76 Brownell and Young, 1959)
Dari Tabel 5.7 Brownell untuk : OD shell = IDs + 2ts
C.88
= 30 in + 2(1/4) = 30,5 in Didapat icr = 1,875; Sehingga, W
th =
r = 30;
sf = 1,5
0,5 1 30 3 4 1,875
1,75
Pd .rc W C 2 .f.ε 0.2 Pd
th = 0,201 in th standar yang digunakan adalah ¼ in. q. Menghitung tinggi head OA = b + t h + sf
(Brownell and Young,1959)
dimana, b = rc
rc icr 2 ID h 2 icr
2
b = 5,12 in Straight flange (sf) untuk torispherical head adalah 1,5 in atau 0,125 ft (Megyesy, 1983). Jadi total tinggi head (OA) = 5,12 + 0,25 + 1,5 = 6,875 in r. Menghitung volume head = 0,000049.Di3 + ¼..Di.sf 2 = 54,5 in3 Tabel C.28. Spesifikasi SEPERATOR (SE-201) Memisahkan uap dari cairan yang keluar dari Cooler Fungsi (CO-201) Silinder vertikal dengan bentuk head dan bottom Bentuk torispherical head IDs = 30 in (2,5 ft atau 0,762 m) Tinggi liquid (HL) = 55,92 in = 1,42 m Dimensi Shell Tinggi ruang kosomg = 48 in = 1,21 m Tinggi vessel = 103,92 in = 2,639 m Tebal = 1/4 in
C.89
Dimensi Head dan Bottom Holding Time Tekanan Desain Bahan konstruksi Jumlah
Tinggi = 6,875 in (0,174 m) Tebal = 1/4 in 5 menit 40,572 psia Carbon Steel SA-516 Grade 70 1
Buah
11. Blower (BL-201) Fungsi
: Mengalirkan gas produk atas Separator (SE-201) ke Reaktor (RE-202)
Tipe
: Centrifugal Multiblade Backward Curved Blower
Pemilihan : Cocok untuk mengalirkan gas dan udara (Perry’s : 10-45) Harganya lebih murah (Tabel 4-9, Ulrich : 120) Efisiensinya tinggi (Banchero : 112)
Gambar C.18. Blower
Jumlah udara masuk (GG) = 7154,3089
j.
kg jam
Menentukan densitas (ρ) Densitas campuran gas adalah 1,6417 kg/m3
k. Menentukan laju alir volumetrik udara (QU) QU digunakan untuk menentukan harga (Timmerhaus, fig 14-50 : 531) QU
GG
C.90
kg m3 jam = 4357,9107 kg jam 1,6417 3 m
7154,3089 =
l. Menentukan daya blower (P) hp = 1,57 x 10-4Q.P Keterangan : Q : Laju alir (ft 3/menit) P : Tekanan (inH2O) Konversi : 1 ft3
= 0.02831685 m3
1 atm
= 406,79 inH2O
hp = 1,57 x 10-4 x 2564,969 ft3/menit x 488,15 inH2O hp = 196,5773 hp Nilai efisiensi diambil 80%, maka daya aktual blower adalah: Paktual = =
Pteoritis
196,5773 = 245,7216 hp 0,8
Daya standar 250 hp.
Tabel C.29. Spesifikasi Blower (BL– 201) Fungsi Mengalirkan gas produk atas Separator (SE201) ke Reaktor (RE-202) Kode Alat BL – 201 Tipe Centrifugal Multiblade Backward Curved Blower Power Motor 250 Hp
12.
Gudang Penyimpanan / Warehouse (W-101) Fungsi
: Tempat untuk menyimpan bahan baku Urea. selama 30 hari
C.91
Tipe
: Bangunan Tertutup berbentuk persegi panjang dengan tutup konis (kerucut)
Jumlah
: Satu Buah
Kondisi
: Temperatur : 30°C Tekanan
: 1 atm = 101,325 kPa = 14,69 psia
Bahan Konstruksi : Bata yang dilapisi Semen
h
H
P
Gambar C.19. Gudang Penyimpanan Urea
A. Menentukan Kapasitas Kebutuhan Urea.
= 1735,52 kg/jam
Kebutuhan selama 30 hari
= 1249575,985 kg
Densitas Urea
= 1039,1706 kg/m3
Volume Urea =
1249575,985 kg 1202,4742 m3 3 1039,1706 kg/m
Over design factor = 20 %
(Peter, Timmerhaus, 2002, Tabel. 3-1, hal. 82)
Volume design = 1,2 x 1202,4742 m3 = 1442,9691 m3
B. Menentukan Dimensi Gudang Penyimpanan Urea Gudang penyimpanan direncanakan berukuran : Panjang = Lebar = 1,5H Volume gudang = P x L x T = P x L x 1,5H 1442,9691 m3 = 1,5H3 → H = 12,324 m = 40,433 ft Panjang Gudang = Lebar Gudang = 18,487 m = 60,652 ft
C.92
B. Menentukan Tinggi Head (Desain Atap) Bentuk atap yang digunakan adalah conical (konis). Diameter tangki 15 ft (≤ 60 ft), oleh karena itu dapat digunakan atap tanpa penyangga (self supporting conical roof). Untuk self supporting conical roof , digunakan plat dengan tebal 5/16 in dengan pengelasan jenis double weld full- fillet joint. Selanjutnya diperiksa besar sudut elemen konis dengan horizontal.
h
o
90
D 2
r 90
D = diameter tangki,ft r = jari-jari, in 6D sin sudut elemen konis dengan horizontal
Gambar C.20. Jari-jari Lekukan untuk Atap Konis (Sumber : Brownell, Young, 1959, hal. 63)
Tinggi head dapat dihitung dengan korelasi sudut pada gambar C.7. Pada Gambar C.7. diameter gudang = lebar gudang, dengan mengambil sudut θ = 10 0 , maka tinggi atap dapat dihitung dengan korelasi sudut pada Gambar C.7. tan θ =
h Lebar warehouse / 2
tan 10 0 =
h → h = 1,629 m = 5,344 ft 18,487 / 2
Tinggi Total Gudang, HT = Tinggi Head (h)+ Tinggi Gudang (H) =1,629 m + 12,324 m = 13,953 m = 45,777 ft
C.93
Tabel C.30. Spesifikasi Gudang Penyimpanan / Warehouse (W-101) Alat Warehouse Kode
W-101
Fungsi
Tempat untuk menyimpan bahan baku Urea. selama 30 Hari
Tipe
Bangunan Tertutup berbentuk persegi panjang dengan tutup konis (kerucut)
Bahan Konstruksi
Bata yang dilapisi Semen
Kondisi
Temperatur : 30°C Tekanan : 1 atm
Kapasitas
1249575,985 m3
Dimensi Wall
Panjang : 60,652 ft (18,487 m) Lebar : 60,652 ft (18,487 m) Tinggi : 45,777 ft (13,953 m)
Dimensi Head
Tinggi : 5,344 ft (1,629 m) Tebal : 5/16 inchi
Jumlah
1
Buah
13. Belt Conveyor (BC-101) Fungsi
: Untuk mengangkut bahan baku Urea dari Warehouse (W101) ke Bucket Elevator (BE-101) : Troughed Belt on 20o Idlers
Tipe
Dasar Pemilihan :
Mampu membawa ukuran material yang kuantitasnya besar
Membutuhkan tenaga yang relatif kecil dan dapat membawa atau mengangkut material pada jarak yang cukup jauh
Membawa menyangkut
material
dengan
cara
memikul
atau
C.94
Gambar C.21. Troughed Belt on 20o Idlers (Sumber : Perry’s, Ed.7th, hal. 21-11) Data operasi : Laju alir
= 1735,52 kg/jam
Over design factor
= 20 %
Sehingga kapasitas belt
= 1,2 x (1735,52 kg/jam x 1 ton/1000 kg)
(Walas, M., 1990, Tabel 1.4, hal 7)
= 2,08262 ton/jam
Gambar C.22. Spesifikasi Belt Conveyor
C.95
Berdasarkan kapasitas Belt Conveyor sebesar 2,08262 ton/jam serta menurut Tabel. 21-7, hal. 21-11, Perry’s, Ed.7th, 1999, didapatkan spesifikasi Belt Conveyor sebagai berikut : Belt width
: 14 in (35 cm)
Cross sectional area of load : Luas permukaan belt untuk menampung material adalah 0,11 ft 2 (0,010 m2) Belt plies
: Jumlah lapisan dalam konstruksi belt untuk lebar 14 in adalah 3-5 lapis
Maximum lump size : - Size material 80 % under 2 in (51 mm). Ukuran material yang seragam minimal 80 % dari total material yang masuk ke dalam belt. - Unsize material, not over 20 %:
3 in (76 mm).
Ukuran material yang tidak seragam tidak lebih dari 20 %. Belt speed
: Kecepatan belt untuk mengangkut material adalah 200 ft/min (normal) s.d. 300 ft/min (maksimum)
Berdasarkan Peters, Timmerhaus, 2002, Fig. 12-60, hal. 573 diperoleh: Horse power : Daya yang diperlukan untuk menggerakkan belt conveyor adalah 0,75 kW atau 2 hp Panjang belt
: 7m
C.96
Tabel C.31. Spesifikasi Belt Conveyor (BC-101) Alat Belt Conveyor Kode
BC-101
Fungsi
Untuk mengangkut bahan baku Urea dari Warehouse (W-101) ke Bucket Elevator (BE-101)
Tipe
Troughed Belt on 20o Idlers
Power
2 hp
Luas permukaan belt
0,11 ft2 (0,010 m2)
Lebar belt
35 cm
Panjang belt
7m
Kecepatan belt
200 ft/min (61 m/min)
Jumlah
1
Buah
14. Bucket Elevator (BE-101) Fungsi
: Untuk membawa padatan Urea menuju Mixing Tank (MT-101)
Tipe
: Continous Bucket Elevator
Dasar Pemilihan : Jumlah bucket lebih banyak dan lebih rapat serta membentuk susunan bucket yang kontinyu : Memiliki sudut kemiringan 45° : Dapat digunakan untuk material-material dengan berbagai bentuk dan ukuran
Gambar C.23. Continous Bucket Elevator (Sumber : Perry’s, Ed.7th, hal. 21-13)
C.97
Data Operasi : Laju alir massa = 1735,52 kg/jam Over design factor = 20 %
(Walas, M., 1990, Tabel 1.4, hal 7)
Sehingga kapasitas Bucket Elevator = 1,2 x (1735,52 kg/jam x 1 ton/1000 kg) = 2,08262 ton/jam
Gambar C.24. Spesifikasi Belt Elevator Berdasarkan kapasitas sebesar 2,08262 ton/jam serta menurut Tabel. 21-9, hal. 21-16, Perry’s, Ed.7th, 1999, didapatkan spesifikasi Bucket Elevator sebagai berikut : Ukuran bucket = 8 x 5,5 x 7,75 in (203 x 140 x 197 mm) Kapasitas = 35 ton/jam Bucket spacing = 8 in (203 mm) Elevator center = 25 ft Putaran poros = 28 rpm Power poros = 1,8 Hp Rasio daya/ tinggi = 0,06
C.98
Power yang digunakan (P) : P = ( Tinggi Elevator x Rasio Daya/Tinggi ) + Power poros (Brown, G., 1950, hal. 61) = (25 ft x 0,06) + 1,8 = 3,3 hp
Berdasarkan power motor sebesar 3,3 hp didapatkan efisiensi motor sebesar 84 %
(Peter, Timmerhaus, 2002, Fig. 12-18, hal. 516)
Power motor = 3,3/0,84 = 3,928 Hp (4 Hp) Tabel C.32. Spesifikasi Alat BE-101 Alat Bucket Elevator Kode
BE-101
Fungsi
Untuk membawa padatan Urea menuju Mixing Tank (MT-101)
Tipe
Continous Bucket Elevator
Power
4 Hp
Dimensi Bucket
Ukuran bucket : 8 x 5,5 x 7,75 in (203 x 140 x 197 mm) Jarak antar bucket : 8 in (203 mm) Tinggi elevator : 25 ft (7,620 m) Kapasitas : 35 ton/jam
Jumlah
1
buah
15. Feeder (FE-101) Fungsi
: Menampung sementara dan mengumpankan CO(NH)2 padat menuju MT-101
Jenis
: Feeder
Bahan Konstruksi
: Carbon Steel SA 283 grade C (0,1 % Carbon, 0,25 % Mo, 1,85 % Ni, 0,8 % Cr)
C.99
Pertimbangan
: - Mempunyai allowable stress cukup besar (12.650psi) - Tahan terhadap korosi (< 0,05 % Sulfur Acid) - Temperatur Operasi -28°C – 343,33°C (Brownell, Young, 1959)
Kondisi Operasi
: Temperatur
: 308,15 K
Tekanan
: 1 atm D
H
h
d
Gambar C.25. Feeder CO(NH)2 a. Menentukan Kapasitas Storage Tabel C.33. Komponen bahan di dalam storage Komponen Massa (kg) kmol Wi CO(NH)2 H2O Total
1 wi i
ρ=
1 9.79E - 04
1722,94 12,58
28,68 0,698
1735,522
= 1021,040 kg/m3 = 63,7413 lb/ft3 Waktu tinggal = 0,25 jam
0,99 0,01 1
ρi (kg/m3)
wi/ρi
1022,18 885,45
9.71E-04 8.18E-06 9.79E-04
(Coulson, 1983:238)
C.100
W = kapasitas x waktu tinggal = 1735,522 kg/jam x 0,25 jam = 433,88 kg Volume padatan =
=
W
433,88 kg 1021.040 kg
m3
= 0,4249 m3 = 15,01 ft3 Over design : 20 % V = 1,2 x 0,4249 m3 = 0,510 m3 = 18,01 ft3
b. Menentukan Dimensi Storage Vtot
= V shell + V konis terpancung
Vshell
= ¼ π D2 H
Vkonis = π h/12 (D2 + D.d + d2 )
(Wallas, 1988: 627)
Dimana : D = diameter shell, ft d = diameter ujung konis, ft H = tinggi shell, ft H = tinggi konis, ft θ = sudut konis h =
tg (D d) 2
(Hesse, Pers 4-17: 92)
C.101
Diketahui angle of repose (sudut gelinding) zat = 40o (Tabel 5.3, Hal: 79, Walas, 1988). Angle of repose akan mempengaruhi kemiringan (θ) pada bagian conical. Pada perhitungan ini diambil nilai θ = 40o, karena pada kemiringan tersebut, padatan masih bisa menggelinding. h =
tg 40( D d ) 2
= 0,419( D d ) maka V konis = 0,262h (D2 + D.d + d2 ) V konis = 0,262 x (0,419(D - d) (D2 + D.d + d2 )) V konis = 0,131 x (D3 – d3) Diketahui bahwa :
D 4 d
(Ludwig,
Hal.165) d = D/4 maka, Vtot = V konis terpancung + Vshell Diambil H/D = 2
(Tabel 4.27. Ulrich, 1984:248)
Vtot = 0,110 x (D3 - (D/4)3) + ¼ x π x D2 x 2D Vtot ={0,110 x (D3-(D/4)3)}+ 0,25 x π x 2D3 18,01 ft3 = 0,110 x (D3-(D/4)3) + 1,5714 D3 18,01 ft3= 1,686 D3 D3 = 8,299 ft
C.102
D
=
2,02 ft =
24,29 in =
0,62 m
H
=
4,05 ft =
48,59 in =
1,24 m
D
=
1,01 ft =
12,14 in =
0,31 m
H
=
0,50 ft =
6,07 in =
0,15 m
Volume konis = 0,131 x (D3 – d3) = 0,131 x (2,023 – 1,013) = 0,951 ft3 Vshell
= ¼ π D2 H = ¼ x 3,14 x 2,022 x 4,05 = 13,03 ft3
Htotal
= H+h = 4,05 + 0,50 = 4,55 ft
Tinggi padatan di dalam shell V padatan di shell = volume padat – volume konis = 15,01 – 0,951 = 14,05 ft3 V padatan di shell =
14,05 ft3 =
x D 2 x Hs 4
3,14 2,02 2.Hs 4
Hs = 3,2930 ft Tinggi CO(NH)2 di storage = Hs + h = 3,293 ft + 0,50 ft = 3,79 ft
C.103
c. Menentukan tekanan desain Asumsi : 1. Tekanan ke arah dinding konis diabaikan karena material termasuk free flowing sehingga pada proses pengeluaran bahan tidak menempel pada dinding feeder 2. Tekanan didalam feeder hanya terjadi karena akibat gaya gravitasi yaitu berupa tekanan hidrostatik saja.
P abs = P operasi + P hidrostatis dimana P hidrostatis =
P abs = 14,7 +
(h 1) 144
(Pers 3.17. Brownell, 1959:46)
63,7413 (3,79 1) 144
P abs = 17,35 psi
Tekanan desain 5-10 % di atas tekanan kerja normal/absolut. (Rules of thumb. Walas,1988:xviii) Tekanan desain yang dipilih 10 % diatasnya, jadi P desain = 1,1 x 17,35 psi = 19,08 psi
d. Menentukan Tebal Dinding Storage
ts
P.ri C f .E 0,6P
Dimana : ts = Tebal shell, in P = Tekanan dalam tangki
(Pers 14.31 Brownell, 1959:275)
C.104
f = Allowable stress = 12.650 psi
(Tabel 13.1 Brownell,1959:251)
ri = Jari-jari dalam storage E = Efisiensi pengelasan = 80 % (0,8) (tipe double welded butt joint)
(Tabel 13.2 Brownell,1959:254)
c = Faktor korosi = 0,125 /10 tahun
(Tabel 6,
Timmerhaus,1991:542) ts =
19,08 x (24,29/2) + 0,125 ((12.650 0,8) - ( 0,6 19,08))
= 0,1479 in (diambil tebal standar = 3/16 in) e. Tebal Dinding Konis Storage, tc Kemiringan konis = = 40 o
tc
P.D C 2 cos (f .E 0,6P)
(Pers 6.154. Brownell
&Young,1959:118) =
19,08 24,29 0,125 2cos 40(12.650 0,8) - ( 0,6 19,08))
= 0,1875 in (diambil tebal standar = 3/16 in)
Tabel C.34. Spesifikasi Alat Feeder Alat Feeder Fungsi
Menampung sementara dan mengumpankan CO(NH)2 padat menuju MT-101
Kapasitas
433,88 kg
Dimensi
Diameter shell (D)
=
2,02 ft
Diameter konis bawah (d)
=
1,01 ft
Tebal shell (ts)
=
0,1875 in
Tebal konis (tc)
=
0,1875 in
C.105
Tinggi storage (Ht) Tekanan Desain
19,08 psi
Bahan konstruksi
Carbon Steel SA-283 Grade C
Jumlah
16.
=
1
4,05 ft
Buah
Mixing Tank (MT-101) Fungsi
: Tempat mencampurkan CO(NH)2
dan H2O sehingga
diperoleh larutan CO(NH)2 untuk umpan Reaktor (RE202) Jenis
: Vessel vertikal dengan pengaduk
Bahan Konstruksi : SA-167 Grade 11 Type 316 (18 % Cr, 10 % Ni, 2 % Mo) Pertimbangan
: - Mempunyai allowable stress cukup besar (18.750 psi) - Tahan terhadap korosi
Tekanan
: 1 atm Air
Asam Fosfat
Out
Gambar C.26. Mixing Tank
Tabel C.35. Input MT-101 Komponen CO(NH)2 Air Jumlah
kg/jam 1722.94 655.38 2378.326364
kmol/jam 28.68705802 36.41009216 65.09715018
xi 0.724435776 0.275564224 1,000
ρ (kg/m3) 1022.18 885.45
μ (cp) 0.9600 0.4400
xi/ρ 7.09E-04 0.00031121 1.02E-03
xi/μ 0.7546206 0.626282327 1.380902927
C.106
ρ campuran =
xi xi
ρ campuran = 980.4604 kg/m3 ρ campuran = 61,208 lb/ft3 μ campuran =
xi xi
μ campuran = 0,7241cp μ campuran = 0,000724N/s.m2 μ campuran = 0,000724 kg/m.s
a. Menghitung diameter dan dan tinggi tangki Volume cairan dalam mixing tank = m/ρ = 2,425 m3 = 85,659 ft3 Faktor keamanan = 20% Maka volume mixing tank = 2,91 m3 = 102,791 ft3
Bentuk mixing tank dirancang berupa silinder tegak dengan head dan bagian bawah berbentuk torisperical. H = ID Volume head/bottom = 0,000049 ID3 Volume mixing tank = Volume silinder + (2 x volume head) 102,791 ft3 = (1/4 x л x ID2 x H) + 0,000098 D3 102,791 ft3 = 0,79 ID3 + 0,000098 D3 102,791 ft3
= 0,79
ID3
ID3 = 130,93 ft3 ID
= 5,08 ft = 1,55 m = 60,93 in
H = ID = 5,08 ft = 1,55 m = 60,93 in H
= 5,08 ft = 1,55 m = 60,93 in
4xVl Tinggi cairan dalam silinder (hl) = xID 2 hl = 4,232 ft = 1,289 m = 50,78 in
C.107
b. Menghitung tebal shell Tebal shell dihitung menggunakan persamaan 13.1 Brownel Hal. 254:
ts
piD c 2 fE 0.12 p
Tekanan design P abs = P operasi + P hidrostatik P operasi = 1 atm = 14,7 psi P hidrostatik = ρ x (g/gc) x h P hidrostatik = 4,23 psi P abs = 18,93 psia dengan faktor keamanan = 10 % maka, P desain = 20,83 psi Material yang digunakan SA-167 Grade 11 Type 316 dengan data sebagai berikut: f = 18.750
psi (B & Y hal. 342)
E = 0,8 (single-welded butt join. B&Y, hal 254) Faktor korosifitas ( c ) untuk 15 tahun = 0,25
(Timmerhaus, 1991)
Maka ts = 0,2922 in Tebal shell dihitung menggunakan Pers.13.1 Brownell:254 Dipilih tebal shell = 3/8 in = 0,375 in (dari Tabel 5.7 Brownell: 89)
Menghitung tebal head OD
b = tinggi dish
icr
OA
A
B sf
c.
ID
t
a
r
C
Gambar C.27. Torispherical Head
C.108
Keterangan : t
= Tebal head, in
Icr = Inside corner radius, in rc
= Radius of dish, in
sf
= Straight flange,in
OD = Diameter luar, in ID = Diameter dalam, in b
= Depth of dish, in
OA = Tinggi head, in Tebal head (t h) : th
=
P.rc. w C 2.fE 0,2P
(Brownell and Young,1959: 258)
Dimana : w
=
r 1 . 3 c 4 icr
(Brownell and Young,1959:258)
Keterangan : t
= Tebal head (in)
P
= Tekanan desain (psi)
rc
= Radius knuckle, in
icr = Inside corner radius ( in) w
= stress-intensitication factor
E
= Effisiensi pengelasan
C
= Faktor korosi (in)
OD = ID + ( 2 x tebal dinding) OD = 61,68 in dari Tabel 5.7 Brownell:89 diambil OD = 120 in dengan OD perhitungan = 119,86 in untuk ts = 3/8 in = 0,375 in, Diperoleh: rc = 114 in icr = 7,25 in
(Brownell & Young,1959:89)
C.109
Maka : w = 1,741 in th = 0,3878 in thstandar = 7/16 in = 0,4375 in
Depth of dish (b) (Brownell and Young,1959:87)
ID rc (rc icr ) icr 2
b
=
b
= 20,94 in
2
2
Tinggi Head (OA) Untuk ts 3/8 dipilih sf = 3 in OA = th + b + sf
(Brownell and Young,1959, Hal:87)
OA = 13,2428 in OA = 1,1036 ft
d. Menentukan Tinggi Tangki Total H mixer = tinggi silinder + ( 2 x tinggi head ) Ht
= 87,41 in = 7,28 ft
e. Desain Pengaduk Dari Fig. 10.57 Coulson, untuk volume vessel = 2,425 m3 dan viskositas 0,0007242 N/s.m2, digunakan impeller tipe turbine.
C.110
Gambar C.28. Agitator Selection Guide
Karena turbin memiliki range volume yang besar dan dapat digunakan untuk kecepatan putaran yang cukup tinggi, sehingga dipilih jenis flat six blade turbine whit disc dengan geometri sebagai berikut:
Dari Table 3.4-1 geometri proportions untuk sistem pengadukan standar (Geankoplis, 1993). Diameter tanki Dt = 5,0778 ft = 60,93 in = 1,54 m Tinggi cairan Ht = 5,0778 ft = 60,93 in = 1,54 m Diameter impeller: Da = 1/2 Dt Da = 2,53 ft = 30,4670 in = 0,7739 m Dd = 2/3 Da Dd = 1,69 ft = 20,31 in = 0,51 m Panjang blade: L = 1/4 Da L = 0,63 ft = 5,07 in = 0,12 m
C.111
Lebar baffle: J = 1/12 Dt J = 0,42 ft = 6,093in = 0,15 m Lebar impeller: W = 1/5 Da W = 0,507 ft = 6,093 in = 0,15 m Tinggi impeller: E = 1/3 Dt E = 1,69 ft = 20,31 in = 0,51m
Jumlah impeller yang digunakan: Menurut Dickey (1984) dalam Walas 1990 Hal. 288, kriteria jumlah impeller yang digunakan didasarkan pada viskositas liquid dan rasio ketinggian (H) terhadap diameter tangki (D). Diketahui bahwa : Dt = 5,077 ft Ht = 5,077 ft HL /D = 1 µ liquid = 0,7242 cP Tabel C.36. Pemilihan jumlah impeler Max Clearance Viscositas,cP Jumlah H/D Lower Upper <25000 1,4 1 h/3 <25000 2,1 2 D/3 (2/3)h >25000 0,8 1 h/3 >25000 1,6 2 D/3 (2/3)h Rasio H/D maksimum untuk penggunaan 1 buah impeller adalah 1,4 untuk viskositas liquid < 25000 cP dan rasio H/D = 1 maka jumlah impeller yang digunakan sebanyak 1 buah.
C.112
f. Daya pengadukan Kecepatan putaran motor standar yang tersedia secara komersil adalah 37, 45, 56, 68, 84, 100, 125, 155, 190 dan 320 rpm. (Walas, 1990) N = 56 rpm N = 0,933 rps Bilangan Reynold,
mix D a N mix 2
Nre = Nre = 756773,79
Dari Gambar 10.6 Walas 1990 untuk kurva 1 diperoleh angka daya, Np = 5
Gambar C.29. Grafik mencari nilai Np
Kebutuhan daya teoritis : P = N p . mix .N 3 .Da5
gc P = 34,3874 ft.lbf/s P = 0,0625 hp Efisiensi motor = 80 % Motor yang digunakan = 0,0782 hp
C.113
g. Panjang batang sumbu pengaduk (axis length) Axis length ( L ) = tinggi total tangki + jarak dari motor ke bagian atas bearing – jarak pengaduk dari dasar tanggi Tinggi total tangki: Htotal = 7,285 ft Jarak dari motor ke bagian atas bearing: S = 1 ft Jarak pengaduk dari dasar tangki : E = 1,69 ft Axis length ( L ) = 6,59 ft Axis length ( L ) = 2,0094 m
h. Diameter sumbu, Ds (axis diameter) Tc = P x 75 x 60 2xπxN Keterangan:
(Pers.14.8, M.V. Joshi:400)
Tc = momen putaran (kg.m) P = daya (hp) N = kecepatan putaran (rpm) Tc = 1,00 kg.m Dari M.V Joshi, Pers. 14.10 pp.400, Tm = (1,5 or 2,5) x Tc Digunakan Tm = 1,5 Tc Tm = 1,500 kg.m Zp = Tm fs Tm = torsi maksimum P = shear stress fs = section of shaft cross section Material sumbu yang digunakan commercial cold rolled steel.
C.114
Axis shear stress yang diizinkan : 550 kg/cm2 Modulus elastisitas : 19,5 x 105 kg/cm2 Batasan elastis pada tegangan : 2.460 kg/cm2 Zp = 0,2727 3 Zp = . d 16 d3 = Zp x 16
d
= 1,1159 cm
Digunakan diameter sumbu 4 cm.
i. Mengecek Waktu Pengadukan Sempurna Kriteria untuk pengadukan sempurna adalah:
QR 10 Fv dengan : QR = kecepatan sirkulasi (m3/jam) Fv = debit kecepatan umpan masuk mixer (m3/jam) Untuk turbin dengan 6 blade, wi = 1/5 Di dan Re > 104,
Re
ρ.N.Di2 μ
Re = 62369382,70
N QR
(Re > 104)
0.93 ID Di
NQR = 1,86
Maka, QR = NQR.N.Di3 = 3978,41 m3/jam
Menghitung flow rate campuran Fvcampuran = Jadi,
Fi ρ campuran
= 0,0664 m3/jam
QR 59920,92 10 Fv
sehingga pengadukan sempurna sekali.
C.115
Secara sederhana: Tmix =
V = 0,0007 jam = 2,634 detik QR
Tabel C.37. Spesifikasi Alat MT–101 Alat Mixing Tank Kode
MT-101 Tempat mencampurkan CO(NH)2
dan
Fungsi H2O sehingga diperoleh larutan CO(NH)2 untuk umpan Reaktor (RE-202) Jenis
Vessel vertikal dengan pengaduk
Bahan Konstruksi
SA-167 Grade 11 Type 316
Kapasitas
2,91 m3
Dimensi
OD
= 120
Htotal
= = 7,28 ft
Tebal shell
= 0,375 in
Tebal head
= 0,4375 in
Impeller
= Disc six flat-blade
in
open turbine Jumlah Power
0,0782 hp
Jumlah
1 buah
= 1 buah impeller
17. Heater (HE-102) Jenis
: Double Pipe Heat Exchanger
Fungsi
: Menaikkan temperatur air dari 30 oC menjadi 42 oC
Pemilihan : Sesuai untuk HE dengan luas perpindahan panas kurang 200 ft 2
C.116
Gland
Gland
Gland
Return Bend
Return Head
Tee
Gambar C.30. Double Pipe Heat Exchanger (Kern, 1965, Hal.102) Data perhitungan : Fluida panas : Steam Laju alir, W = 22,9648 kg/jam = 50,628 lb/jam T masuk, T1 = 300 oC = 572 oF T keluar, T2 = 300 oC = 572 oF Fluida dingin : air Laju alir, w = 642,80 kg/jam = 1417,1260 lb/jam T masuk, t1 = 30 oC = 86 oF T keluar, t2 = 42 oC = 107,6 oF a. Neraca panas Beban panas, Q = 32265,54505 kJ/jam = 30581,7158 Btu/jam b. Menghitung ∆TLMTD Driving force dari proses perpindahan panas adalah perbedaan temperatur antara fluida panas (hot fluid) dengan fluida dingin (cold fluid). Perbedaan temperatur yang terjadi di setiap titik di sepanjang heat exchanger ditunjukkan melalui nilai ∆TLMTD (Log Mean Temperature Difference). Karena nilai ∆TLMTD pada jenis aliran countercurrent lebih besar daripada jenis aliran paralel maka luas area perpindahan panas (surface area) yang dibutuhkan akan lebih kecil sehingga dipilih jenis aliran countercurrent (Kern, 1965, Hal: 90).
C.117
Tabel C.38. Temperatur aliran panas dan dingin Hot fluid Cold fluid 572 107,6 Higher temp. (F) 572 86 Lower temp. (F) 0 21,6 Differences (F) (T1 - T2) (t2 - t1) (T1- t1)
T1
Differences 464,4 486 378
∆t2 ∆t1 (∆t2 - ∆t1)
T2 AH-301
t2
t1
Gambar C.31. Aliran countercurrent pada heat exchanger LMTD = T1 t 2 T2 t 1
T t ln 1 2 T2 t 1
(Pers. 5.14, Kern 1965)
= 475,118 oF c. Menghitung Temperatur Kalorik, Tc dan tc Tavg = =
T1 T2 2
572 572 2
= 572 oF
tavg = =
t1 t 2 2
86 107,6 2
= 96,8 oF Cek viskositas pada terminal dingin untuk tiap fluida Annulus : Pada T = 572 oF µ
= 0,0195 cp
(Fig.15, Kern 1965)
C.118
Pipa : Pada t = 86 oF µ
= 0,86 cp
(Fig.15, Kern 1965)
Karena viskositas fluida pada terminal dingin < 1 cp (Kern, 1965, Hal: 111), maka:
Tc = Tavg tc = tavg
d. Pemilihan Jenis Alat Perpindahan Panas Hot fluid = steam dipipa Cold fluid = air di annulus Dari Tabel 8 (Kern, 1965) range Ud = 200 - 700 Btu/hr.ft2 °F dan dipilh Ud = 600 Btu/hr.ft2.°F. Area perpindahan panas (surface area) : A=
=
Q U D . Δt 30581,7158 15 475,118
= 0,1072 ft2 Karena A < 200 ft2, maka digunakan tipe double pipe dengan ukuran standar yang digunakan (Kern, 1965, Hal: 103): Tabel C.39. Spesifikasi double pipe yang digunakan (Kern, Tabel 6.2 dan 11) Annulus : Pipa : IPS = 2,5 in IPS = 1,25 in Sch. No = 40 Sch. No = 40 OD = 2,88 in OD = 1,66 in ID = 2,469 in ID = 1,38 in a''
=
0,753 ft2/ft
a''
=
0,435 ft2/ft
C.119
e. Menghitung Flow Area (a) Annulus : D2 = 2,469/12 = 0,2057 ft D1 = 1,66/12 = 0,1382 ft
( D 2 D1 ) 4 2
aa =
2
(Pers.6.3 Kern, 1965)
= 0,0182ft2 Diameter equivalent, De : ( D 2 D1 ) De = D1 2
2
= 0,167 ft Pipa : D
= 1,38/12 = 0,115 ft
ap
=
D 2 4
= 0,01038 ft2
f. Menghitung Mass Velocity (G) Annulus :
Ga =
=
W aa 1417,12 0,0182
= 77822,99 lb/hr.ft2
(Pers.6.3 Kern, 1965)
C.120
Pipa : w ap
Gp =
=
50,6281 0,01038
= 4876,712 lb/h g. Menghitung Bilangan Reynold (Re) Annulus : Tavg = 96,8 oF µ
= 0,86 cp × 2,42
(Kern, Fig. 15)
= 2,080 lb/jam ft Rea = De.Ga/µ
(Pers. 7.3)
=16272,77 Pipa : Pada tavg = 572 oF µ = 0,0195cp × 2,42
(Kern, Fig. 15)
= 0,046 lb/jam ft D
= 3,068/12 = 0,256 ft
Rep = D.Gp/µ
(Kern, Tabel 10) (Pers. 3.6)
= 17335,755
h. Menentukan JH (Heat Transfer Factor)
i. Menentukan Termal Function
j. Menghitung Outside Film Coefficient (ho) dan Inside Film Coefficient (hi) Annulus: ho = 1230 Btu/hr.ft2.oF 164]
[table 25 Kern, Hal:
C.121
Pipa: hio = 1500 Btu/hr.ft2.oF
k. Menghitung Clean Overall Coefficient (UC) UC =
h io h o h io h o
[Pers. 6.38]
= 675,824 Btu/jam.ft2.oF l.
Menghitung Design Overall Coefficient (UD) Rd = 0,002 hr.ft2.oF/Btu
(Kern, Tabel 8)
1 1 Rd = U D Uc =
1 0,002 675,824
= 0,00347 UD = 287,38 Btu/hr.ft2.oF
m. Menghitung Luas Permukaan Perpindahan Panas Yang Dibutuhkan A =
=
Q U D . t
30581,7157 287,38 475,11
= 0,2239 ft2 a” = 0,435 ft2/ft
(Kern, Tabel 11)
Panjang pipa : L =
A a"
= 0,5148 ft linier Panjang hairpin = 12, 15, 20 ft Diambil Lh
= 12 ft
(Kern, Hal: 103)
C.122
Hairpin terdiri dari 2 pipa (n = 2) , maka jumlah hairpin yang diperlukan : Hairpin =
=
L 2.L h 0,2239 2 12
= 0,429 = 1 buah
Koreksi panjang pipa: Lkor = 2.Lh x hairpin = 1 x 12 x 2 = 24 ft linier
n. Menghitung Luas Permukaan Perpindahan Yang Tersedia Sebenarnya A = Lkor x a” = 24 x 0,435 = 10,44 ft2
o. Menghitung Actual Design Overall Coefficient (UDaktual) UDaktual = =
Q A.t 30581,715 73,36 475,118
= 258 Btu/hr.ft2.oF
p. Menghitung Dirt Factor (Rd) Rd = =
Uc Ud Uc Ud 675,82 258 675,85 258
= 0,00239 hr.ft2.oF/ Btu
C.123
Rd yang diperlukan = 0,002 hr.ft 2.oF/Btu Rdhitung > Rddiperlukan
(Kern, Tabel 12)
(memenuhi)
q. Menghitung Pressure Drops (ΔP) Annulus : De’ = D2 – D1 = 0,205 – 0,1383 = 0,0674 ft
De a '.G a μ
Rea’ = =
0,0674 77822 2,080
= 25218,712 𝑓 = 0,0035 +
Fa =
=
0,264 3.221 ,840 0,42
4 f Ga 2 L 2 g ρ 2 De' 4 0,012 (77822) 2 24 2 4,18.10 8 0,03518 2 0,0674
= 996,620 ft Va = =
= 0,012
Ga 3600 77822 0,03518 3600
= 26,68 ft/s V2
ΔFi = 2 x 2g 26,68 2 = 2 2 32,2
= 22,098 ft
(Kern, Pers. 3.47b)
(Pers.6.14 Kern, 1965)
C.124
Pa =
=
1 ΔFa ΔFi ρ 2 144
1 996,620 22,098 0,03518 x 2 144
= 3,239 psi ΔPa untuk liquid < 10 psi (memenuhi)
Pipa : Rep = 17335,7559 𝑓 = 0,0035 + ρ
0,264 17335 ,7559 0,42
= 0,068024 lb/ft3
Fp =
= 0,000525
(Appendix A.3-3, Geankoplis)
4 f G2 L 2g 2 D
4 0,000525 (4876,7124) 2 24 = 2 4,18.10 8 0,0682 2 0,167
= 1848,417 ft
Pp = =
(Kern, Pers. 3.47b)
Fp 144 1.848,417 0,0682 144
= 0,573 psi ΔPp untuk steam < 1 psi (memenuhi)
C.125
Tabel C.40. Spesifikasi HE–102 Alat Heater Kode
HE-101
Fungsi
Menaikan temperatur air dari 30 oC menjadi 42 oC untuk melarutkan urea di dalam mixing tank (MT101)
Bentuk
Double Pipe Heat Exchanger
Dimensi pipa
Annulus: IPS
= 2,5 in
Sch. No. 40 OD
= 2,88in
ID
= 2,469in
Inner pipe: IPS
= 1,25 in
Sch. No. 40 OD
= 1,66in
ID
= 1,38 in
Jumlah hairpin
= 1 buah
Panjang 1 pipa
= 12 ft
∆P, annulus
= 3,239psi
∆P, inner pipe
= 0,573 psi
18. Pompa (PP-102) Fungsi
: Mengalirkan Air menuju ke Mixing Tank (MT-101).
Tipe Pompa
: Centrifugal pump
Alasan Pemilihan :
Dapat digunakan range kapasitas yang besar dan tekanan tinggi
Konstruksi sederhana sehingga harganya relatif lebih murah
C.126
Kecepatan putarannya stabil
Tidak memerlukan area yang luas V2 P2 T2 Z2
V1 P1 T1 Z1
V3 P3 Z3
V4 P4 Z4
Gambar C.33. Skema Aliran pada Pompa
Friction loss yang perlu diperhitungkan antara lain : Friksi karena kontraksi dari tangki ke pipa Friksi pada pipa lurus Friksi pada elbow Friksi karena ekspansi Friksi pada valve Friksi pada pipa tee Asumsi : Sifat-sifat fisis cairan dianggap tetap Fluida incompressible Data-data perhitungan : feed = 885,448 kg/m3 feed = 0.440 cp = 0,00044 kg/m.s
C.127
T1 = 42 oC
T2 = 42 oC
P1 = 1 atm
P2 = 1 atm
FV = 642,804 kg/jam
FV = 642,804 kg/jam
a. Menghitung Debit Cairan Diambil over design = 10 % FV design = 1,1 x 642,804 kg/jam = 707,085 kg/jam = 0,196 kg/detik Q
Fv
707,085 885,448
= 0,799 m3/jam = 0,000221 m3/detik = 0,470 ft3/menit = 3,516 gal/menit
b. Menghitung Diameter Pipa Diameter pipa optimum untuk material carbon steel dihitung dengan persamaan (Coulson, 1983, pers. 5.14): Dopt = 226 × G0,5 × ρ-0,35 Keterangan : Dopt = Diameter pipa optimum (mm) G
= Laju alir massa (kg/s)
= Densitas larutan (kg/m3)
Dopt = 226 × (0,196 kg/s)0,5 × 885,448 kg/m3)-0,35
C.128
= 9,3151 mm = 0,3667 in Dari Appendix A.5-1 (Geankoplis 1993:892), diperoleh ukuran comersial pipe: Tabel C.41. Ukuran Comersial Pipe Karakteristik in NPS 0,75 Sch 40 OD 1,050 ID 0,824
Meter 0,75 40 1,050 0,824
c. Menentukan Bilangan Reynold (NRe) Bilangan reynold (NRe) dapat dihitung dengan persamaan (Geankoplis, 1993, Pers.4.5-5) : NRe =
ρ x ID x v μ
Keterangan : NRe = Bilangan Reynold
= Densitas larutan (kg/m3)
ID = Diameter dalam pipa (m) v
= Kecepatan aliran (m/s)
= Viskositas larutan (kg/m.s) Dimana : Qtangki = Qpipa =
vpipa
=
4
2 D pipa v pipa
4 𝑄𝑡𝑎𝑛𝑔𝑘𝑖 2 𝜋 𝐷𝑝𝑖𝑝𝑎
C.129
=
4 𝑥 0,00022 𝜋 0,0212
= 0,645 m/detik
885,448 kg/m 0,645 m/s 0,021 m NRe = 3
0,00044 kg/m. s
= 27169,693 (Aliran Turbulen, NRe > 4000) d. Menghitung Panjang Equivalent Faktor koreksi, = 1 (Untuk aliran turbulen) Diameter pipa = 0,824 in = 0,021 m Roughness, ε = 0,000046 (untuk pipa comercial steel) ε/D = 0,0022 Dari gambar. 2.10-3, Geankoplis, 1993, diperoleh f = 0,008 Untuk panjang equivalent, dari gambar. 127 Brown, 1950, diperoleh : Tabel C.42. Panjang Equivalent Pipa Komponen Jumlah Pipa lurus Standard elbow Globe valve Gate valve fully open standard tee Total panjang equivalent
1 4 1 1 0
Le (ft)
Le (m)
Total (m)
48 2 20 0,5 4,5
14,631 0,610 6,096 0,152 1,372
14,631 2,438 6,096 0,152 0,000 23,317
e. Menghitung Friction loss 1. Friksi karena kontraksi dari tangki ke pipa 2
A3 V 2 V2 hc = 0,55 1 = Kc A1 2 2
C.130
Keterangan : hc : friction loss V : kecepatan pada bagian downstream α : faktor koreksi, aliran turbulen = 1 A3 : luas penampang pipa (yang lebih kecil) A1 : luas penampang tangki (yang lebih besar) Dimana : A3/A1 = 0 Kc
= 0,55
hc
= Kc
V2 2
= 0,55 x
(Pers.2.10-16, Geankoplis, 1993)
(0,645) 2 2 1
= 0,114 J/kg 2. Friksi pada pipa lurus NRe = 23.248,107 /ID = 0,0022 f
= 0,008 (Gambar.2.10-3, Geankoplis,1993)
Ff
= 4f
L V 2 ID 2
= 4 x 0,008
(23,317) (0,645) 2 (0,021x0,0254) (2 1)
= 292,033 J/kg 3. Friksi pada sambungan (elbow) Jumlah elbow = 4 Kf = 0,75 (tabel 2.10-1, Geankoplis) hf =
V2 (0,645) 2 K 4 0,75 = = 0,624 J/kg f 2 (2 1)
C.131
4. Friksi karena pipa tee Jumlah tee = 0 Kf = 1
V 2 K hf = f 2 = 0,000 J/kg 5. Friksi karena ekspansi
A Kex = 1 4 A2
2
A4 = luas penampang pipa (yang lebih kecil) A2 = luas penampang tangki (yang lebih besar) A2/A4 = 0 Kex he
=1
(0,645) 2 V2 = K ex = 1 = 0,208 J/kg 2 (2 1)
6. Friksi pada valve Globe valve wide = 1 = Kf = 9,5
(Tabel 2.10-1, Geankoplis, 1983)
Gate valve wide = 1 = Kf = 0,17 (Tabel 2.10-15, Geankoplis, 1983)
V 2 K hf = f 2 (0,645) 2 = ((1 9,5) (1 0,17)) (2 1) = 2,012 J/kg
C.132
Total friksi, ΣF = hc + Ff + hf,elbow + hf,tee + he + hf,valve = (0,114 + 292,033 + 0,624 + 0,000 + 0,208 + 2,012) J/kg = 294,991 J/kg
f. Menghitung tenaga pompa yang digunakan Persamaan
neraca
energi
yang
dijelaskan
melalui
persamaan
Bernaulli (Pers. 2.7-28 Geankoplis, 1983) : (Wp).η = - Ws =
=
V22 V12 p p1 g Z 2 Z1 2 F 2 0,645 2 0 2 101,325 - 101,325 9,8 3,500 294,991 2 1 885,448
= 328,896 J/kg Wp =
328,896 J/kg
Dimana η = 23 % dari Gambar.3.3-2, Geankoplis, 1983 Hal: 146, maka : Wp =
2.187,090 = 1429,983 J/kg 0,40
Power, P = G.Wp = 0,196 kg/s x 1429,983 J/kg = 280,866 J/s = 0,377 hp Jadi digunakan pompa dengan daya 0,5 hp.
C.133
g. Menghitung beda tekanan antara bagian suction dan discharge
p 4 p3
V32 V 242 1
2 p3 p4 Ws .
g Z 3 Z 4 Ws F
p3 p 4 ((328,896 J / kg) / 2,988) x ( (55,275 lb / ft 3 ) / 144)
p3 p 4 42,252 psia 2,875atm
h. Menghitung NSPH Cek Kavitasi : Pv = 0,004 atm NPSH (Net Positive Suction Head) available : NPSH A
P1 PV Hsuction Fsuction g
NPSH A = 11,624 m
NPSH (Net Positive Suction Head) Required : Dari gambar 7.2 b Walas : N = 3.500 rpm S = 7.900 (single suction) Q = 0,470 ft3/min
N Q0,5 NPSH = S
4/3
(pers. 7.15 Walas, 1988)
= 0,204 ft = 0,062 m NPSH A > NPSH R, pompa aman dari kavitasi
C.134
Keterangan : NPSHR = Net Positive suction head required (ft) NPSHA= Net Positive suction head available (ft)
Tabel C.43. Spesifikasi Pompa (PP–102) Alat Pompa Fungsi
Mengalirkan Air
menuju ke Mixing Tank
(MT-101). Jenis
Centrifugal pump, single suction, single stage
Kapasitas
3,516.gpm
Efisiensi Pompa
23 %
Dimensi
NPS
= 0,75 in
Sch
= 40 in
Beda ketinggian = 3,5 m Power motor
0,5 hp
NPSH
0,062 m
19. Pompa (PP-103) Dengan melakukan perhitungan seperti di atas diperoleh spesifikasi pompa sebagai berikut :
C.135
Tabel C.44. Spesifikasi Pompa (PP–103) Alat Pompa Fungsi
Mengalirkan larutan urea dari Mixing Tank (MT-101) menuju ke Reaktor
Jenis
Centrifugal pump, single suction, single stage
Bahan Konstruksi
Stainless Steel (austenitic) AISI tipe 316
Kapasitas
11,681 gpm
Efisiensi Pompa
35 %
Dimensi
NPS
= 0,75 in
Sch
= 40 in
Beda ketinggian = 3,5 m Power motor
10 hp
NPSH
0,139 m
20. Reaktor (RE-202) Fungsi
: Tempat mereaksikan CO(NH)2 (aq) dan HCHO (g)
Tekanan operasi
: 1,2 atm
Temperatur operasi
: 70 oC
Konversi
: 97 %
Tipe reaktor
: Reaktor Alir Tangki Berpengaduk
Fase reaksi
: cair – gas
Kondisi
: Isotermal
Tipe perancangan
: Vertikal vessel dengan torispherical head sebagai tutup atas dan bawah, dilengkapi dengan sistem pendingin dan pengaduk.
Sistem pemanas
: Coil pendingin
C.136
Alasan pemilihan
: 1. Pada RATB, suhu dan komposisi campuran di dalam reaktor selalu sama. 2. Konstruksi relatif lebih mudah dan murah 3. Transfer massa dan panas berlangsung dengan baik karena adanya pengadukan. 4. Cocok untuk reaksi fasa gas-cair, adanya pengadukan mengakibatkan gas HCHO terdifusi dengan seragam ke dalam larutan urea. (Fogler 3rd Ed, 1999; hal 10 dan O’Brien 3rd Ed, 2009; hal 114)
Gambar C.34. Reaktor Dimana : F11 = Laju alir umpan gas dari separator F16 = Laju alir umpan larutan urea dari mixing tank F17 = Laju alir gas keluar F18 = Laju alir produk yang keluar Reaktor (kg/jam)
C.137
a. Menentukan Volume Reaktor Dalam perancangan ini digunakan reaktor alir berbentuk tangki berpengaduk
(CSTR)
yang
dilengkapi koil
pendingin
dengan
pertimbangan : 1. Reaksi berlangsung pada fase cair-gas 2. Proses kontinyu Asumsi-asumsi: 1. Pengadukan sempurna, sehingga komposisi zat alir keluar reaktor sama dengan komposisi zat di dalam reaktor. 2. Reaktor beroperasi secara isotermal dan non-adiabatis, sehingga panas hasil reaksi harus diserap dan dikontrol menggunakan air pendingin. 3. Tidak ada reaksi samping pada kondisi perancangan.
Reaksi pembentukan Urea Formaldehid: 13 CO(NH2)2 (l) + 18
T= 70oC, P=1,2 CH2Oatm(g) 9
HOCH2NHCONH2 (l) +
3NHCONH(CH2OH)2(l)+ NHCON(CH2OH)3 (l) 1. Menentukan Persamaan Laju Reaksi antara CO(NH2)2
(aq)
dan HCHO
(g)
merupakan suatu reaksi
heterogen cair-gas. Diketahui dari jurnal Kinetics And Mechanism Of Urea Formaldehyde Reaction by B.Raveendran Nair and D.Joseph Francis Department of Applied Chemistry, University of Cochin 682 022,India (Received 29 march 1982;revised 12 August 1982, Volume
C.138
24) bahwa reaksi pembentukan Urea Formaldehyde merupakan reaksi orde dua terhadap urea CO(NH2)2 dan formaldehid HCHO maka : -ra = k.CA.CB
...............(a)
Keterangan : -ra : laju reaksi, (kmol/m3.jam) k : konstanta laju reaksi; 24,42 m3/kmol.jam CA : konsentrasi CO(NH2)2 sisa, (kmol/m3) CB : konsentrasi HCHO sisa, (kmol/m3)
Neraca massa di reaktor: 𝑚𝑜𝑙𝑎𝑟 𝑟𝑎𝑡𝑒 𝑎𝑡 𝑚𝑜𝑙𝑎𝑟 𝑓𝑙𝑜𝑤 𝑟𝑎𝑡𝑒 𝑚𝑜𝑙𝑎𝑟 𝑓𝑙𝑜𝑤 𝑟𝑎𝑡𝑒 𝑤𝑖𝑐 𝐴 𝑖𝑠 𝑎𝑡 𝑤𝑖𝑐 𝐴 𝑖𝑠 − = 𝑎𝑡 𝐴𝑤𝑖𝑐 𝑙𝑒𝑎𝑣𝑒𝑠 𝑐𝑜𝑛𝑠𝑢𝑚𝑒𝑑 𝑤𝑖𝑡𝑖𝑛 𝑓𝑒𝑑 𝑡𝑜 𝑡𝑒 𝑠𝑦𝑠𝑡𝑒𝑚 𝑡𝑒 𝑠𝑦𝑠𝑡𝑒𝑚 𝑡𝑒 𝑠𝑦𝑠𝑡𝑒𝑚 𝐹𝐴0
−
𝐹𝐴0 𝑋
=
𝐹𝐴
𝐹𝐴1 = 𝐹𝐴0 − 𝐹𝐴0 𝑋1
(Fogler, 2nd ed, 1992.)
Fa0 – Fa1 = Fa0.X Fa0 – Fa1 = -ra1.V1 dimana : -ra = k.CA.CB 𝑉1 =
𝐹𝐴 0 .𝑋
(Fogler, 2nd ed, 1992.)
𝑘 𝐶𝑎 1 𝐶𝑏 1
𝐹𝐴0 𝑋1 𝑉1 𝜏1 = = 𝑣0 𝐹𝐴0 𝑋1
𝑘 𝐶𝑎1 𝐶𝑏1 = 𝐶𝑎0 − 𝐶𝑎1
𝐶𝑎0 − 𝐶𝑎1 𝑘𝐶𝑎1 𝐶𝑏1
C.139
2. Menentukan Densitas Campuran dan Debit Densitas komponen masuk reaktor ditunjukkan pada Tabel F.8.1. Tabel F.45. Densitas komponen masuk reaktor Wi/ρi
kmol/jam
0,16
ρi (kg/m3) 1.022,18
0,00015696
28,6871
0,081
0,9600
-0,0065
655,3817
0,06
1.885,44
3,2368E-05
36,3899
0,102
0,4400
-0,0501
1.206,0613
0,11
1.557,65
7,2102E-05
40,1619
0,113
0,0115
-0,5012
13,8275
0,001
1.617,68
7,9597E-07
0,4316
0,001
0,0094
-0,0060
809,8474
0,075
2.102,18
3,5874E-05
25,3077
0,071
0,0229
-0,2848
1.206,0613
0,112
1.557,65
7,2102E-05
40,1619
0,113
0,0115
-0,5012
71,8043
0,006
1.363,63
4,9034E-06
2,5635
0,007
0,0198
-0,0262
5.052,7684
0,470
4.211,26
0,00011172
180,3916
0,509
0,0195
-1,8526
0,00048683
354,0951
Massa (kg/jam) 1.722,9447
Komponen CO(NH)2 H2O HCHO CH3OH O2 HCHO CO N2 Total
10.738,69
ρmix =
1 wi
=
i
Wi
1,000
1 0,000486
= 2.054,08 kg/m3 = 128,23 lb/ft3 νo =
=
massa total densitas campuran
10.738,69 kg/jam 2.054,08 kg/m 3
= 5,228 m3/jam = 184,61 ft3/jam
3. Menentukan Volume dan Waktu Tinggal Cao = (m / BM ) v0 = 5,4872 kmol/m3
Cbo =
(m / BM ) v0
xi
1,000
μi
Wi.lnμi
-3,2287
C.140
= 7,6821 kmol/m3 𝐹𝐴0 = 𝐶𝑎0 𝑥 ѵ0 = 5,48 x 5,228 = 28,6871 kmol/jam 𝐹𝐵0 = 𝐶𝑏0 𝑥 ѵ0 = 7,68 x 5,228 = 40,1619 kmol/jam 𝐹𝐴1 = 𝐹𝐴0 − (𝐹𝐵0 𝑥 𝑋) 𝐹𝐴1 = 0,8606 kmol/jam 𝐹𝐵1 = 𝐹𝐵0 − (𝐹𝐵0 𝑥 𝑋) 𝐹𝐵1 = 1,6330 kmol/jam Ca1 = Cb1 =
𝐹𝐴 1 ѵ0
= 0,1646 kmol/m3
𝐹𝐵1 ѵ0
= 0,3123 kmol/m3
𝐹𝐴 𝑥 𝑋
V = 𝑘 𝐶𝑜
𝐴
𝐶𝐵
= 21,7045 m3 Menentukan waktu tinggal τ =
𝐶𝑎 𝑜 −𝐶𝑎 𝑘 𝐶𝐴 𝐶𝐵
= 4,15 jam
1. Menentukan Dimensi Reaktor a. Diameter Dalam Shell (Di) Vtotal =
ID 2 H L 4
+
ID i2 sf 3 + 0,000076 I D 4
Keterangan : ID
= Diameter dalam shell,ft
HL
= Tinggi cairan, ft
C.141
Diambil perbandingan tinggi cairan terhadap diameter dalam shell standar dan tinggi sf adalah : HL
= ID
sf
= 2 in = 0,167 ft
Vtotal =
(Geankoplis, 1993)
ID 2 H L 4
+
ID i2 sf 3 + 0,000076 I D 4
Diperoleh ID = 9,86 ft = 118,63 in Maka tinggi cairan adalah : HL
= ID = 9,86 ft = 118,63 in = 3,00 m
Diameter dalam shell standar yang digunakan adalah : Di = 119 in = 9,91 ft = 3,02 m b. Menghitung Tekanan Desain Tekanan operasi (Pops) = 1 atm (14,696 psi)
Phidrostatik
ρ mix . g H L gc = 144
Keterangan : g
= Percepatan gravitasi = 32,174 ft/s2
gc
= Faktor konversi percepatan gravitasi =
32,174
gm.cm/gf.s2 Phidrostatik
= 4,625 psi
Tekanan desain adalah 5 - 10% di atas tekanan kerja normal (Coulson, 1983). Tekanan desain diambil 10 % atau 1,1. Jadi, tekanan desain adalah:
C.142
Pdesain = 1,1 (Poperasi + Phidrostatik) = 1,1 (14,696 + 4,625) psi = 21,253 psi = 1,446 atm c. Bahan Konstruksi Material
= Stainless Steel SA 167 Grade 11 type 316 (Brownell:342)
Alasan
= Sesuai digunakan untuk tekanan tinggi dan diameter besar.
f
= 18.750 psi
C
= 0,25 in
E
= 0,85
d. Menghitung Tebal Shell 𝑃𝑟
𝑖 𝑡𝑠 = 𝑓 𝐸−0,6 + 𝑐 𝑃
(Brownell & Young, 1959:45)
Keterangan : ts = Tebal shell (in) P = Tekanan operasi (psi) f = Allowable stress (psi) ri = Jari-jari shell (in) E = Efisiensi pengelasan C = Faktor korosi (in) ts
=
21,253 (114 / 2) 0,25 18.750 0,85 - 0,6 21,253
= 0,326 in (digunakan tebal standar 3/8 in = 0,375 ft)
C.143
e. Diameter Luar Shell (ODs) ODs = ID + 2. ts = 118 in + 2 (3/8 in) = 118,75 in = 9,56 ft = 2,91 m f. Menentukan tinggi reaktor Tinggi total reaktor = tinggi shell (Hs) + (2 x tinggi tutup) 1. Tinggi Shell (Hs) Volume desain reaktor merupakan penjumlahan volume shell, volume head and bottom torispherical, dan volume straight flange head and bottom. Vr = Vshell + Vhead atas + Vhead bawah + Vstraight flange 169,844 ft3 =
π ID 2 H s 4
π ID 2 sf + (2 0,000076 I D 3 ) +2 4
Hs = 117,87 in Diambil Hs= 118 in = 9,5 ft = 2,89 m 2. Tinggi Tutup (OA) OA = th + b + sf Keterangan : b
= Depth of dish (inside), in
th
= tebal torispherical head, in
sf = straight flange, in
(F.9)
C.144
a. Menghitung tebal head
th
P.ID.V C 2.f .E 0,2.P
1 V (2 k 2 ) 6
(Brownell & Young,pers. 7.77,1959)
(Brownell & Young,pers. 7.76,1959)
Keterangan : V = stress-intensification factor k=
a
a , mayor-to-minor-axis ratio b =
ID 114 = = 57 in 2 2
b=
ID 114 28,5 in 4 4
k=
57 2 28,5
V=
1 (2 2 2 ) 1 6
t=
21,253 114 1 0,25 2 18.750 0,85 21,253 0,2
= 0,326 in Digunakan tebal plat standar = 3/8 in
C.145
OD
b
OA
icr B
sf
A
ID
t
a
r
Gambar C.35. Dimensi torisherical flanged and dish Heads
b. Tinggi Tutup (OA) Tinggi head and bottom torrispherical adalah : OA
= th + b + sf = 0,375 in + 28,5 in + 2 in = 30,875 in = 2,57 ft = 0,78 m
3. Tinggi Cairan (HL,s) Tinggi cairan di shell (HL,S) = HL – OA = 118 in – 30,875 in = 83,125 in = 6,93 ft = 2,11 m 4. Menghitung Tinggi Total Reaktor Tinggi total reaktor = tinggi shell (Hs) + 2 tinggi tutup atau OA = 9,5 ft + (2 x 2,57 ft) = 14,65 ft = 4,46 m
C.146
5. Perancangan Sparger - Menentukan Koefisien Difusifitas (D AL) Proses difusi terjadi di dalam fasa cair. Persamaan yang digunakan adalah :
117,3.1018 M T 0,6 μ Vm 0,5
DAL
(Coulson Vol 6, 1989; hal 255, Pers 8.22)
Keterangan : Φ
: Association parameter = 1
M
: Berat molekul larutan, kg/ kgmol = 267,9886
T
: Temperatur, K = 453 K
μ
: Viskositas larutan, kg/m.det = 9,7467 x 10-5
Vm
: Volume molal zat terlarut, m3/ kmol
Berdasarkan Tabel 8.6 Coulson Vol 6, 1989; hal 256 Vm H2
= 0,0143 m3/ kmol
Difusifitas HCHO dalam Urea solution : DAL = 1,1428 x 10-7 m2/det - Menentukan Δρ ρgas pada T = 343 K dan P = 1 atm = (766,1451-0,3228) kg/m3 = 765,8223 kg/m3
Δρ
- Menghitung Surface Tension
P ρ L ρ v 12 L ch 10 M 4
(Pers 8.23, hal 258; Coulson Vol 6, 1989) Keterangan : σL
: Surface tension, dyne/cm
Pch
: Sudgen’s parachor
ρL
: Densitas cairan, kg/m3
ρv
: Densitas saturated vapor, kg/m3
C.147
M
: Berat molekul
Dari Coulson Vol 6, 1989; hal 258 dapat dicari nilai P ch : Pch H2
= 34,2
Maka σL
= 0,0001 mJ/m2 = 0,0001 dyne/cm2 = 9,1232 x 10-8 kg/ det
- Menghitung Diameter Gelembung
6 do σL d b g Δρ
1
3
(Treyball 3rd Ed, 1980; Pers 6.1, hal 141)
Keterangan : db
: Diameter gelembung, m
do
: Diameter oriffice = 10 mm standar = 10-2 m
σL
: Tegangan muka cairan
g
: Percepatan gravitasi, m/ det 2
Δρ
: Densitas (cairan-gas), kg/m3
Jadi diameter gelembung
= 9,0015 x 10-5 m = 9,0015 x 10-3 cm = 0,0900 mm
- Menentukan Koefisien Transfer Massa Campuran (KL) Berdasarkan tabel 23-9, hal 23-43; Perry, 1999 untuk mechanically agitated bubble reactors diperoleh KL = 400 cm/s = 4 m/s
- Menghitung diameter hole sparger Berdasarkan Perry, 1999 diameter hole ditentukan dengan persamaan : Dh
=
d b 3 ρL −ρg g 6,028×σ
(Perry, 1999; hal 6-53)
Keterangan : Dh
: diameter hole, cm
db
: diameter bubble, cm
ρL
: densitas liquid, gr/cm3
ρG
: densitas gas, gr/cm3
C.148
σ
: tegangan permukaan liquid
g
: percepatan gravitasi, 980cm/det 2
Maka Dh = 0,9954 cm = 0,01 m Jadi luas tiap hole :
Ah
0,9954 2
= 0,7777 cm2
4
- Laju volumetrik tiap lubang (Qh) d b 3 πg 3/5
Qh6/5
=
Qh6/5
=
Qh
= 1,0740 x 10-4 cm3/det
(Perry, 1999)
8,268 0,009 3 ×3,14×9,83/5 8,268
- Kecepatan superficial gas masuk tiap lubang (usg) usg
= Qh/Ah
(Perry, 1999) -4
= 1,0740x10 / 0,7777 = 0,0001 cm/ det = 1,3810x10-6 m/ det = 0,0050 m/ jam
- Menghitung diameter sparger
A
Qt U sg
3.14 / 4.Ds 2
Ds
Qt U sg
4.Qt U sg 3.14
Keterangan : Qt
: laju alir total umpan gas masuk, m3/ jam
Dimana Qtotal
= P/(nRT) = 0,0410 m3/ jam
Ds
: diameter sparger, m
C.149
usg Ds
: kecepatan superfiacial gas, m/s =
0,0410m 3 / jam = 3,2401 m 0,005 m / jam.3,14
- Menghitung pitch sparger Digunakan triangular pitch dengan jarak ke pusat : C
= 1,5 x Dh
C
= 1,5 x 0,9954 cm = 1,4930 cm
Tinggi (h)
= C x sin 60o = 1,2930 cm
Luas segitiga
=½xCxh = 0,9652 cm2
- Menentukan banyaknya hole Luas hole total = π/4 (Ds2) = 8,2410 m2 Jumlah hole
= luas hole total/ luas 1 hole = 105.963,0924 buah ≈ 105.963
C.150
2. Desain Sistem Pengaduk
Baffle
Baffle
J
L
HL
W
Dd Da
E
Dt
Gambar C.36. Basis perancangan tangki berpengaduk
a. Dimensi pengaduk Digunakan impeller dengan jenis : Jenis
: six flat blade open turbin
Dasar pemilihan
: Sesuai dengan pengadukan larutan dengan viskositas
(Geankoplis 1993,3rd ed : 143 ). Perancangan pengadukan berdasarkan Geankoplis, 1993 Tabel 3.4-1. b. Menentukan Diameter Pengaduk ID = 114 in ID 3 Di
Di
= 38 in = 0,96 m = 3,17 ft
C.151
c. Menentukan Tebal (ti) dan Lebar (W) Pengaduk ti = 0,2 Di
(Brown, 1950)
ti = 7,6 in = 0,19 m = 0,63 ft
Di =8 W
(Gean Koplis, 1993)
W = 4,75 in = 0,12 m = 0,39 ft d. Menentukan Lebar Baffle, J Jumlah Baffle : 4 J=
(Wallas,1990)
ID 12
J = 9,5 in = 0,24 m = 0,79 ft e. Menentukan Offset Top dan Offset Bottom Berdasarkan Wallas (1990 : 288) Offset top =
J = 1,58 in = 0,04 m = 0,13 ft 6
Offset Bottom =
Di = 19 in = 0,48 m = 1,58 ft 2
f. Menentukan Jarak pengaduk Dari Dasar Tangki (Zi)
Zi 1,3 Di
(Brown, 1950)
Zi = 49,40 in = 1,25 m = 4,12 ft g. Menentukan Jumlah Pengaduk, Nt Menurut Dickey (1984) dalam Walas 1990 hal. 288, kriteria jumlah impeller yang digunakan didasarkan pada viskositas liquid dan rasio ketinggian liquid (HL) terhadap diameter tangki (D). Diketahui bahwa :
C.152
ID = 9,5 ft HL = 9,5 ft HL /ID =
1
µ liquid =
0,0185 cP
Tabel C.46. Pemilihan Jumlah Impeller
Rasio HL/ID maksimum untuk penggunaan 1 buah impeller adalah 1,4 untuk viscositas liquid < 25.000 cP dan rasio HL/ID = 1 maka jumlah impeller yang digunakan sebanyak 1 buah.
h. Menentukan Putaran Pengadukan Kecepatan putaran motor standar yang tersedia secara komersil adalah 37, 45, 56, 68, 84, 100, 125, 155, 190 dan 320 rpm. Digunakan putaran motor 68 rpm = 1,133 rps. (Walas, 1990) Digunakan putaran motor 84 rpm = 1,4 rps ρmix = 1.122,913 kg/m3
Viskositas campuran diprediksi dengan persamaan 3.107, Perry’s Chemical Engineering Handbook, 6th ed, p.3-282 : ln μmix = Σ (wi.ln μmix) = 0,0183 μmix
= 1,0185 cp = 0,001 kg/m.s
C.153
D I .N. mix mix 2
NRe =
=
(Geankoplis,Pers.3.4-1, 1978)
0,965 2 x1,4 x1.122,913 0,001
= 1.438.018,055 Dari Figur 10.6 Walas halaman 292 untuk six blades turbine, Np = 5 Kebutuhan teoritis: P =
=
N p .mix .N3D5i 550x32,17
(Geankoplis,Pers.3.4-2, 1978)
5 x70,101x1,4 3 x 3,167 5 550 x32,17
= 17,309 hp
i. Daya yang hilang (gland loss) Hilang (gland loss) = 10 % daya teoritis (MV. Joshi) = 0,1 x 17,309 hp = 1,7309 hp j. Menghitung daya input Daya input = kebutuhan daya teoritis + hilang (gland loss) = 17,309 hp + 1,7309 hp = 19,04 hp k. Efisiensi motor (η) Berdasarkan Fig. 4-10, vilbrandt,F.C., 1959, diperoleh: Efisiensi motor (η) = 80 %
C.154
P=
100 x 19,04 hp = 23,80 hp 80
l. Menentukan Kebutuhan Daya Menurut Walas sebagai panduan untuk sistem gas–liquid, daya pengadukan yang dibutuhkan adalah sekitar 5 hp/1000 gallon liquid. Volume cairan, VL = 16,015 m3 Volume cairan, VL = 4.230,625 gal maka daya yang dibutuhkan adalah P=
4.230 ,625 𝑥 5 1.000
= 21,15 hp P = 11.634,22 ft.lbf/s
Kecepatan putaran, N =
3
𝑃.𝑔𝑐 𝑁𝑝 .𝐷𝑎 5 .𝜌
N = 1,497 rps N = 89,81 rpm Oleh karena itu pemilihan kecepatan putaran impeller dapat digunakan.
m. Panjang Batang Sumbu Pengaduk (axis length) axis length (L) = tinggi total tangki + jarak dari motor ke bagian atas bearing – jarak pengaduk dari dasar tangki Tinggi total tangki = 14,64 ft Jarak dari motor ke bagian atas bearing = 1 ft Jarak pengaduk dari dasar tangki (ZI)
= 4,12 ft
C.155
axis length (L) = 14,64 ft + 1 ft – 4,12 ft = 11,53 ft (3,51 m) n. Diameter Sumbu d3 =
Z p x 16
Menghitung Tm Dari M.V Joshi, Pers. 14.10, hal 400, T m= (1,5 or 2,5) x Tc Digunakan Tm = 1,5 Tc Tc =
P x 75 x 60 2xπxN
(M.V. Joshi, Pers. 14.8, hal 400)
Keterangan : Tc = Momen putaran, kg.m P = Daya, Hp N = Kecepatan putaran, rpm Tc =
23,80 x 75 x 60 = 202,92 kg.m 2 x π x 84
Tm= 1,5 x 202,92 kg-m = 304,38 kg.m
Menghitung Zp Zp =
Tm fs
Keterangan : Tm = Torsi maksimum P = Shear stress
(Pers.14.9, M.V. Joshi)
C.156
fs = Section of shaft cross section Material sumbu yang digunakan adalah commercial cold rolled steel. Axis shear stress yang diizinkan, fs = 550 kg/cm2 Batasan elastis pada tegangan Zp =
= 2.460 kg/cm2
304,34 x 100 = 55,34 cm 550
Menghitung diameter sumbu (d) Zp =
d3 =
. d 3 16
Z p x 16
d = 6,56 cm Digunakan diameter sumbu (d) = 7 cm Cek tegangan yang disebabkan oleh bending moment Tegangan yang disebabkan oleh bending moment equivalent adalah f=
Me d3 32
Me = Zp
Menghitung Bending Moment Me = Bending moment equivalent 1 2 M M 2 Tm 2
Me
=
M
= Fm x L
Fm
=
Tm 0.75 x Rb
(Pers.14.11, M.V. Joshi)
Keterangan : Fm
= bending moment (kg)
C.157
= Jari-jari impeller = ½ Di
Rb
= ½ x 0,965 m = 0,483 m
Fm
=
304,38 kg.m = 840,96 kg 0,75 x 0,483
L = Panjang axis = 3,51 m M = 840,96 kg x 3,51 m = 2.955,19 kg.m Me
=
1 2 M M 2 Tm 2
= 2.963,01 kg.m
Tegangan yang disebabkan oleh bending moment equivalent f=
Me = 47.157,808 kg/cm2 3 d 32
Diameter sumbu Karena f > batasan elastis dalam tegangan (47.157,808 > 2.460) maka diameter sumbu yang direncanakan memenuhi.
6. Desain Pendingin Reaksi pembentukan urea formaldehid merupakan reaksi eksotermis dimana sejumlah panas reaksi akan dilepaskan sehingga menyebabkan kenaikan temperatur. Dari perhitungan neraca panas diperoleh kenaikan temperatur sebesar 32,17oC sehingga temperatur akhir bila tanpa pendingin adalah sebesar
C.158
102,17oC. Karena reaktor dioperasikan secara isotermal ( 70 oC ) maka dibutuhkan media pendingin berupa air sebanyak 11.221 kg/jam. Pemberian atau pengambilan sejumlah panas pada sebuah tangki proses dapat dilakukan dengan 2 cara yaitu dengan memberikan jacket atau lilitan pipa panjang (coil) di dalam tangki proses tersebut (Kern, D., 1950, Hal: 716). Untuk menentukan pemakaian jacket atau coil pada tangki proses, dilakukan perhitungan terhadap luas selubung tangki terhadap luas transfer panas (Moss, D., Ed.3th, 2004, Hal: 35) antara lain: Jika luas transfer panas ≤ luas selubung tangki proses : menggunakan jacket Jika luas transfer panas > luas selubung tangki proses : menggunakan coil Luas selubung Reaktor = Luas selimut silinder = π x Ds x H s = 274,84 ft2 Luas transfer panas pada Reaktor = Luas selimut silinder + Luas penampang = (π x Ds x Hs) + (π x 0,25 x Ds2) = 345,26 ft2 Karena luas transfer panas > luas selubung tangki proses maka digunakan coil.
Perancangan Coil Pendingin Fluida pendingin yang digunakan : Air Kecepatan fluida pendingin (vc) = 1,5 - 2,5 (Coulson, 1983:534) vc
= 2,5 m/s
Luas permukaan aliran (A) : A
= Fv /v
C.159
Fv
= laju alir air
Fv
= M/
M
= 11.221 kg/jam = 8.547,53 lb/jam
air
= 981,199 kg/m3 = 5,6906 m3/jam
Maka Fv A
= 0,00063 m2
A
4
Dcoil
2
Dcoil = 0,0284 m = 1,117 in Dari Tabel 11. Kern, 1983 diambil ukuran pipa standar : NPS
= 1,25 in
(Sch. 40)
ODcoil = 1,66 in = 0,13 ft IDcoil = 1,38 in = 0,11 ft A'
= 1,495 in2 = 0,0096 ft2
a"
= 0,362 ft2/ft
Gambar C.37. koil Pendingin
C.160
Perhitungan pada Air : Temperatur masuk, T1 = 35 oC = 86 oF Temperatur keluar, T2 = 60 oC = 140 oF Tav
= 113 oF
ρ air = 981,199 kg/m3 = 61,25 lb/ft3 μ = 0,599 cp = 0,979 lb/ft.jam Fluks massa pemanas total (Gtot) Gtot =
M/A'
= 891.347,66 lb/ft 2.jam
Fluks massa tiap set koil (Gi) Gi = ρsteam.vc Kecepatan medium pemanas di dalam pipa/tube pada umumnya berkisar antara 1,25 – 2,5 m/s. Dipilih : vc = 2,5 m/detik = 8,2021 ft/s Diperoleh : Gi
= 42,527 x 8,2021
= 348,813 lb/s.ft2 Jumlah set koil (Nc) G c,tot Nc = 0,709 N c Gi Dipakai , Nc = 1 set koil Koreksi fluks massa tiap set koil (Gi,kor) G G i ,kor tot Nc Gi,kor = 891.347,66 lb/jam.ft 2
C.161
Cek Kecepatan Medium Pemanas (vc,cek)
v c ,cek
Gi c
vc,cek = 29.527,56 ft/jam = 8,2021 ft/s = 2,5 m/s (memenuhi standar 1,5 – 2,5 m/s) Koefisien transfer panas fluida sisi dalam tube
4200.(1,35 0,02.t b ).v c hi ID0, 2 hi = 8.816,35 Btu/jam.ft2.oF
0 ,8
hio = hi x IDcoil/ODcoil hio = 7.329,26 Btu/jam ft2.F Diameter spiral atau heliks koil = 0,7-0,8 x Dshell (Rase, 1977) Dspiral (dhe)
= 0,8 x IDshell = 0,8 x 9,5 ft = 7,6 ft
hio,coil =
ID h io 1 3,5 coil D spiral
hio,coil = 7.701,895 Btu/jam.ft2.oF Koefisien transfer panas fluida sisi luar tube :
k IDcoil .G tot h o 0,36. . IDcoil Dimana : hi
= koefisien perpindahan panas
IDcoil = diameter dalam koil k
= konduktivitas termal pemanas = 0,29 Btu/(jam.ft 2)(oF/ft)
0 , 55
Cp. . k
1
3
C.162
Cp
= kapasitas panas = 1,058 Btu/lboF
Maka ho = 1.007,91 Btu/jam.ft 2.oF Menentukan koefisien overall bersih, Uc Uc
h i h io h i h io
Uc = 886,06 Btu/(jam)(ft2)(oF) Rd untuk pemanasan = 0,001 (Tabel 12, Kern, 1965:845) Menentukan koefisien overall desain, UD hd = 1/Rd = 1000 Menentukan koefisien overall desain, UD :
UD
Uc hd = 469,79 Btu/(jam)(ft 2)(oF) Uc hd
Menentukan Luas perpindahan panas yang diberikan oleh koil, A
A
Q U D t LMTD
Tabel C.47. ∆TLMTD hot fluid (oF) 215,9 higher T 158 lower T 0 Diff LMTD = 73,93
cold fluid (oF) 140 86 0 o F =
Q
= 2.104.704,97 Btu/jam
A
=
A
= 25,86 ft2
Q UD t
Diff 75,9 72 3,9 23,29
∆t2 ∆t1 ∆t2 - ∆t1 o C
C.163
Beban Panas Tiap Set Koil (Q ci) Asumsi : Beban panas terbagi merata pada tiap set koil
Q ci
Qc Nc
Q ci
2.104.704,97 Btu/jam 2.104.704,97 Btu/jam 1
Luas Perpindahan Panas Tiap Set Koil
A ci
Q ci U D TLMTD
= 25,86 ft2 Jarak Antar Pusat Koil (Jsp) Jsp = ½.ODcoil Jsp = 0,066 ft = 0,02 m Panjang Satu Putaran Heliks Koil (Lhe) Lhe = ½ putaran miring + ½ putaran datar L he 1 / 2..rhe 1 / 2..d he
Diameter spiral atau heliks koil = 0,7-0,8 IDshell (Rase, 1977) Dspiral (dhe) = 0,7.(9,5 ft) = 6,65 ft = 2,02 m
L he 1 / 2(6,4d 2he J sp )1 / 2 1 / 2.d he 2
= 20,88 ft = 6,36 m Panjang Koil Tiap Set (Lci)
C.164
L ci
A ci
L ci
25,86 71,43 ft = 21,77 m 0,362
a "t
Jumlah Putaran Tiap Set Koil
N pc
L ci L he
N pc
71,43 ft 3,42 4 putaran 20,88 ft
Koreksi Panjang Koil Tiap Set Lci,kor = Npc x Lhe Lci,kor = 4 x 20,88 ft = 83,52 ft = 25,05 m Tinggi Koil (Lc) Lc = Jsp x Npc x Nc Lc = 3,98 ft = 1,19 m
Volume Koil (Vc) Vc = Nc ( / 4 (OD)2 Lci) Vc = 1 ( π/4 0,1328 2 83,52) 1,15 ft3 = 0,10 m3 Cek Tinggi Cairan Setelah Ditambah Koil (hL) Tinggi koil harus lebih kecil daripada tinggi cairan setelah ditambah koil agar seluruh koil tercelup dalam cairan: 3 VL Vc 678,636 ft 1,15 ft hL = A shell 70,846 ft 2
hL = 9,595 ft = 2,878 m
3
C.165
hL = 9,595 ft > Lc = 3,98 ft (semua koil tercelup di dalam cairan) Cek Dirt Factor Dari Tabel 12 Kern, 1965, Rd min untuk refrigerating liquid, heating, cooling atau evaporating = 0,001 Syarat : Rd > Rd min Rd
Uc U D Uc U D
Rd
886,06 469,79 0,3 0,001 (memenuhi) 886,06 469,79
Cek Pressure Drop Syarat : < 10 psi NRe =
ID .G t = 3.933.171,13 μ
Faktor friksi untuk pipa baja (f)
f 0,0035
0,264 0 , 42 N Re
f = 0,0039 Pressure Drop
Pt
f .G i2 .L he 5,22.1010.D k .s. L
= 0,1361 psi < 10 psi
(memenuhi)
47,8080 in
C.166
1,250 in
79,8 in
Gambar C.38. Dimensi koil
C.167
Tabel C.48. Spesifikasi Alat RE –202 Fungsi Mereaksikan HCHO dengan Larutan Urea Kode
RE – 202
Jenis
Reaktor CSTR, vertical
Bahan Konstruksi
Stainless Steel SA 167 Grade 11 type 316
Kondisi Operasi
T,P
: 70oC, 1,2 atm
Dimensi shell
Diameter
: 9,91 ft = 3,02 m
Tinggi
: 9,5 ft = 2,89 m
Tebal dinding
: 3/8 in = 0,375 ft
Tebal head
: 3/8 in
Tinggi head
: 2,57 ft = 0,78 m
Diameter ring
: 3,2401 m
Jumlah hole
: 105.963,0924
Diameter hole
: 0,9954 cm
Diameter
: 6,65 ft = 2,02 m
Tinggi
: 3,98 ft = 1,19 m
Material
: carbon steel SA 283 grade C
Jumlah putara
:4
Dimensi
Diameter
: 38 in = 0,96 m
pengaduk
Lebar
: 4,75 in = 0,12 m
Jumlah
:1
Kecepatan putaran
: 89,81 rpm = 1,4 rps
Power
: 21,15 hp
Diameter lubang
: 7 cm
Dimensi head
Dimensi sparger
Dimensi koil
Jumlah
21.
1
Buah
Cooler – 301 (CO-301) Fungsi
: Menurunkan temperatur keluaran reaktor 202 dari temperatur 70oC menjadi 30oC.
Jenis
: Shell and Tube Exchanger
Data design
C.168
Tube Fluida panas
= Aliran F21 dari RE-202
Laju alir, W
= 3535,35 kg/jam (7794,11 lb/jam)
(Lampiran B)
T1
= 70 oC (158 oF)
(Lampiran B)
T2
= 30 oC (86 oF)
(Lampiran B)
Shell Fluida dingin
= Cooling water
Laju alir, w
= 5726,7 kg/jam (12.625,21 lb/jam)
(Lampiran A)
t1
= 30oC (86 oF)
(Lampiran B)
t2
= 45oC (113 oF)
(Lampiran B)
d. Menghitung Luas Perpindahan Panas A
=
Q Ud t LMTD
4. Beban panas Heater – 101 Q = 342.706,09 kJ/jam
(Lampiran B)
= 324,821,42 Btu/jam 5. Menghitung Δt LMTD
Tabel C.49. Suhu Fluida panas dan dingin Fluida Panas (oF) 158 86 72
Δt LMTD
=
Temperatur Tinggi Temperatur Rendah Difference
T1 t 2 T2 t1 T t ln 1 2 T2 t1
= 18,2oF
6. Memilih Ud trial
Fluida Dingin(oF) 113 86 27
Δt (oF) 45 0 45
C.169
Dari tabel 8 (Kern, 1965) dipilih U d untuk hot fluid
= light organic
cold fluid = water Range Ud = 75-150 BTU/j ft2 °F dipilih Ud = 80 BTU/j ft2 °F
Maka, luas perpindahan panas (surface area) adalah : A
= =
Q Ud t LMTD 324,821,42 Btu/jam o
80 BTU/j ft 2 F 18,2 o F
= 239,82 ft2
e. Pemilihan jenis HE Karena A > 200 ft2, maka digunakan tipe shell and tube exchanger Sehingga dalam perancangan ini digunakan klasifikasi sebagai berikut, (Tabel 10, Kern) L
= 20 ft
BWG
= 16
OD tube
= 0,75 in
ID tube
= 0,62 in
a”
= 0,1963 ft2/ft
Jumlah tube : Nt
=
A L a
= 61,0852 tube
Pemilihan pola tube
C.170
Berdasarkan data jumlah tube yang tersedia secara komersial, dipilih jumlah tube = 61 buah tube dengan OD tube 0,75 in, 1 in Square pitch untuk 2 passes (Kern, Tabel. 9, hal. 841 – 842, 1965). Adapun data selengkapnya adalah sebagai berikut : - Susunan tube
= square pitch
- Jumlah aliran, n
= 2 aliran (passes)
- Pitch, PT
= 1 in
- Diamater shell, ID
= 10 in
- Baffle space
= ID
-C
= Pitch, PT – OD tube
= 10 in = 0,25 in
- A terkoreksi = Nt x L x a” = 61 x 20 ft x 0,1963 ft = 239,486 ft2 - UD terkoreksi Ud
=
Q A TLMTD
= 80,1117 Btu/hr ft2 °F
f. Analisa Kinerja HE Analisa kinerja HE meliputi : 4) Menghitung Koefisien Overall Perpindahan Panas (U) 5) Menghitung Rd 6) Menghitung ∆P
4) Menghitung Koefisien Overall Perpindahan Panas -
Menghitung Flow Area
Shell :
IDxC , xB as = 144 xPT =
10 0,25 10 = 0,1736 ft2 144 1
C.171
Tube : at
=
N t at ' 61 0,3020 144n 144 6
= 0,016 ft2
-
Menghitung Mass Velocity
Shell : Gs =
W as
7794,11 lb/hr 0,1736 ft 2
=
= 101.231,673 lb/hr ft2
Tube : Gt =
=
w at
12.625,21 lb/hr 0,016 ft 2
= 487.396,46 lb/hr ft2
-
Menghitung Reynold Number Karena viskositas pada terminal dingin untuk tiap fluida < 1 cP maka Tc = Tavg dan tc = tavg Tavg
=
113 86 T1 T2 = = 99,5 oF 2 2
tavg
=
t1 t 2 158 86 = = 122 oF 2 2
Tube : Viskositas pada Ta = 311 oF : µ liquid
= 0,2496 cP = 0,5591 lb/hr.ft
D
= 0,0517 ft
C.172
Ret
= =
D Gt
0,0517 153166,78 0,5591
= 14154,090 Shell : Viskositas pada ta = 99,5 oF : µ liquid
= 0,6743 cP = 1,5105 lb/hr.ft
De
= 0,0792 ft
Res
= =
De Gs
0,0792 156706,7760 1,5105
= 8213,1270
-
Menentukan Nilai JH (Heat Transfer Factor) Tube : Nilai JH untuk pipa didapat dari figure 24 Kern JH
= 55
Shell : Nilai JH untuk pipa didapat dari figure 24 Kern JH -
= 40
Menentukan Termal Function Tube : Viskositas pada Ta = 172,4975 oF : μ
= 0,5591 lb/hr.ft
Kapasitas panas, Cp : Cp
= 0,0933 Btu/lb.oF
k
= 0,8597 Btu/hr.ft2.oF.ft
C.173
c .μ k
1
3
= 0,4719
Shell : Pada ta
= 99,50 oF
μ
= 1,5105 lb/hr.ft
Kapasitas panas, Cp : Cp
= 0,6938 Btu/lb.oF
k
= 0,8106 Btu/hr.ft2.oF.ft
c .μ k
-
1
3
= 1,0894
Menghitung Nilai outside film coefficient (ho) dan inside film coefficient (hi). Tube : hi
k c μ = jH D k
1
3
0,8597 = 55. .0,4719 0,0517 = 249,5067 Btu/hr.ft2.oF
Shell: ho
k c μ = jH De k
1
3
0,8106 = 40. .1,0894 0,0792 = 446,1743 Btu/hr.ft2.oF
-
Menghitung corrected coefficient hio Tube : h io
= hi
ID OD
C.174
= 249,5067
0,6200 0,75
= 206,2589 Btu/hr.ft2.oF
-
Menghitung Clean Overall Coefficient, Uc UC
=
h io h o h io h o
=
206,2589 446,1743 206,2589 446,1743
= 141,0526 Btu/hr.ft2.oF
5) Menghitung Dirt Factor, Rd
1 Ud Rd =
1 Rd Uc
=
U U c D
U U C
D
141,0526 81,3693 = 141,0526 81,3693
Rd = 0,0052 Btu/hr.ft2.oF
Rd yang diperlukan = 0,003 hr.ft2.oF/btu Rdhitung > Rddiperlukan
(Tabel 12. Kern, 1965).
(memenuhi)
6) Menghitung Pressure Drops (ΔP)
Shell : Res = 8.213,1270 f = 0,0015 (Fig 29, hal 839, Kern) s = 1,000 No. of crosses, N+1 = 12L/B = 12 × 20/10 = 24,000 fG s DsN 1 2
Ps
5,55 1010 De s s
0,0015 (156706,776) 2 0,0792 24 0,0141 psi 5,55 1010 0,0792 1 1
∆Ps < 10 psi (memenuhi)
C.175
Tube: Ret
= 14154,090
f
= 0,0003 (fig 26, hal 836, Kern)
ρ larutan
= 844,0784 kg/m3 (pada Tc)
ρ air
= 977,3974 kg/m3 (pada Tc)
s
=
laru tan = 0,8636 air
1 fG 2 Ln Pt 2 5.22 1010 Dst 1 0.0003 153166,78 2 20 6 = 2 5,22 1010 0,0517 0,8636 1 = 6,839 × 10-7 psi Gt = 153.166,7800 lb/hr.ft2
V2 0,003 (Fig.27, Kern) 2g 4n V 2 Pr s 2g =
4 2 0,003 0,0278 psi 0,8636
∆Ptotal = ∆Pt + ∆Pr = 0,0278 psi ∆Pt < 10 psi (memenuhi)
C.176
Tabel C.50. Spesifikasi Cooler –301 (CO – 301) Alat Kode Fungsi
Jenis Dimensi
Cooler – 301 CO-301 Menurunkan temperatur keluaran reaktor 202 dari temperatur 70oC menjadi 30oC untuk di simpan di dalam tangki penyimpanan produk Shell and Tube Exchanger Tube OD = 0,75 in ID = 1 in BWG = 16 Panjang Tube (L) = 20 ft Flow area per tube (a') =
0,3020 in2
Surface per lin ft (a") = Pitch = Passes =
0,1963 ft2 1,0000 in 2 Shell
ID = Baffle Spaces = 239,486 ft2
Surface area Pressure drop Fouling factor Bahan konstruksi Jumlah
22.
10 in 10 in
Tube (ΔPt) =
0,0278 psi
Shell (ΔPs) =
0,0141 psi
0,0052 (hr)(ft2)(oF)/Btu Carbon steel SA 285 Grade C 1 buah
Pompa (PP-301) Dengan melakukan perhitungan seperti di atas diperoleh spesifikasi pompa sebagai berikut :
C.177
Tabel C.51. Spesifikasi Pompa (PP–301) Alat Pompa Fungsi
Mengalirkan
produk
menuju
tangki
penyimpanan produk (TP-301) Jenis
Centrifugal pump, single suction, single stage
Bahan Konstruksi
Stainless Steel (austenitic) AISI tipe 316
Kapasitas
17,021 gpm
Efisiensi Pompa
39 %
Dimensi
NPS
= 0,75 in
Sch
= 40 in
Beda ketinggian = 3,5 m
23.
Power motor
30 hp
NPSH
0,178 m
Tangki Penyimpanan Produk (TP-201) Fungsi
:
Menyimpan Produk Urea Formaldehid selama 7 hari dengan kapasitas 593938,80 kg
Tipe Tangki
: - Silinder vertikal (untuk tekanan > 1 atm) - Bentuk dasar datar (flat bottom) - Bentuk atap (head) Torispherical Roof (untuk tekanan 15 psig (1,0207 atm) sampai dengan 200 psig (13,6092 atm))
Bahan Konstruksi : SA-167 Grade 11 Type 316 (18 % Cr, 10 % Ni, 2 % Mo) Pertimbangan
: Mempunyai allowable stress cukup besar (18.750 psi) Tahan terhadap korosi
Kondisi Operasi : Temperatur design : 50 oC Temperatur fluida
: 30 oC
Tekanan
: 1 atm
C.178
Gambar C.39. Tangki penyimpan asam fosfat
l. Menentukan Temperatur dan Tekanan Penyimpanan Siang hari, diperkirakan temperatur dinding tangki mencapai 50
o
C.
Perancangan akan dilakukan pada temperatur tersebut dengan tujuan untuk menjaga temperatur fluida di dalam tangki. Yaitu untuk menghindari adanya transfer panas dari dinding tangki ke fluida. Oleh karena temperatur dinding tangki pada siang hari diperkirakan mencapai 50 oC, dan apabila dinding tangki tidak dirancang sesuai kondisi tersebut, maka akan terjadi transfer panas dari dinding tangki ke fluida yang menyebabkan tekanan uap fluida semakin besar. Semakin tinggi tekanan uap, maka perancangan dinding tangki akan semakin tebal. Dimana semakin tebal dinding tangki, maka transfer panas dari dinding ke fluida akan semakin kecil, sehingga dapat diabaikan.
C.179
Tabel C.52. Hasil perhitungan tekanan fluida di dalam tangki Komponen kg/jam kmol/jam zf Pi (Pa) 655,38 36,38 0,559 H 2O 0.457221
Pi*zf (Pa) 0,25567
51,69
0,86
0,013
2.858325
0,0378
UF1
1735,54
19,26
0,296
1.478249
0,4376
UF2
771,35 321,40 3535,35
6,42 2,14 65,07
0,098 0,033 1,00
3.706094
0,3657 0,3672 1,46397
CO(NH)2
UF3
Total
11.16389
19,66377
Sehingga desain tangki dilakukan pada kondisi: T = 50 oC P penyimpanan = 1,46397 Pa = 0,0000146 atm P = (1,000 + 0,0000146) atm = 1,000 atm = 14,70 psi
a. Menghitung densitas campuran Tabel C.53. Densitas campuran Komponen kg/jam Wi 655,38 0,55 H 2O 51,69 0,13 CO(NH)2 1735,54 0,296 UF1 771,35 0,98 UF2 321,40 0,032 UF3 Total 3535,35 1,00
liquid =
wi wi
=
1 0,00106
liquid = 900.34 kg/m3 = 56.21 lb/ft3
ρ (kg/m3) 885,44 1039,17 942,35 1207 1320,06
Wi/ ρ 0,00063 0,000013 0,00032 0,000082 0,000025 0,00106
C.180
b. Menghitung Kapasitas Tangki Waktu tinggal = 7 hari Jumlah produk urea formaldehid yang harus disimpan dalam 7 hari sebanyak 593939,80 kg. Jumlah urea formaldehid
= 3535,35 kg/jam x 24 jam x 7 hari = 593939,80 kg
Volume liquid =
=
m liquid ρ liqud 593939,80 kg 900.34 kg/m 3
= 659,68 m3 = 23292.52 ft3
Over Design = 10 %
(Peter and Timmerhaus, 1991, hal. 37)
Vtangki = (100/90) x Vliquid = 1,1 x 659,68 m3 = 732,98 m3 = 25883,53 ft3
c. Menentukan Rasio Hs/D Vtangki = Vshell + Vtutup = ¼ π D2 H + 0,000049 D3 + ¼ π D2 sf Atangki = Ashell + Atutup = (¼ π D2 + π D H) + 0,842 D2
C.181
Keterangan : D = diameter tangki, in sf = straight flange, in (dipilih sf = 3 in) Berdasarkan Tabel 4-27 Ulrich 1984, dimana
Hs <2 D
Rasio H/D yang diambil adalah rasio yang memberikan luas tangki yang paling kecil. Hasil trial rasio H/D terhadap luas tangki dapat dilihat pada Tabel C.1.3. berikut. Tabel C.54. Hasil Trial Hs/D Terhadap Luas Tangki Trial
H/D D (ft)
H (ft)
A (ft2)
Vsilinder , ft3
Vhead, ft3
Vsf, ft3
Vtotal (ft3)
1.00 2.00 3.00 4.00 5.00 6.00 7.00 8.00 9.00 10.00 11.00 12.00 13.00 14.00 15.00 16.00 17.00 18.00 19.00
0.40 0.50 0.62 0.68 0.70 0.72 0.78 0.80 0.90 1.00 1.10 1.20 1.30 1.40 1.50 1.60 1.70 1.80 1.90
16.01 18.86 22.03 23.54 24.03 24.52 25.95 26.42 28.71 30.92 16.01 18.86 22.03 23.54 24.03 24.52 25.95 26.42 28.71
4,619.36 4,548.20 4,512.52 4,507.54 4,507.28 4,507.64 4,511.89 4,514.24 4,531.58 4,556.06 4,619.36 4,548.20 4,512.52 4,507.54 4,507.28 4,507.64 4,511.89 4,514.24 4,531.58
20,138.89 21,061.28 21,837.08 22,137.33 22,227.62 22,313.60 22,548.55 22,620.05 22,935.45 23,194.53 20,138.89 21,061.28 21,837.08 22,137.33 22,227.62 22,313.60 22,548.55 22,620.05 22,935.45
5,430.57 4,543.44 3,799.03 3,511.45 3,425.04 3,342.78 3,118.13 3,049.82 2,748.75 2,501.82 5,430.57 4,543.44 3,799.03 3,511.45 3,425.04 3,342.78 3,118.13 3,049.82 2,748.75
314.45 279.19 247.80 235.13 231.26 227.54 217.23 214.04 199.71 187.57 314.45 279.19 247.80 235.13 231.26 227.54 217.23 214.04 199.71
25,883.91 25,883.91 25,883.91 25,883.91 25,883.91 25,883.91 25,883.91 25,883.91 25,883.91 25,883.91 25,883.91 25,883.91 25,883.91 25,883.91 25,883.91 25,883.91 25,883.91 25,883.91 25,883.91
40.03 37.72 35.53 34.61 34.33 34.05 33.27 33.03 31.90 30.92 40.03 37.72 35.53 34.61 34.33 34.05 33.27 33.03 31.90
C.182
Luas, A
Rasio H/D Optimum 4,640.00 4,620.00 4,600.00 4,580.00 4,560.00 4,540.00 4,520.00 4,500.00 0.00
0.20
0.40
0.60
0.80
1.00
1.20
H/D Gambar C.40. Rasio Hs/D Optimum
Terlihat bahwa rasio Hs/D yang memberikan luas tangki yang paling kecil yaitu 0,7. Maka untuk selanjutnya digunakan rasio Hs/D = 0,7 D = 34,33 ft = 411,93 in = 10,46 m Dstandar = 35 ft (420 in)
H = 23,54 ft = 282,45 in = 7,17 m Hstandar = 25 ft (300 in)
Cek rasio H/D : Hs/D = 25/35 = 0,71 memenuhi
C.183
d. Menentukan Jumlah Courses (tingkatan plate) Lebar plat standar yang digunakan : L = 6 ft
(Appendix E, item 1, B & Y)
Jumlah courses =
25 ft 6 ft
= 4,17 buah
e. Menentukan Tinggi Cairan di dalam Tangki Vshell
= ¼ π D2 H = ¼ π (35 ft)2(25 ft) = 24040,63 ft3
Vdh
= 0,000049 D3 = 0,000049 (35 ft)3 = 2,10 ft3
Vsf = ¼ π D2 sf = ¼ π (420 in)2(3) = 415422,00 in3 = 240,41 ft3
Vtangki baru = Vshell + Vdh + Vsf = 24040,63 ft3 + 2,10 ft3 + 240,41 ft3 = 24283.13 ft3 = 687,63 m3 Vruang kosong = Vtangki baru - Vliquid
C.184
= 24283.13 ft3 – 23295,52 ft3 = 987,61 ft3
Vshell kosong = Vruang kosong – (Vdh + Vsf) = 987,61 ft3– (2,10 ft3 + 240,41 ft3) = 745,11 ft3 Hshell kosong
=
=
4.Vshell kosong
.D 2 4 745,11 35 2
= 0,77 ft Hliquid = Hshell – Hshell kosong = 25 ft – 0,77 ft = 24,23 ft
f. Menenetukan Tekanan desain Ketebalan shell akan berbeda dari dasar tangki sampai puncak. Hal ini karena tekanan zat cair akan semakin tinggi dengan bertambahnya jarak titik dari permukaan zat cair tersebut ke dasar tangki. Sehingga tekanan paling besar adalah tekanan paling bawah. Tekanan desain dihitung dengan persamaan : Pabs = Poperasi + Phidrostatis
fluida = 900,34 kg/m3 = 56,21 lb/ft3
C.185
Phidrostatis
g H L gc = 144 24,23 ft 900,34 lb/ft 3 9,81 9,81 = 144 = 9,46 psi
Pabs = 14,70 psi + 9,46 psi = 24,16 psi Tekanan desain 5 -10 % di atas tekanan kerja normal/absolut (Coulson, 1988 hal. 637). Tekanan desain yang dipilih 10 % diatasnya. Tekanan desain pada courses ke-1 (plat paling bawah) adalah: Pdesain = 1,1 x Pabs = 1,1 x 24,16 psi = 26,58 psi
Berikut ini adalah tabel perhitungan tekanan desain untuk setiap courses : Tabel C.55. Tekanan Desain Masing-masing Courses Courses H (ft) HL (ft) Phid (psi) Pabsolut(psi) Pdesain (psi) 1 25.00 24.23 9.46 24.16 26.58 2 19.00 18.23 7.11 21.82 24.00 3 13.00 12.23 4.77 19.48 21.42 4 7.00 6.23 2.43 17.13 18.85 5 1.00 0.23 0.09 14.79 16.27
g. Menentukan Tebal dan Panjang Shell
Tebal Shell Untuk menentukan tebal shell, persamaan yang digunakan adalah :
C.186
ts =
Pd .d c 2.(f .E 0,6 P)
(Brownell & Young,1959, hal.256)
Keterangan : ts = ketebalan dinding shell, in Pd = tekanan desain, psi D = diameter tangki, in F = nilai tegangan material, psi SA-167 Grade 11 Type 316 = 18.750 psi (Tabel 13.1, Brownell & Young, 1959:342) E = efisiensi sambungan 0,75 jenis sambungan las (single-welded butt joint without backing strip, no radiographed) C = korosi yang diizinkan (corrosion allowance) 0,125 in/10 tahun (Tabel 6, Coulson vol.6:217) Menghitung ketebalan shell (ts) pada courses ke-1: ts =
29,81 psi x 240in 2 x((18.750 psi x 0,75 ) - (0,6 29,81)
+ 0,125 in
= 0,52 in (0,625in)
Tabel C.56. Ketebalan shell masing-masing courses Courses H (ft) Pdesain (psi) ts (in) ts standar (in) 1.00 2.00 3.00 4.00 5.00
Panjang Shell
25.00 19.00 13.00 7.00 1.00
26.58 24.00 21.42 18.85 16.27
0.52 0.48 0.45 0.41 0.37
0.625 0.625 0.625 0.4375 0.375
C.187
Untuk menghitung panjang shell, persamaan yang digunakan adalah : L =
π.D o - ( weld length) (Brownell and Young,1959) 12.n
Keterangan : L = Panjang shell, in Do = Diameter luar shell, in n
= Jumlah plat pada keliling shell
weld length
= Banyak plat pada keliling shell dikalikan dengan banyak
sambungan
pengelasan
vertikal
yang
diizinkan. = n x butt welding Menghitung panjang shell (L) pada courses ke-1 : ts = 0,625 in Do = Di + 2.ts = 420in. + (2 x 0,625 in) = 421,25in n
= 3 buah
butt welding = 5/32 in = 0,16 in hal. 55) weld length = n . butt welding = 3 . 5/32 = 0,47 in
(Brownell and Young,1959,
C.188
L =
(3,14).(421,25 in) - (0,47) 12 x 3
= 36 ft
Tabel C.57. Panjang shell masing-masing courses Plat ts, (in) do (in) L (ft) 1.00 2.00 3.00 4.00 5.00
0.625 0.625 0.625 0.438 0.375
421.25 421.25 421.25 420.88 420.75
36.73 36.73 36.73 36.70 36.69
h. Desain Head (Desain Atap) Bentuk atap yang digunakan adalah torispherical flanged and dished head. Jenis head ini untuk mengakomodasi kemungkinan naiknya temperatur di dalam tangki sehingga mengakibatkan naiknya tekanan dalam tangki, karena naiknya temperatur lingkungan menjadi lebih dari 1 atm. Untuk torispherical flanged dan dished head, mempunyai rentang allowable pressuse antara 15 psig (1,0207 atm) sampai dengan 200 psig (13,6092 atm) (Brownell and Young, 1959). OD
b = tinngi dish
OA
icr
A
sf
B
ID
t
a
r
C
Gambar C.41. Torispherical flanged and dished head.
C.189
Menghitung tebal head minimum Menentukan nilai stress intensification untuk torispherical dished head dengan menggunakan persamaan (Brownell and Young, 1959): w =
1 rc 3 4 icr
(Brownell and Young,1959, hal.258)
icr 6% , dimana rc =Di rC
(Perry, 1997, Tabel 10.65)
Menentukan tebal head dengan menggunakan persamaan (Brownell and Young, 1959, Hal. 258) : th =
P.rc .w C 2fE 0,2P
Keterangan : th = Tebal head (in) P = Tekanan desain (psi) rc = Radius knuckle, in icr = Inside corner radius ( in) w = stress-intensitication factor E = Effisiensi pengelasan C = Faktor korosi (in)
Diketahui : rc = 420 in icr = 0,06 x 420 in = 25,20 in
C.190
Maka : w =
1 240 . 3 4 14,40
= 1,77 in
th =
26,58 420 1,77 0,125 (2 18.750 0,75) (0,2 26,58)
= 0,83 in (dipakai plat standar 5/8 in) (Tabel 5.6 Brownell and Young, 1959)
Untuk th = 7/8 in, Dari Tabel 5.8 (Brownell and Young, 1959) diperoleh sf = 1,5 – 3,5 in. Direkomendasikan nilai sf = 3 in
Depth of dish (b) (Brownell and Young,1959, Hal.87)
ID icr b = rc (rc icr ) 2
2
2
240 14,40 = 240 (240 14,40) 2
2
2
= 71,12 in
Tinggi Head (OA) OA = th + b + sf OA = 0,875 in + 40,64 in + 3 = 75.00 in = 6,25 ft
i. Menentukan Tinggi Total Tangki
(Brownell and Young,1959, Hal.87)
C.191
Untuk mengetahui tinggi tangki total digunakan persamaan: Htotal = Hshell + Hhead = 300 in + 75 in =375 in = 31,225 ft
j. Desain Lantai Untuk memudahkan pengelasan dan memperhitungkan terjadinya korosi, maka pada lantai (bottom) dipakai plat dengan tebal minimal ½ in. Tegangan yang bekerja pada plat yang digunakan pada lantai harus diperiksa agar diketahui apakah plat yang digunakan memenuhi persyaratan atau tidak (Brownell and Young, 1959). Tegangan kerja pada bottom :
Compressive stress yang dihasilkan oleh asam fosfat S1 =
w 1 D 2 4 i
(Brownell and Young,1959, hal.156)
Keterangan : S1 = Compressive stress (psi) w = Jumlah urea formaldehid (lbm) Di = Diameter dalam shell (in) = konstanta (= 3,14)
S1 =
1309417,76 lb 1 (3,14)(420 in ) 2 4
= 9,46 psi
Compressive stress yang dihasilkan oleh berat shell. S2
X ρs 144
(Brownell and Young,1959, hal.156)
C.192
Keterangan : S2 = Compressive stress (psi) X = Tinggi tangki (ft)
s = Densitas shell = 490 lbm/ft3 untuk material steel = konstanta (= 3,14)
S2 =
31,23 490 144
= 106,26 psi
Tegangan total yang bekerja pada lantai : St = S1 + S2 = 9,46 psi + 106,26 psi = 115,72 psi
Batas tegangan lantai yang diizinkan : St < tegangan bahan plat (f) x efisiensi pengelasan (E) 115,72 psi < (18.750 psi) x (0,75) 115,72 psi < 14.062,50 psi (memenuhi)
C.193
Tabel C.58. Spesifikasi Alat TP-201 Alat Tangki Penyimpanan Produk Urea Formaldehid Kode Fungsi
Bentuk Kapasitas
TP-201 Menyimpan Urea Formaldehid dengan kapasitas 593938,80 kg Silinder tegak (vertikal) dengan dasar datar (flat bottom) dan atap (head) berbentuk torispherical. 732,98 m3 Diameter shell (D) = 35 ft (420 in) Tinggi shell (Hs) = 25 ft (300 in)
Dimensi
Tebal shell (ts)
= 0,625 in
Tinggi atap
= 6,25 ft (75.00 in)
Tebal head
= 0,875 in
Tinggi total
= 31,225 ft (375.00 in)
Tekanan Desain
115,72 psi
Bahan
SA-167 Grade 11 Type 316
LAMPIRAN D PERHITUNGAN UTILITAS Utilitas berfungsi untuk menyediakan bahan-bahan penunjang untuk mendukung kelancaran pada sistem produksi di seluruh pabrik. Unit-unit yang ada di utilitas terdiri dari :
Unit penyediaan dan pengolahan air (Water system) dan steam (Steam generation system)
Unit penyedia udara instrumen (Instrument air system)
Unit pembangkit dan pendistribusian listrik (Power plant and Power distribution system)
A. Unit Penyedia Air dan Steam 1. Perhitungan Kebutuhan Air Kebutuhan air yang disediakan untuk kebutuhan proses produksi di pabrik meliputi:
Air untuk keperluan umum (General Uses) Kebutuhan air ini meliputi kebutuhan laboratorium, kantor, karyawan dan lain-lain. Air yang diperlukan untuk keperluan umum ini adalah sebanyak :
D.2 Tabel D.1 Kebutuhan Air Untuk General Uses No. Kebutuhan 1. Air untuk karyawan dan kantor = 60 L/orang/hari
8,04
m3/hari
6,00
m3/hari
3.
Air Untuk Laboratorium diperkirakan sejumlah
1,00
m3/hari
4.
Air Untuk Kebersihan dan Pertamanan
1,00
m3/hari
16,82
m3/hari
0,7508 700,83
m3/jam
Total
Air untuk pembangkit steam (Boiler Feed Water) Tabel D.2 Kebutuhan Air Untuk Boiler Feed Water Nama Alat Vaporizer (VP-101) Heater (HE-101) Heater (HE-102) Jumlah kebutuhan Over design 10%, kebutuhan air umpan boiler Recovery 90%, sehingga make – up
Satuan
Jadi untuk 134 orang diperlukan air sejumlah Air untuk perumahan karyawan : a. Perumahan pabrik : 20 rumah b. Rumah dihuni 2 orang : 300 L/hari.rumah Total untuk perumahan : 6.000 L/hari
2.
Jumlah
Kebutuhan Steam (kg/jam) 332,723 1.007,041 22,964 1.362,729 1.499,001 149,901
Air untuk keperluan proses (Process water) Tabel D.3 Kebutuhan Air Untuk Process Water Kebutuhan Air Nama Alat (kg/jam) Mixing Tank (MT-101) 642,80 Total 642,80 Over design 10% 707,084
kg/jam
D.3
Air untuk keperluan air pendingin Tabel D.4 Kebutuhan Air Untuk Air Pendingin Nama Alat Reactor (RE-201) Reactor (RE-202) Cooler (HE-201) Cooler (HE-301) Jumlah kebutuhan Over design 10 %, kebutuhan air pendingin Recovery 90%, maka make-up air pendingin proses
Kebutuhan Air Pendingin (kg/jam) 4793,6799 11.221,0186 13604,81973 4.097,3574 33716,8749 37088,5549 3708,8554
Air untuk pamadam kebakaran (Hydrant Water) Untuk air pemadam kebakaran disediakan
= 15,043 kg/jam = 0,0152 m3/jam
Total kebutuhan air dengan treatment
= General uses + BFW + Process
water
+
Air
hydrant + Air pendingin = 871,230 kg/jam + 1.499,001 kg/jam + 707,084 kg/jam + 15,043 kg/jam + 37088,5549 kg/jam =
40180,91 kg/jam
= 40,18291 m3/jam Sehingga kebutuhan air total ± 40,18291 m3/jam Kebutuhan air di penuhi dengan satu sumber yaitu air sungai (DAS) Santan Bontang Kalimantan Timur.
D.4 2. Spesifikasi Peralatan Utilitas a. Bak Sedimentasi (BS-101) Fungsi
: Mengendapkan lumpur dan kotoran air sungai
Jenis
: Bak rectangular
1. Menetukan Volume Bak Jumlah air sungai
= 40180,91 kg/jam = 40,18291 m3/jam
Waktu tinggal
= 1- 8 jam
(http://water.me.vccs.edu/)
Diambil waktu tinggal = 1,5 jam Ukuran volume bak
= 1,1 × 40,18291 m3/jam × 1,5 jam = 66,3018 m3 = 17515.08 gallon
2. Menetukan Dimensi Bak Luas permukaan bak (A) = Qc/O.R
(http://water.me.vccs.edu/)
Dimana : A
= luas permukaan bak, m3
Qc = laju alir, m3/jam O.R = overflow rate, 500 gal/jam-ft2- 1.000 gal/jam-ft2 Diambil overflow rate 500 gal/jam-ft2 Sehingga : A = 38,767 ft2
Kedalaman bak (d)
= 7-16 ft
(http://water.me.vccs.edu/)
Diambil d
= 16 ft = 4,8768 m
D.5 Panjang (L)
= 4W
Dimana W
= (V/4d)1/2 4.275,453 ft3/jam = 4 16 ft
1/ 2
= 6,36 ft = 1,94 m L = 4(6,36 ft) = 25,45 ft = 7,76 m
3. Menentukan Air Sungai Keluar Bak Sedimentasi Flow through velocity : < 0,5 ft/min
(http://water.me.vccs.edu/)
v = (0,0000928 ft3-jam/gal-min x Qc)/Ax Ax = cross-sectional area Ax = Wd = (6,36 ft)(16 ft) = 101,807 ft2
v = (0,0000928ft3-min/gal-jam x 19.383,399 gal/jam)/(101,807 ft2 ) = 0,018 ft/min 0,0018 ft/min < 0,5 ft/min, menandakan lumpur tidak terbawa oleh aliran air keluar bak sedimentasi. Air sungai keluar
= Air sungai masuk - Drain
Asumsi turbidity
= 850 ppm
x (suspended solid)
= 42 %
(Powell, 1954) (Powell, 1954, Figure 4)
D.6 Drain
= 42 % × 850 ppm = 3,57 × 10-4 lb/gal air = 4,2771 × 10-5 kg/kg air × 40180,91 kg = 3,116 kg
Air sungai keluar bak = 40180,91 kg/jam – 3,116 kg/jam = 40177.794 kg/jam = 40,156 m3/jam
Spesifikasi Bak Sedimentasi (BS-401) ditunjukkan pada Tabel D.5. Tabel D.5 Spesifikasi Bak Sedimentasi (BS–401) Alat Bak Sedimentasi Kode
BS-401
Fungsi
Mengendapkan lumpur dan kotoran air sungai sebanyak 40,156 m3/jam dengan waktu tinggal 1,5 jam.
Bentuk
Bak rectangular
Dimensi
Panjang
7,76 M
Lebar
1,94 M
Kedalaman 4,88 M Jumlah
1 buah
b. Bak Penggumpal (BP-401) Fungsi
: Menggumpalkan kotoran yang tidak mengendap di bak penampung awal dengan menambahkan alum Al2 (SO4)3, soda kaustik dan klorin/kaporit
Jenis
: Silinder tegak yang dilengkapi pengaduk
D.7 1. Menentukan Volume Bak Jumlah air sungai = 40,156 m3/jam = 40177.794kg/jam Over design 10% Waktu tinggal dalam bak = 20 – 60 menit (Powell, 1954) Diambil waktu tinggal 60 menit. Volume bak = 1,1 × 40,156 m3/jam × 1jam = 44,1716 m3
2. Menentukan Dimensi Bak Dimensi bak silinder tegak dengan H/D = 1 V = ¼ π D2 H Sehingga H = D = 4,68 m = 15,37 ft
3. Menetukan Kebutuhan Bahan Kimia
Konsentrasi alum yang diijeksikan ke dalam bak penggumpal = 0,004 % dari air umpan (Faisal,2009) Konsentrasi alum di tangki penyimpanan = 55 % Kebutuhan alum = 0,06 % × 40177.794 m3/jam = 43,708 kg/jam Suplai alum ke bak penggumpal =
43,708 kg/jam 0,55
= 79,469 kg/jam ρ alum
= 1.307 kg/m3
D.8
Laju alir alum =
79,469 kg/jam 1.307 kg/m 3
= 0,061 m3/jam
Konsentrasi NaOH yang diijeksikan ke dalam bak penggumpal = 0,05 % dari air umpan Konsentrasi NaOH di tangki penyimpanan = 90 % Kebutuhan NaOH = 0,05 % × 73,371 m3/jam = 0,037 m3/jam = 36,423 kg/jam Suplai NaOH ke bak penggumpal =
36,423 kg/jam 0,9
= 40,471 kg/jam ρ NaOH
= 1.044,431 kg/m3
Laju alir NaOH =
40,471 kg/jam 1.044,431 kg/m 3
= 0,039 m3/jam
Konsentrasi kaporit yang diijeksikan ke dalam bak penggumpal = 1,2 % dari air umpan Konsentrasi kaporit di tangki penyimpanan = 100 % Kebutuhan kaporit = 1,2 % × 73,731 m3/jam = 0,881 m3/jam = 874,165 kg/jam Suplai kaporit ke bak penggumpal =
874,165 kg/jam 1
= 874,165 kg/jam
D.9 ρ klorin
= 1.043,25 kg/m3
Laju alir klorin =
874,165 kg/jam 1.043,25 kg/m 3
= 0,838 m3/jam
4. Menentukan Daya Motor Pengaduk Daya motor yang digunakan =
Daya motor yang dibutuhkan Efisiensi motor
Menghitung diameter pengaduk (DI) Diameter impeler (Di) = 1/3 x Dbak = 1/3 × 4,68 m = 1,56 m = 5,12 ft
Menghitung putaran pengaduk (N) N=
600 0,3048 WELH DI 2 DI
WELH = Tinggi cairan (Z1) x s.g Tinggi cairan (Z1) = =
4 VL ID2 4 73,371 5,12 2
= 4,26 m = 13,97 ft WELH = Z1 × s.g. = 4,26 × 1,002 = 4,26 m
D.10 = 13,97 ft Putaran pengaduk (N) =
600 0,3048 4,27 1,56 2 1,56
= 43,58 rpm = 0,73 rps
Menentukan power number (Np) Np ditentukan dari Figure 3.4-4, Geankoplis, berdasarkan bilangan Reynold dan tipe pengaduk. Viskositas campuran = 0,0413 kg/m.s Berdasarkan viskositas campuran < 10 kg/m.s maka dipilih jenis impeler yaitu marine propeller.
N Di 2
NRe =
0,73 1,56 2 992,857 = 0,0413
= 4,257.104 Dari Figure 3.4-4, Geankoplis, diperoleh Np = 1
Menentukan daya motor yang dibutuhkan
5 3 Daya yang dibutuhkan = N p . mix .N .D I
(550 x32,17)
= 4,735 hp
Menentukan daya motor yang digunakan Efisiensi = 80 % Power motor =
4,735 hp 0,8
= 5,92 hp
D.11 Digunakan daya motor = 6 hp
Spesifikasi Bak Penggumpal (BP-401) ditunjukkan pada Tabel D.6. Tabel D.6 Spesifikasi Bak Penggumpal (BP–401) Alat Bak Penggumpal Kode
BP-401
Fungsi
Menggumpalkan kotoran yang tidak mengendap di bak penampung awal dengan menambahkan alum Al2(SO4)3 dan soda abu Na2CO3
Bentuk
Silinder vertical
Dimensi
Diameter
4,68 m
Tinggi
4,68 m
Diameter pengaduk
1,56 m
Pengaduk
Power Jumlah
6 hp
1 buah
c. Clarifier (CL-401) Fungsi
: Mengendapkan gumpalan kotoran dari bak penggumpal
Jenis
: Bak berbentuk kerucut terpancung dengan waktu tinggal 60 menit
D1 h D2 y
Gambar D.1 Clarifier
D.12
1. Menetukan Volume Clarifier Jumlah air sungai = 40,156 m3/jam = 40177.794kg/jam Over design = 10 % Volume bak = 1,1 × 40,156 m3/jam × 1 jam = 80,708 m3
2. Menetukan Dimensi Clarifier Tinggi (h)
= 10 ft = 3,05 m
(Powell, 1954)
Diambil D2 = 0,61 D1 D2/D1 = (y/y + h) 0,61 = (y/y + 3,0480) y = 4,7674 m Volume clarifier = ¼ π D22 (y + h)/3 – ¼ π D12 (y + h)/3 80,708 m3 = ¼ π D12 2,6051 – ¼ π 0,61D12 2,6051 Diperoleh: D1 = 7,93 m D2 = 4,83 m Jadi dimensi clarifier : Tinggi
= 3,05 m
Diameter atas
= 7,93 m
Diameter bawah = 4,83 m
D.13 3. Menetukan Massa Air Keluar Clarifier Massa air keluar clarifier = Massa air masuk clarifier - Sludge discharge Sludge discharge = Turbidity + Alum + Soda abu Asumsi : Turbidity = 850 ppm Alum
= 30 ppm
Soda abu = 30 ppm Total
= 4,2771. 10-5 + 1,5096. 10-6 + 1,5096. 10-6 = 4,5790.10-5 kg sludge/kg air × 40177.794kg/jam = 3,336 kg sludge
Massa air keluar = 40177.794kg/jam – 3,336 kg = 40174,454 kg/jam = 40,348 m3/jam
Spesifikasi Clarifier (CL-401) ditunjukkan pada Tabel D.7. Tabel D.7 Spesifikasi Clarifier (CL–401) Alat Clarifier Kode
CL-401
Fungsi
Mengendapkan gumpalan-gumpalan kotoran dari bak penggumpal.
Bentuk
Bak berbentuk kerucut terpancung
Kapasitas
40,156 m3
Dimensi
Tinggi
3,05 M
Diameter Atas
7,93 M
Diameter Bawah
4,83 M
Jumlah
1 buah
D.14
d. Sand Filter (SF-401) Fungsi
: Menyaring kotoran-kotoran yang masih terbawa air dari tangki Clarifier
Tipe
: Silinder vertikal dengan media penyaring pasir dan kerikil
1. Menetukan Luas Penampang Filter Jumlah air
= 40,348 m3/jam
Waktu tinggal
= 1 jam
Laju alir
= 40177.794kg/jam
Over design
= 10 %
Kapasitas tangki = 1,1 x Jumlah air = 1,1 x 40,348 m3/jam = 44,3828 m3/jam
Untuk mencari luas filter, digunakan persamaan : 2. f .( P) V A.tc tc .. .cs
0,5
(Pers. 14.2-24, Geankoplis, Hal. 814)
Keterangan : V = volume filtrat (m3) A = luas filter (m2) f
= fraction submergence dari permukaan drum dalam slurry
P = tekanan (Pa) tc = waktu siklus (s) μ = viskositas (Pa.s)
D.15 α = tahanan spesifik (m/kg) cs = total padatan dalam filtrat (kg padatan/m3 filtrat)
Diketahui : V = 0,448 m3/s cx = 0,191 kg padatan/kg slurry m = 2 kg wet cake/kg dry cake ∆P = 70.000 Pa tc = 250 s α = (4,37 . 109 x (-∆P))0,3 = (4,37.109 x 70.000)0,3 = 1,242 x 1011 m/kg Dari Appendix A.2 (Geankoplis,1993), untuk air pada 35 oC, μ = 0,0008 Pa.s ρ
= 992,857 kg/m3
cs =
cx 1 mc x
=
992,857 x 0,191 1 (2 x0,191)
= 306,854 kg padatan/m3 filtrat Maka, 2 . 0,33 . (70.000) 0,448 = 11 A 250 x 0,0008 x 1,242 x 10 x 306,854
A = 23,033 m2
0,5
x 250
D.16 2. Menentukan Dimensi Filter A
= (1/4) x π x D2
Diperoleh D
= 5,42 m = 213,204 in
Digunakan D standar = 216 in = 18 ft
Mencari ketinggian shell : Hshell
=
0,448.250 V .t c = = 4,87 m = 15,97 ft 23,033 A
Digunakan H standar = 16 ft (4,88 m) Media filter : Antrachite
= 0,35 Hshell = 0,35 x 16 = 5,6 ft = 1,707 m
Fine Sand
= 0,35 Hshell = 0,35 x 16 = 5,6 ft = 1,707 m
Coarse Sand = 0,15 Hshell = 0,15 x 16 = 2,4 ft = 0,732 m Karbon aktif = 0,15 Hshell = 0,15 x 16 = 2,4 ft = 0,732 m Tinggi total media filter = 16 ft = 4,88 m
3. Menentukan Tekanan Desain Menghitung tekanan vertikal bahan padat pada dasar tangki digunakan persamaan Jansen :
g R ρ B g c 1 e 2μ K ZT /R PB = 2μ K
(Mc. Cabe and Smith, 1985)
Dimana: PB = tekanan vertikal pada dasar tangki (psi) ρB = densitas material, lb/ft³
D.17 = 59,307 lb/ft³ μ = koefisien friksi : 0,35 - 0,55 dipilih, μ = 0,4 K = rasio tekanan, 0.3 - 0,6 dipilih, K = 0,5 ZT = tinggi total bahan dalam tangki = 16 ft R = jari-jari tangki = 1/2 D = 9 ft Diperoleh PB = 679,081 lb/ft2 = 4,716 lb/in2 Tekanan lateral yg dialami dinding tangki (P L) = K × PB = 0,5 x 4,716 = 2,358 lb/in2 Tekanan total (PT) = (4,716 + 2,358) lb/in2 = 7,074 lb/in2
4. Menghitung Tebal Dinding Shell t
P.ri
f . 0,6.P
c
(Brownell & Young, 1959, Hal. 254)
Material yang direkomendasikan adalah Carbon Steel SA-283 Grade C (Perry, 1984),dengan komposisi dan data sebagai berikut : f
= 12.650 psi
E
= 80 %
c
= 0,125 in
ri
= 108 in
Poperasi = 14,7 psi
(Peters & Timmerhause, 1991) (Brownell and Young, 1959, Tabel 13.2)
D.18 Pdesain = 1,1 × (14,7 + 7,074) = 23,951 psi Tebal shell = 0,381 in (Tebal standar = 7/16 in)
5. Menghitung Tebal Head icr 6% , dimana rc =Di rC
(Perry, 1997, Tabel 10.65)
Diketahui : rc = 170 in, maka icr = 13 in w
1 . 3 4
rc icr
= 1,65 in
th
P .rc .w c 2 f 0,2 P
th = 0,458 in (Tebal standar = ½ in)
6. Menghitung Tinggi Head Untuk tebal dinding head = ½ in, dari Tabel 5.8 Brownell and Young Hal. 93, maka sf = 1 ½ – 4 in, dan direkomendasikan sf = 3 in.
Depth of dish (b)
b rc
rc icr 2 ID 2 icr (Brownell andYoung, 1959, Hal. 87)
b 170 in
2
170 132 170 2
b = 13,54 in
13
2
D.19
Tinggi head (OA) OA = th + b + sf
(Brownell and Young, 1959, Hal. 87)
= (0,50 + 13,54 + 3) in = 17,04 in = 0,43 m 7. Menghitung Volume Filter
Volume tanpa bagian sf V = 0,0000439 × ID3 = 0,0000439 × 183 = 0,256 ft3
Volume pada sf Vsf = 0,25 × π × r2 × sf = 0,25 × 3,14 × (18/2)2 × 3 = 15,904 ft3 V total = V cairan + (2 x V tanpa sf) + ( 2 x V pada sf) = 950,016 ft3 + (2 x 0,256) ft3 + (2 x 15,904 ft3) = 982,337 ft3 = 27,817 m3
8. Menghitung Laju Air Keluar Filter Air keluar filter = Air masuk filter - Air yang tertinggal di filter Kisaran internal backwashing : 8-24 jam
(Powell, 1954)
Diambil = 10 jam Kisaran kecepatan backwash : 15-30 gpm/ft2 Diambil = 15 gpm/ft 2 Luas penampang
= 23,033 m2
(Powell, 1954)
D.20 = 247,925 ft2 Flowrate backwash = Kecepatan backwash x Luas penampang = 15 gpm/ft2 x 247,925 ft2 = 3.718,872 gpm Kisaran air untuk backwash sebesar : 0,5-5 % air disaring. Diambil = 4 % Air untuk backwash = 0,04 × 40,348 m3/jam × 10 jam = 9,782 m3 = 2.584,224 gal
Waktu backwash =
2.584,224 gal 3.718,872 gpm
= 0,695 menit
Air yang tertinggal = 0,015% × air masuk = 0,00015 x 40,348 m3/jam = 0,0037 m3/jam Air yang masuk
= 24,456 m3/jam
Sehingga air keluaran filter
= air yang masuk – air yang tetinggal = (40,348 - 0,0037) m3/jam = 40,3448 m3/jam
D.21 Spesifikasi Sand Filter (SF-401) ditunjukkan pada Tabel D.8. Tabel D.8 Spesifikasi Sand Filter (SF-401) Alat Sand Filter Kode
SF-401
Fungsi
Menyaring kotoran-kotoran yang terbawa air
Bentuk
Silinder tegak (vertikal) dengan head berbentuk torisperical den media penyaring pasir dan kerikil.
Kapasitas
40,348 m3/jam
Dimensi
Diameter
5,49 m
Tinggi
4,88 m
Tebal shell (ts)
0,4375 in
Tebal head (t h)
0,50 in
Tekanan Desain
23,951 psi
Waktu Backwash
0,695 menit
Jumlah
4 buah (1 cadangan)
e. Hot Basin (HB-401) Fungsi
: Menampung air proses yang akan didinginkan di Cooling Tower
Jenis
: Bak beton berbentuk rectangular
1. Menentukan Volume Bak Massa air = Kebutuhan air pendingin + Make up air pendingin = 40797,4103 kg/jam Flow rate = 41.00242 m3/jam Waktu tinggal = 1 jam Over design = 20 % Volume = 1,2 × 41.00242 m3/jam ×1 jam = 49,2029 m3
D.22 2. Menentukan Dimensi Hot Basin Luas permukaan bak (A) = Qc/O.R
(http://water.me.vccs.edu/)
Dimana : A
= luas permukaan bak, m3
Qc = laju alir, m3/jam O.R = overflow rate,500 gal/jam-ft2- 1.000 gal/jam-ft2 Diambil overflow rate 500 gal/jam-ft2 Sehingga : A = 89,886 ft2 Kedalaman bak (d) = 7-16 ft Diambil d
(http://water.me.vccs.edu/)
= 16 ft = 4,88 m
Panjang (L) = 4 W Dimana W = (V/4d)1/2 = 9,69 ft = 2,95 m L = 38,76 ft = 11,81 m
Spesifikasi Hot Basin (HB–401) ditunjukkan pada Tabel D.9. Tabel D.9 Spesifikasi Hot Basin (HB–401) Alat Hot Basin Kode
HB-401
Fungsi
Manampung air yang akan didinginkan di Cooling Tower
Bentuk
Bak rectangular
Dimensi
Panjang
Jumlah
11,81 M
Lebar
2,95 M
Kedalaman
4,88 M
1 buah
D.23 f. Cold Basin (CB-401) Fungsi
: Menampung air keluaran dari Cooling Tower dan make up water dari filtered water tank
Jenis
: Bak beton berbentuk rectangular
Dengan perhitungan yang sama dengan Hot Basin diperoleh spesifikasi sebagai berikut : Tabel D.10 Spesifikasi Cold Basin (CB–401) Alat Cold Basin Kode
CB-401
Fungsi
Menampung air keluaran dari Cooling Tower dan make up water dari filtered water tank
Bentuk
Bak rectangular
Dimensi
Panjang
Jumlah
11,81 m
Lebar
2,95 m
Kedalaman
4,88 m
1 buah
g. Cooling Tower (CT-401) Fungsi
: Mendinginkan air pendingin yang telah digunakan oleh peralatan
proses dengan menggunakan media pendingin
udara dan mengolah dari temperatur 45 oC menjadi 30 oC Tipe
: Inducted Draft Cooling Tower
Sistem
: Kontak langsung dengan udara di dalam cooling tower (fan)
D.24 Ukuran cooling tower merupakan fungsi dari :
Batasan pendingin (temperatur air panas minus temperatur air dingin)
Pendekatan temperatur wet bulb (temperatur air dingin minus temperatur basah)
Kuantitas air yang didinginkan
Temperatur wet bulb
Tinggi menara
1. Menentukan Dimensi Cooling Tower
Jumlah air yang harus didinginkan = Kebutuhan air pendingin = 40797,4103 kg/jam = 41.00242 m3/jam =180,528 gpm
Digunakan udara sebagai pendingin dengan relative humidity 95 % Suhu air masuk, T1
= 45 oC
= 113 oF
Suhu air keluar, T2
= 30 oC
= 86 oF
Suhu dry bulb udara Tdb
= 30 oC
= 86 oF
Suhu wet bulb udara, Twb
= 22,2 oC = 71,96 oF
Temperature approach
= T2 – Twb = 7,8 oC = 46,04 oF
Cooling range
= T1 – T2 = 15 oC = 59 oF
Konsentrasi air, Cw
= 2,5 gal/min ft2 (Fig. 12.14, Perry's Handbook, 1997)
D.25
Dimensi menara Luas menara = Q/Cw =
180,528 gpm = 72,211 ft2 2 2,5 gal / min ft
Dimensi, P/L = 2 Sehingga diperoleh: Lebar menara, L
= 3,73 m
Panjang menara, P = 7,46 m
Berdasarkan Perry's Handbook, 1997, jika temperatur approach 7–11 oC, maka tinggi menara 4,6 – 6,1 m. Diambil tinggi menara 4,9 m = 16,08 ft.
Dimensi basin Holding time = ½ jam Volume = 41.00242 m3/jam x ½ jam = 20,501 m3 Lebar, L
= 3,73 m
Panjang, P = 7,46 m V 20,501 m 3 Tinggi = = = 3,06 m PxL 7,46 m x 3,73 m
2. Menghitung Daya Motor Penggerak Fan Cooling Tower
Menghitung daya fan Daya fan =
Tenaga fan Efisiensi fan
D.26 Fan hp = 0,031 hp/ft2 (Fig. 12.15, Perry's Handbook, 1997) Tenaga yang dibutuhkan = Luas cooling tower × 0,031 hp/ft2 = 72,211 ft2 × 0,031 hp/ft2 = 9,29 hp Efisiensi fan = 75 % Daya fan =
9,29 = 12,38 hp 0,75
Menghitung daya motor penggerak fan cooling tower Efisiensi motor dipilih 85 %. Tenaga motor =
12,38 = 14,57 hp = 15 hp 0,85
3. Menghitung Kebutuhan Zat Aditif
Dispersant Konsentrasi dispersant yang diijeksikan ke dalam Cooling Tower = 0,05 % dari air umpan. Konsentrasi dispersant di tangki penyimpanan = 1 % Kebutuhan dispersant = 0,05 % × 40797,4103 kg/jam = 84,457 kg/jam Suplai dispersant ke cooling tower
=
84,457 0,1
= 844,567 kg/jam ρ dispersant = 995,68 kg/m3 Laju alir dispersant =
844,567 kg/jam 995,68 kg/m 3
D.27 = 0,848 m3/jam
Asam Sulfat Konsentrasi H2SO4 yang diijeksikan ke dalam cooling tower = 0,01 % dari air umpan. Konsentrasi H2SO4 di tangki penyimpanan = 98 % Kebutuhan H2SO4 = 0,01 % × 40797,4103 kg/jam = 16,891 kg/jam Suplai H2SO4 ke bak penggumpal =
16,891 kg/jam 0,98
= 17,236 kg/jam ρ H2SO4 = 1.834 kg/m3 Laju alir H2SO4 =
17,236 kg/jam 1.834 kg/m 3
= 0,0094 m3/jam
Inhibitor Konsentrasi inhibitor yang diijeksikan ke dalam cooling tower = 0,01 % dari air umpan. Konsentrasi inhibitor di tangki penyimpanan = 1 % Kebutuhan inhibitor = 0,01 % × 40797,4103 kg/jam = 407,97 kg/jam Suplai inhibitor ke bak penggumpal =
407,97 kg/jam 0,10
= 4079,7 kg/jam ρ inhibitor = 2.526,042 kg/m3
D.28
Laju alir inhibitor =
4079,7 kg/jam 2.526,042 kg/m 3
= 0,067 m3/jam
4. Menghitung Make-Up Water Wc = aliran air sirkulasi masuk Cooling Tower = 41.00242 m3/jam Water evaporation (We) We = 0,00085 Wc x (T1-T2)
(Eq. 12.10, Perry's, 1997)
= 0,00085 x 41.00242 m3/jam x 15 K = 21,691 m3.K/jam
Water drift loss (Wd) = 0,002 x Wc = 0,002 x 41.00242 m3/jam = 0,340 m3/jam
Water blowdown (Wb) = Wc/( S-1 ) S = rasio klorida dalam air sirkulasi terhadap air make up 3–5, diambil S = 5
Wb =
170,129 m 3 /jam 5 -1
= 21,266 m3/jam Wm = We + Wd + Wb = (21,691 + 0,340 + 21,266) m3/jam = 43,298 m3/jam
D.29 Spesifikasi Cooling Tower (CT-401) ditunjukkan pada Tabel D.11. Tabel D.11 Spesifikasi Cooling Tower (CT-401) Alat Cooling Tower Kode
CT-401
Fungsi
Mendinginkan air pendingin yang telah digunakan oleh peralatan proses dengan menggunakan media pendingin udara dan mengolah dari temperatur 45 oC menjadi 30 oC
Tipe
Inducted Draft Cooling Tower
Kapasitas
41.00242 m3/jam
Dimensi
Panjang
7,46 m
Lebar
3,73 m
Tinggi
4,60 m
Tenaga motor
Daya fan
15 hp
Bahan Konstruksi
Beton
Jumlah
1 buah
h. Cation Exchanger (CE – 401) Fungsi
: Menghilangkan ion-ion positif yang terlarut dan menghilangkan kesadahan air
Tipe
:
Tangki silinder vertikal diisi dengan resin penukar ion
1. Menghitung Luas Permukaan Resin V Air masuk
= kebutuhan + make up air boiler = 1648.902 kg/jam = 16,489 m3/jam = 393 gpm
Siklus regenerasi
= 8 jam
Total kation inlet
= 62 ppm = (1 grain/gallon = 17,1 ppm)
D.30 Total kation outlet
= 0 ppm
Kation hilang
= 100 %
Kation exchanger
= Asam lemah (weakly acid, metilen akrilat)
Kondisi operasi : Temperatur = 30 oC (Tabel 16-6, Perry's Handbook, 7th ed, 1997) pH = 6-8
(Tabel 16-19, Perry's Handbook, 7th ed, 1997)
Kapasitas resin = 0,75 eq/L = 16,35 kgrain CaCO3/ft3 resin = 16,35 kg/m3 Maksimum flow = 8 gpm/ft2 Densitas resin, ρ = 0,95 kg/L = 59,307 lb/ft3
Contoh kationnya = CaCO3 (Ca2+) Ca2+ yg hilang = kation hilang (%/100) x laju alir air (gpm) x total kation inlet (kgrain/gallon) x siklus regenerasi (menit). = 100% 252,298 0,0036 60 8 = 439,088 kgrain Kebutuhan resin =
=
zat yang hilang (kgrain) kapasitas resin
439,088 16,35
= 26,86 ft3 = 0,76 m3
D.31 Luas permukan resin : Aresin = Laju alir air : flowrate max =
252,298 8
= 31,537 ft2
2. Menghitung Diameter Cation Exchanger
D =
4 31,537 ft 2 3,14
= 6,34 ft = 1,93 m = 76,04 in Diambil diameter standar = 77 in = 1,96 m
Tinggi bed resin = kebutuhan resin : luas permukaan resin =
0,761 2,929
= 0,259 m = 0,852 ft
3. Menghitung Tinggi Cation Exchanger Tinggi tangki total = Tinggi bed total + Ruang kosong Ruang kosong = 75 % × Tinggi bed (untuk ekspansi saat regenerasi) = 0,195 m Lapisan pasir = 50 % × Tinggi bed = 0,129 m
D.32 Graver dirancang dari anitrofit
dengan tebal/tinggi 12-14 in
(Powell, 1954). Dipilih tinggi
= 13 in = 0,3302 m
Tinggi bed total
= H bed resin + H bed pasir + H bed gravel = (0,259 + 0,129 + 0,330) m = 0,719 m = 2,361 ft
Tinggi shell, Hs
= H bed total + H ruang kosong = (0,719 + 0,195) m = 0,914 m = 2,999 ft
4. Menghitung Tekanan Desain Menghitung tekanan vertikal bahan padat pada dasar tangki digunakan persamaan Jansen : PB =
g R ρB g c 2μ K
1 e 2μ K ZT /R
(Mc. Cabe and Smith, 1985)
Dimana: PB = tekanan vertikal pada dasar tangki (psi) ρB = densitas material, lb/ft³ = 59,307 lb/ft³ μ = koefisien friksi, 0,35 - 0,55 ; dipilih, μ = 0,4 K = rasio tekanan, 0.3 -0.6 ; dipilih, K = 0,5 ZT = tinggi total bahan dalam tangki, ft R = jari-jari tangki =1/2 D, ft Diperoleh PB = 121,28 lb/ft2 = 0,842 psi
D.33 Tekanan lateral yg dialami dinding tangki (PL) = K × PB = 0,421 psi Tekanan total (PT) = (0,842 + 0,421) psi = 1,263 psi Poperasi = 14,7 psi Pdesain = 1,1 x (Poperasi + PT) = 17,559 psi
5. Menghitung Tebal Dinding Shell
t
P .r i c f . 0 , 6 .P
(Brownell & Young, 1959, hal 254)
Material yang direkomendasikan adalah Carbon Steel SA-283 Grade C f
= 12.650 psi
(Peters & Timmerhause, 1991)
E = 80 % c
(Brownell and Young, 1959, Tabel 13.2)
= 0,125 in
ri = 38,5 in Tebal shell = 0,25 in (Tebal standar = ¼ in) 6. Menghitung Tebal Head OD = ID + (2 x ts) = 77 in + (2 x 0,25) = 77,50 in Dipilih OD standar: OD = 77,5 rc = 78 icr = 4, 75
D.34
w
1 . 3 4
rc icr
= 1,76 in
th
P .rc .w c 2 f 0,2 P
= 0,244 in (Tebal standar = ¼ in)
7. Menghitung Tinggi dan Volume Head Untuk tebal dinding head = 1/4 in Untuk th = ¼ in, dari Tabel 5.8 Brownell and Young Hal. 93, maka sf = 1 ½ – 2 in, dan direkomendasikan sf = 2 in.
Depth of dish (b)
b rc
rc icr 2 ID 2 icr
2
(Brownell and Young, 1959, Hal. 87)
b 78 in 78 4,75 77 4,75 2
2
2
b = 12,99 in Tinggi head (OA) OA = th + b + sf
(Brownell and Young, 1959, Hal. 87)
= (0,25 + 12,99 + 2) in = 15,24 in = 1,27 ft
D.35
Volume tanpa bagian sf V = 0,0000439 × ID3 = 0,0000439 × 6,423 = 1,29 x 10-2 ft3 = 3,66 x 10-4 m3
Volume pada sf Vsf = 0,25 × π × r2 × sf = 0,25 × 3,14 × (6,42/2)2 × 0,051 = 0,038 m3
V total = V pada sf + V tanpa sf = 0,0385 m3
Regenerasi Resin
Menghitung kebutuhan regeneran Regeneran yang digunakan adalah asam sulfat konsentrasi 4 % volume (Tabel 16-19, Perry's Handbook, 7th ed, 1997). Kapasitas regeneran = 6,875 lb regeneran/ft³ resin Kebutuhan teoritis = Kapasitas regeneran × Kebutuhan = 6,875 lb regeneran/ft³ resin × 26,86 ft3 = 184,632 lb regeneran Kebutuhan teknis
= 110 % × Kebutuhan teoritis = 110 % x 184,632 = 203,095 lb regeneran = 92,122 kg
D.36 Menghitung waktu regenerasi Densitas regeneran = 8,526 lb/gallon Flowrate regenerasi = 5 gpm/ft² Waktu pencucian
(Powell, 1954)
= 10 menit
Volume regeneran =
Kebutuhan teknis densitas regeneran
= 0,0902 m3 = 23,822 gal Flowrate air pencuci = 5 gpm/ft² Waktu regenerasi =
=
(Powell, 1954)
Volume regeneran Flowrate Luas re sin 23,822 gal 5 gal/minft 2 31,54ft 2
= 0,151 menit Waktu pembilasan = 5 menit Total waktu
= 15,151 menit
Menghitung jumlah air pencuci dan pembilas (Vbw) Vbw = (t pencucian + t pembilasan ) × Flowrate regenerasi × Luas resin = (10 + 5) menit × 5 gpm/ft² x 31,54 ft² = 2.365,298 galon/shift
D.37 Spesifikasi Cation Exchanger (CE –401) ditunjukkan pada Tabel D.12. Tabel D.12 Spesifikasi Cation Exchanger (CE-401) Alat Cation Exchanger Kode
CE-401
Fungsi
Menghilangkan ion-ion positif yang terlarut dan menghilangkan kesadahan air
Bentuk
Silinder tegak (vertikal) dengan head berbentuk Torisperical
Kapasitas
16,489 m3/jam
Dimensi
Diameter shell (D)
1,960 M
Tinggi shell (Hs)
0,914 M
Tebal shell (ts)
0,250 In
Tebal head (th)
0,250 In
Tinggi atap
0,387 M
Tekanan Desain
17,56 psi
Bahan Konstruksi
Carbon Steel SA-283 Grade C AISI tipe 316
Jumlah
2 buah (1 cadangan)
i. Anion Exchanger (AE – 401) Fungsi
: Menghilangkan ion-ion negatif yang terlarut dan menghilangkan kesadahan air
Tipe
: Tangki silinder vertikal diisi dengan resin penukar ion
Dengan cara perhitungan yang sama seperti pada Cation Exchanger (CE-401), diperoleh spesifikasi Anion Exchanger (AE-401) sebagai berikut :
D.38 Tabel D.13 Spesifikasi Anion Exchanger (AE – 401) Alat Anion Exchanger Kode
AE-401
Fungsi
Menghilangkan ion-ion negatif yang terlarut dan menghilangkan kesadahan air
Bentuk
Silinder tegak (vertikal) dengan head berbentuk torisperical
Kapasitas
16,489 m3/jam
Dimensi
Diameter shell (D)
2,08 m
Tinggi shell (Hs)
0,57 m
Tebal shell (ts)
0,25 in
Tebal head (th)
0,25 in
Tinggi atap
0,37 m
Tekanan Desain
16,88 psi
Bahan Konstruksi
Carbon Steel SA-283 Grade C AISI tipe 316
Jumlah
2 buah (1 cadangan)
j. Deaerator (DA-401) Fungsi
: Menghilangkan gas-gas terlarut dalam air, seperti: O2 dan CO2, agar korosif dan kerak tidak terjadi, diinjeksikan hydrazine (O2 scavanger) serta senyawaan fosfat
Jenis
: Tangki horizontal dengan head berbentuk ellips dilengkapi sparger
1. Menghitung Volume Deaerator Jumlah air umpan boiler = 1648.902 kg/jam Kecepatan volumetrik air = 16,489 m3/jam Densitas air
= 992,86 kg/m3 = 61,98 lbm/ft 3
Waktu tinggal = 15 menit = 0,25 jam Volume air
= 16,489 m3/jam × 0,25 jam
D.39 = 3,362 m3 Over design
= 20 %
Volume kolom = 4,034 m3
2. Menentukan Dimensi Tangki Volume tutup atas torrispherical flanged and dished head. = 0,1039D3
Vd
(Wallas)
V tangki = V shell + V torrispherical = ¼ π D2 H + 0,1039D3 + 0,1039D3 Diambil Hs/D = 5 Vkolom
= (3,14/4).D2 (5D) + 0,2078D3
4,034 m3 = 4,1348 D3 Sehingga : D = 0,992 m = 3,254 ft = 39,048 in Digunakan diameter standar : D = 3,5 ft = 42 in = 1,067 m Hs = 17,5 ft = 210 in = 5,334 m Bahan isian : rasching ring metal Packing size = 1 in packing factor, Fp = 115
(Tabel 11.2 Coulson, 1985:482)
Kecepatan air (kebutuhan air untuk steam), Lw : Lw = 13.350,795 kg/jam = 3,709 kg/s kecepatan steam
D.40
Vw = 10 % × 13.350,795 kg/jam = 1.335,071 kg/jam = 0,371 kg/s
ρL = 992,856 kg/m3 = 61,982 lb/ft3 ρv = 29,073 kg/m3
(Chemcad)
μL = 0,0008 kg/m.s
FLV
Lw Vw
ρV ρL
= 1,711 ΔP = 15 - 50 mm H2O/m packing
(Coulson, 1985:492)
Dari Fig. 11.44 Coulson hal 492, diambil ΔP = 15 mm H 2O/m packing. Didapat K4 = 0,18 Pada flooding K4 = 80 % % flooding =
(Coulson, 1985:492)
0,18 100 % = 47,43 % (< 85 % memuaskan) 0,80
h = HETP = D0,3
(Pers. 4-84, Ulrich, 1984:196)
= (3,5 ft)0,3 = 1,456 ft = 0,44 m = 17,47 in ρ metal = 490 lbm/ft3
D.41 3. Menghitung Tekanan Desain P abs = P operasi + P hidrostatis P abs = 14,7 +
(Pers 3.17, Brownell, 1959:46)
ρ(h 1) 144
= 14,7 + 7,102 psi = 21,802 psi Tekanan desain 5 -10 % di atas tekanan kerja absolut (Coulson, 1988:637). Tekanan desain yang dipilih 10 % di atasnya. P desain = 1,1 × P abs = 1,1 × 21,802 psi = 23,98 psi
4. Menghitung Tebal Dinding Shell ts
P.r C f.E 0,6P
(Pers. 13.1 Brownell and Young, 1959)
Dimana : Bahan konstruksi : Carbon steel SA-283 Grade C P = tekanan desain = 23,98 psi f
= allowable stress = 12.650 psi (Tabel 13.1 Brownell, 1959:251)
E = 80 % (joint eficiency tipe double welded butt joint) ri = jari-jari dalam shell = 21 in C = corrosion allowance = 0,125 in/10 tahun Diperoleh ts = 0,1748 in Digunakan ts standar = 0,1875 in
D.42 Standardisasi OD : OD = ID + 2 t = 42 + (2 × 0,1875) = 42,375 in Dipilih OD standar = 48 in ; rc = 48 in ; icr = 3 in
5. Menghitung Tebal Head
th
0,885 23,98 21 0,885.P.rc + 0,125 in c = (12.650 0,8) - ( 0,1 23,98 )) f . 0.1P
= 0,222 in Dipakai th standar 0,250 in.
Spesifikasi deaerator (DA-401) ditunjukkan pada Tabel D.14. Tabel D.14 Spesifikasi Deaerator (DA-401) Alat Deaerator Kode
DA-401
Fungsi
Menghilangkan gas-gas terlarut dalam air, seperti: O2 dan CO2, agar korosif dan kerak tidak terjadi, diinjeksikan hydrazine (O2 scavanger) serta senyawaan fosfat.
Bentuk
Tangki horizontal dengan head berbentuk ellips dilengkapi sparger.
Bahan Isian
Dimensi
Rasching ring metal Diameter packing
1,00 in
Tinggi bed
0,44 m
Diameter bed
1,07 m
Diameter shell (D)
1,07 m
Tinggi shell (Hs)
5,33 m
D.43 Tebal shell (ts)
0,1875 in
Tebal head (th)
0,25 in
Tekanan Desain
23,98 psi
Bahan Konstruksi
Carbon Steel SA-283 Grade C
Jumlah
1 buah
k. Boiler Fungsi alat : Untuk membangkitkan Hgh pressure steam Tipe boiler : Water tube
(Tabel. 4.8, Urich, 1984:109)
Kondisi operasi : Tekanan
= 8581 kPa
Temperatur = 300 oC Jumlah steam yg dibutuhkan, ms = 1648.902 kg/jam = 16,489 m3/jam
Dipergunakan bahan bakar solar Densitas = 870 kg/m3
(Tabel 6-3, Ulrich, 1984:332)
Kebutuhan bahan bakar sebagai berikut :
mf
ms (h h f ) eb x F
Keterangan : mf = massa bahan bakar yang dipakai, lb/jam ms = massa uap yang dihasilkan, lb/jam Hv
= entalpi dari uap air Btu/lb
Hf = entalpi dari liquid, Btu/lb Pada T = 300 oC
D.44 Hv = 2.706,3 kJ/kg = 1.163,501 Btu/lb Hf = 503,71 kJ/kg = 216,557 Btu/lb eb = efisiensi boiler = 90 %
(Tabel 4.8, Urich, 1984:109)
F = nilai kalor bahan bakar
(Tabel 6-3, Ulrich, 1984:332)
F = 42 MJ/m3 = 42000000 J/kg = 726.420,968 Btu/lbm mf =
323.767,734 lb/jam (1.163,501 216,557) Btu/lb 0,90 726.420,968 Btu/lb
= 287,321 lbm/jam = 468,951 kg/jam = 212,712 m³/jam = 244,497 liter/jam Daya boiler: hp
m f (h h f ) 970,3 34,5
=
468,951 lb/jam (1.163,501 - 216,557) Btu/lb 970,3 34,5
= 1,327 hp = 2 hp
Kapasitas boiler :
Q
ms (h h f ) 1000
= 306.590,035 Btu/jam = 323.469,625 kJ/jam
D.45 Kebutuhan air
= 1,2 × Jumlah steam = 1,2 x 1648.902 kg/jam = 1762,30,498 kg/jam = 1774,98 m3/jam
Heating surface : 1 hp boiler = 10 ft 2 Heating surface total = 10 × hp boiler = 10 x 1,326 hp = 13,266 ft2 = 1,232 m2
Spesifikasi Boiler ditunjukkan pada Tabel D.15. Tabel D.15 Spesifikasi Boiler Alat Boiler Fungsi
Menghasilkan low pressure steam untuk keperluan proses
Tipe
Water tube boiler
Jenis Steam
Low pressure satureted steam
Heating surface
1,232 m2
Kapasitas
323.469,625 kJ/jam
Bahan Bakar
Solar
Kebutuhan BBM
0,244 m3/jam
Power
2 hp
Jumlah
1 buah
D.46 l. Filter Water Tank (TP-404) Fungsi alat : Untuk menampung air keluaran sand filter Tipe tangki : Silinder tegak (vertikal) dengan dasar datar (flat bottom) dan atap (head) berbentuk kerucut (conical) Tekanan
: 101,15 kPa = 1 atm
Temperatur : 30 oC = 86 oF 1. Menghitung Volume Tangki Kebutuhan air proses = Air output sand filter = 40,3448 m3/jam = 40344,8 kg/jam Waktu tinggal = 1 jam V H2O = Jumlah air x Waktu tinggal = 40,3448 m3/jam x 1 jam = 40,3448 m3 Safety factor = 20 %
(Peter and Timmerhaus, 1991, Hal:37)
Volume tangki = 1,2 x V H2O = 1,2 x 40,3448 m3 = 48,328 m3
2. Menghitung Diameter dan Tinggi Tangki Rasio H/D yang di ambil adalah rasio yang memberikan luas tangki yang paling kecil. Berdasarkan Tabel 4-27, Ulrich, 1984, dimana Hs/D < 2. Berdasarkan Brownell and Young, untuk large tank berlaku : D = 8H/3 H = 0,375 D
D.47 V = 1/4 x π x D2 x H D = ((4V)/(π x H))0,5 = ((32V)/(3μ))0,5 Sehingga diperoleh: D = 11,08 m = 36,34 ft H = 4,15 m = 13,63 ft Nilai standar (Brownell and Young, App. E, Item 1, Hal. 346) : D = 40 ft = 12,19 m = 480 in H = 12 ft = 3,66 m = 144 in Maka, Volume tangki = 15,079,645 ft3 = 427,008 m3 Diperoleh data (Brownell and Young, App. E, Item 2, Hal. 347) : Number of courses = 2 Lebar plate standar = 6 ft 3. Menghitung Tekanan Desain Pabs
= Poperasi + Phidrostatis
H liquid = (Vliquid / Vtangki) x H tangki = (427,008 m3/333,607 m3) x 3,66 m = 2,86 m = 9,38 ft = 112,50 in Dimana ρ = 992,856 kg/m3 = 61,982 lb/ft3 Dimana, Phidrostatis :
P hidrostatis =
HL g g 144
= 4,035 psi P operasi
= 14,7 psi
c
(Pers. 3.17, Brownell, 1959)
D.48 Maka, Pabs = 18,735 psi Tekanan desain 5-10 % diatas tekanan absolut (Coulson, 1988, Hal:637). Tekanan desain yang dipilih 5 % diatasnya. Tekanan desain pada ring ke-1 (paling bawah) : Pdesain = 1,05 x 18,735 psi = 19,67 psi Tabel D.16 Hasil perhitungan Pdesign cairan : Course Hliquid (ft) Phid (psi) 1 9,375 4,035 2 3,375 1,453
pada berbagai ketinggian Pabs (psi) 18,735 16,153
Pdesain (psi) 19,67 16,96
4. Menentukan Tebal Plate
ts
P.ri C f .E 0,6 P
Keterangan : F = 12.650 (Brownell and Young, 1959, Tabel 13.1 untuk T = -20 650 oF) E = 0,8 (Jenis sambungan las : single-butt weld) C = 0,125 (Coulson, Vol 6, Hal. 217) Maka, 19,67 480
ts =
2 0,125 12.650 0,8 0,6 19,67
ts = 0,592 in Diambil tebal plate standar = 10/16 in
D.49 5. Menentukan Panjang Plate Untuk menghitung panjang shell, persamaan yang digunakan adalah : π.Do - ( weld length) 12.n Keterangan :
L=
L = panjang plate, in Do = diameter luar shell, in n
= jumlah plate
Weld length = Banyak plate pada sekeliling plate x Banyak sambungan pengelasan vertikal = n x Butt welding Panjang shell untuk course 1 : Do = Di + (2 x ts) = 480 + (2 x (10/16)) = 481,25 in n = 2 buah Butt welded = 0,156 (Brownell and Young, Hal. 254) Maka, L = 3,14 481,25 - (2 0,156) 12 2 = 62,99 ft
D.50 6. Desain Atap Perhitungan sudut elemen conis Bentuk atap yang digunakan adalah conical (konis). Untuk roof with large diameter yang menggunakan pengelasan lap joint, minimal desain lap yang diizinkan adalah 1 in dengan tebal plate minimal 3/16 in. Besar sudut elemen konis dihitung dengan persamaan :
D 430t Keterangan : min sin
(Pers. 4.6, Brownell and Young, 1959)
θ = sudut elemen konis dengan horizontal D = diameter tangki, ft t = tebal cone (head), in Digunakan tebal konis (t) = 0,625 in Maka, min sin θ = 0,149 θ = 8,559o
Pemeriksaan compressive stress yang diizinkan 6 f allowable = 1,5 x10
t 1 yield point r 3
Keterangan : f allowable = compressive stress yang diizinkan, psi t = tebal konis, in r = jari-jari lekukan (curvature), in
6D sin = 315,273 ft
Dimana, r =
D.51 = 3.783,276 in Yield point = 30.000 (Tabel 3.1, Brownell and Young, 1959, Hal. 37) Maka, fallowable = 2.973,613 Dimana f allowable < (Yield point/3) = 2.973,613 < 10.000 Maka, tebal plate = 0,625 in dapat digunakan.
Perhitungan tinggi atap
h
90o D 2
r 90
D = diameter tangki,ft r = jari-jari, in 6D sin sudut elemen konis
dengan horizontal
Gambar D.2 Jari-jari lekukan untuk atap konis Tinggi atap dapat dihitung dengan korelasi sudut pada gambar : tan θ =
1
H 2D
Dimana: tan θ = 0,151 Maka, H = 3,01 ft = 0,918 m
Menghitung tinggi total tangki penyimpanan air H tangki = H shell + H roff = 12 ft + 3,01 ft = 15,01 ft = 4,56 m
D.52 7. Desain Lantai Untuk memudahkan pengelasan dan mengizinkan terjadinya korosi, pada lantai dipakai plat dengan tebal minimal ¼ in. Tegangan yang bekerja pada plat yang digunakan pada lantai harus diperiksa agar diketahui apakah plat yang digunakan memenuhi persyaratan atau tidak (Brownell and Young, 1959). Menghitung tekanan yang bekerja pada bottom Menghitung compressive stress yang dihasilkan oleh berat cairan
S1
w 1 D 2 4 i
w = 2,205 lb S1 = 0,000012 psi
Menghitung compressive stress yang dihasilkan oleh berat shell
X s 144 Keterangan :
S2
X = tinggi tangki, ft = 15,01 ft ρS = densitas shell = 489 lb/ft3 (Tabel 6, Peter and Timmerhaus) Maka,
15,01 489 144 S2 = 50,97 psi S2
Tegangan total yang bekerja pada lantai :
D.53 St = S1 + S2 = (0,000012 + 50,97) psi = 50,972 psi Batas tegangan lantai yang diizinkan : St < Tegangan bahan plat (f) x Efisiensi pengelasan (E) 50,972 < 14.000 (memenuhi)
Tabel D.17 Spesifikasi Filtered Water Tank (TP-404) Alat Filtered Water Tank Kode
TP-404
Fungsi
Menampung air keluaran sand filter sebanyak 40,3448 m3/jam
Bentuk
Silinder tegak (vertikal) dengan dasar datar (flat bottom) dan atap (head) berbentuk conical
Kapasitas
400,328 m3
Dimensi
Diameter shell (D) Tinggi shell (Hs) Tebal shell (ts)
12,19 m 3,66 m 0,625 in
Tinggi atap
0,9175 m
Tebal lantai
0,1875 in
Jumlah courses Tutup atas
Bentuk conical
Tekanan desain
19,67 psi
Tebal head
0,625 in
Bahan konstruksi
Carbon Steel SA-283 Grade C
Jumlah
1 buah
2 buah
D.54 m. Tangki Air Domestik Fungsi alat : Tempat penyimpanan bahan baku air untuk keperluan umum dan sanitasi Tipe tangki : Silinder tegak (vertikal) dengan dasar datar (flat bottom) dan atap (head) berbentuk kerucut (conical) Tekanan
: 101,15 kPa = 1 atm
Temperatur : 30 oC = 86 oF Dengan cara perhitungan yang sama seperti pada Filtered Water Tank (TP-104), diperoleh spesifikasi Tangki Air Domestik sebagai berikut : Tabel D.18 Spesifikasi Tangki Air Domestik Alat Tangki Air Domestik Fungsi
Tempat penyimpanan bahan baku air untuk keperluan umum dan sanitasi
Bentuk
Silinder tegak (vertikal) dengan dasar datar (flat bottom) dan atap (head) berbentuk conical
Kapasitas Dimensi
33,64 m3 Diameter shell (D)
4,572 m
Tinggi shell (Hs)
1,829 m
Tebal shell (ts)
0,3125 in
Tinggi atap
0,8425 m
Tebal lantai
0,1875 in
Jumlah courses Tutup atas
Bentuk conical
Tekanan desain
16,74 psi
Tebal head
0,3125 in
Bahan konstruksi
Carbon Steel SA-283 Grade C
Jumlah
1 buah
2 Buah
D.55 n. Tangki Air Hydrant Fungsi alat : Tempat penyimpanan air untuk keperluan pemadam o
kebakaran pada suhu 30
C dan pada tekanan
atmosferik selama 7 hari Tipe tangki : Silinder tegak (vertikal) dengan dasar datar (flat bottom) dan atap (head) berbentuk kerucut (conical) Tekanan
: 101,15 kPa = 1 atm
Temperatur : 30 oC = 86 oF Dengan cara perhitungan yang sama seperti pada Filtered Water Tank (TP-104), diperoleh spesifikasi Tangki Air Hydrant sebagai berikut : Tabel D.19 Spesifikasi Tangki Air Hydrant Alat Tangki Air Hydrant Fungsi
Tempat penyimpanan air untuk keperluan pemadam kebakaran pada suhu 30 oC dan pada tekanan atmosferik selama 7 hari
Bentuk
Silinder tegak (vertikal) dengan dasar datar (flat bottom) dan atap (head) berbentuk conical
Kapasitas
2,55 m3
Dimensi
Diameter shell (D)
2,438 m
Tinggi shell (Hs)
0,914 m
Tebal shell (ts)
0,250 in
Tinggi atap
0,091 m
Tebal lantai
0,1875 in
Jumlah courses
1 buah
Tutup atas
Bentuk conical
Tekanan desain
16,24 psi
Tebal head
0,25 in
Bahan konstruksi
Carbon Steel SA-283 Grade C
Jumlah
1 buah
D.56 o. Tangki Air Kondensat (TP-408) Fungsi alat : Tempat penyimpanan air kondensat Tipe tangki : Silinder tegak (vertikal) dengan dasar datar (flat bottom) dan atap (head) berbentuk kerucut (conical) Tekanan
: 101,15 kPa = 1 atm
Temperatur : 30 oC = 86 oF Dengan cara perhitungan yang sama seperti pada Filtered Water Tank (TP-404), diperoleh spesifikasi Tangki Air Kondensat (TP-408) sebagai berikut : Tabel D.20 Spesifikasi Tangki Air Kondensat (TP-408) Alat Tangki Air Kondensat Kode
TP-408
Fungsi
Tempat penyimpanan air kondensat
Bentuk
Silinder tegak (vertikal) dengan dasar datar (flat bottom) dan atap (head) berbentuk conical
Kapasitas
4.270,079 m3
Dimensi
Diameter shell (D)
24,38 m
Tinggi shell (Hs)
9,14 m
Tebal shell (ts)
1,00 in
Tinggi atap
2,31 m
Tebal lantai
0,34 in
Jumlah courses
4 buah
Tutup atas
Bentuk conical
Tekanan desain
25,68 psi
Tebal head
1,00 in
Bahan konstruksi
Carbon Steel SA-283 Grade C
Jumlah
1 buah
D.57 p. Tangki Air Umpan Boiler (TP-411) Fungsi alat : Tempat penyimpanan air untuk bahan baku umpan boiler Tipe tangki : Silinder tegak (vertikal) dengan dasar datar (flat bottom) dan atap (head) berbentuk kerucut (conical) Tekanan
: 101,15 kPa = 1 atm
Temperatur : 30 oC = 86 oF Dengan cara perhitungan yang sama seperti pada Filtered Water Tank (TP-404), diperoleh spesifikasi Tangki Air Boiler sebagai berikut : Tabel D.21 Spesifikasi Tangki Air Boiler Alat Tangki Air Boiler Kode
TP-411
Fungsi
Tempat penyimpanan air untuk keperluan umpan boiler pada suhu 30 oC dan pada tekanan atmosferik selama 1 hari
Bentuk
Silinder tegak (vertikal) dengan dasar datar (flat bottom) dan atap (head) berbentuk conical
Kapasitas
4.270,079 m3
Dimensi
Diameter shell (D)
24,38 m
Tinggi shell (Hs)
9,14 m
Tebal shell (ts)
1,50 in
Tinggi atap
1,52 m
Tebal lantai
0,25 in
Jumlah courses
5 buah
Tutup atas
Bentuk conical
Tekanan desain
26,71 psi
Tebal head
1,50 in
Bahan konstruksi
Carbon Steel SA-283 Grade C
Jumlah
1 buah
D.58 q. Tangki Asam Sulfat (TP-407) Fungsi alat : Tempat menyiapkan dan menyimpan asam sulfat konsentrasi 98 % selama 30 hari sebagai regenerasi resin penukar kation dan injeksi ke cooling tower Tipe tangki : Silinder tegak (vertikal) dengan dasar datar (flat bottom) dan atap (head) berbentuk kerucut (conical) Tekanan
: 101,1500 kPa = 1 atm
Temperatur : 30 oC = 86 oF Dengan cara perhitungan yang sama seperti pada Filtered Water Tank (TP-404), diperoleh spesifikasi Tangki Asam Sulfat (TP-407) sebagai berikut. Tabel D.22 Spesifikasi Tangki Asam Sulfat (TP-407) Alat Tangki Asam Sulfat Kode
TP-407
Fungsi
Menyiapkan dan menyimpan larutan asam sulfat konsentrasi 98 % selama 30 hari sebagai regeneran resin penukar kation dan injeksi ke cooling tower
Bentuk
Silinder tegak (vertikal) dengan dasar datar (flat bottom) dan atap (head) berbentuk conical
Kapasitas
16,013 m3
Dimensi
Diameter shell (D)
3,66 m
Tinggi shell (Hs)
1,52 m
Tebal shell (ts)
0,25 in
Tinggi atap
0,21 m
Jumlah courses
1 buah
Tutup atas
Bentuk conical
Tekanan desain
17,09 psi
Tebal head
0,25 in
Bahan konstruksi Carbon Steel SA-283 Grade C
D.59 Jumlah
1 buah
r. Tangki Air Demin (TP-409) Fungsi alat : Tempat menampung air demin keluaran Anion Exchanger Tipe tangki : Silinder tegak (vertikal) dengan dasar datar (flat bottom) dan atap (head) berbentuk kerucut (conical) Tekanan
: 101,15 kPa = 1 atm
Temperatur : 30 oC = 86 oF Dengan cara perhitungan yang sama seperti pada Filtered Water Tank (TP-404), diperoleh spesifikasi Tangki Air Demin (TP-409) sebagai berikut : Tabel D.23 Spesifikasi Tangki Air Demin (TP-409) Alat
Tangki Air Demin
Kode
TP-409
Fungsi
Menampung air demin keluaran anion exchanger pada suhu 30 oC dan pada tekanan atmosferik selama 1 hari
Bentuk
Silinder tegak (vertikal) dengan dasar datar (flat bottom) dan atap (head) berbentuk conical
Kapasitas
1.650,333 m3
Dimensi
Diameter shell (D)
18,288 M
Tinggi shell (Hs)
7,315 M
Tebal shell (ts)
1,000 In
Tinggi atap
1,288 M
Jumlah courses Tutup atas
Bentuk conical
Tekanan desain
23,19 psi
3 Buah
D.60 Tebal head
1,000 in
Bahan konstruksi
Carbon Steel SA-283 Grade C
Jumlah
1 buah
s. Tangki Air Proses Fungsi alat : Tempat menampung air proses keluaran tangki air demin Tipe tangki : Silinder tegak (vertikal) dengan dasar datar (flat bottom) dan atap (head) berbentuk kerucut (conical) Tekanan
: 101,15 kPa = 1 atm
Temperatur : 30 oC = 86 oF Dengan cara perhitungan yang sama seperti pada Filtered Water Tank (TP-104), diperoleh spesifikasi Tangki Air Proses sebagai berikut : Tabel D.24 Spesifikasi Tangki Air Proses Alat Tangki Air Proses Fungsi
Menampung air proses keluaran dari tangki air demin pada suhu 30 oC dan pada tekanan atmosferik selama 1 shift (8 jam)
Bentuk
Silinder tegak (vertikal) dengan dasar datar (flat bottom) dan atap (head) berbentuk conical m3
Kapasitas
420,114
Dimensi
Diameter shell (D)
12,192 m
Tinggi shell (Hs)
4,575 m
Tebal shell (ts)
0,625 in
Tinggi atap
0,918 m
Jumlah courses Tutup atas
Bentuk conical
Tekanan desain
19,88 psi
Tebal head
0,625 in
2 buah
D.61 Bahan konstruksi
Carbon Steel SA-283 Grade C
Jumlah
1 buah
t. Tangki Alum (TP-401) Fungsi alat : Tempat menyiapkan dan menampung larutan alum konsentrasi 55 % volume selama 1 minggu untuk diinjeksikan ke dalam bak penggumpal (BP) Tipe tangki : Silinder tegak (vertikal) dengan dasar datar (flat bottom) dan atap (head) berbentuk kerucut (conical) Diketahui : Tekanan
= 101,15 kPa = 1 atm
Temperatur = 30 oC = 86 oF Konsentrasi alum di storage = 55 % (Sumber: Data MSDS) Kebutuhan alum = konsentasi alum di BP x laju alir air di BP = 43,708 kg/jam Supplay alum ke BP = kebutuhan alum/konsentrasi alum di storage = 79,469 kg/jam Densitas alum
= 1.307 kg/m3
Laju alir alum
= supplay alum ke BP/densitas alum = 0,0608 m3/jam
Waktu tinggal
= 7 hari
Volume tangki : Overdesign = 20 % Volume tangki = (100/80) x 0,0608 m3/jam x 7 hari x 24 jam = 12,258 m3
D.62 Dimensi tangki : H/D = 1,2 Vtangki
= Vshell + (2 x Vhead)
12,258 m3 = (¼ π D2 H) + (2 x 0,000049 D3) 12,258 m3 = (¼ x 3,14 x 1,2) D3 + (2 x 0,000049 D3) 12,258 m3 = 0,9421D3 1
12,258 3 D = 0,9421
= 2,35 m Sehingga diperoleh : D = 92,59 in H = 1,2 x 92,59 = 111,12 in Diambil standar : Dstantar = 93 in = 7,75 ft = 2,36 m Hstantar = 112 in = 9,33 ft = 3,54 m
Menghitung Tekanan Desain HL =
VL x HT VT
= 2,35 m = 7,72 ft Pabs = Poperasi + Phidrostatis
D.63 Dimana, Phidrostatis :
P hidrostatis =
HL g g
c
144
(Pers. 3.17, Brownell, 1959)
= 4,37 psi P operasi
= 14,7 psi
Maka, Pabs = 19,07 psi
Tekanan desain 5-10 % diatas tekanan absolut (Coulson, 1988, Hal:637). Tekanan desain yang dipilih 5 % diatasnya. Tekanan desain pada ring ke-1 (paling bawah) : Pdesain = 1,05 x 19,07 psi = 20,03 psi Tabel D.25 Hasil perhitungan Pdesain setiap courses Courses HL (ft) Phidrostatis (psi) Pabsolute (psi) 1 7,72 4,37 19,07 2 1,72 0,05 14,75
Pdesain (psi) 20,03 15,49
Menentukan Tebal Shell
P.ri C f .E 0,6 P Keterangan : ts
(Pers. 14.31, Brownell, 1959:275)
ts = tebal dinding shell, in P = tekanan desain, psi ri = jari-jari tangki, in f
= nilai tegangan material, psi Digunakan material Carbon Steel SA-283 Grade C = 12.650 (Brownell and Young, 1959, Tabel 13.1 untuk T = -20-650 o
F)
D.64 E = efisiensi sambungan = 0,8 (Jenis sambungan las : single-butt weld) C = korosi yang diizinkan = 0,125 (Coulson, Vol 6, Hal. 217) Maka, ts = 0,233 in Tabel D.26 Hasil perhitungan tebal shell setiap courses Courses t (in) ts standar (in) 1 0,217 0,25 2 0,196 0,25
Desain Atap OD
b = tingi dish
icr
OA
A
B
sf
ID
t
a
r
C
Gambar D.3 Torrispherical Dishead Head Tabel 5.7, Brownel & Young, Hal : 91, untuk nilai OD = 93,5 in icr = 5,875 in r
= 96 in
Menentukan tebal head
P rW C 2 f E 0,2 P Keterangan : th
th = tebal head, in
(Brownell & Young, 1959, Hal. 138)
D.65 r
= radius crown, in
W = faktor intensifikasi stress
r 1 . 3 c 4 icr = 1,38
W=
Maka, th = 0,256 in Digunakan dalam keadaan standar : Tebal head
= 0,3125 in
Tebal bottom = 0,3125 in Menentukan tinggi head Dari Tabel 5.6, Brownel & Young, Hal. 88, untuk nilai t h = 0,3125 in maka sf = 1,5 – 3. Dipilih : sf = 3 in Menentukan BC BC = r + icr = 101,88 in Menentukan AB AB = (ID/2) – icr = 40,42 in Menentukan b 2 2 r ( BC =b 3,3838 in ) ( AB )
= 3,76 in Menentukan OA OA = th + b + sf = 5,80 in
D.66 Tinggi total, Ht = Hs + Hhead = 8,20 ft = 2,49 m
Perancangan Pengadukan Daya motor Daya motor yang digunakan =
Daya input Efisiensi motor
Kebutuhan daya teoritis P = Np. ρmix. N3.Di5
(Pers. 3.4-2, Geankoplis, 1978)
Keterangan : P = power (W) Np = Power Number N = kecepatan impeller (rps) ρmix
= densitas larutan = 1.307 kg/m3 = 81,593 lb/ft3
DI = diameter impeller, m NRe =
mix .N .DI 2 mix
(Pers. 3.4-1, Geankoplis, 1978)
Viskositas campuran: μmix = 19,626 cp = 0,0196 kg/m.s
Jumlah pengaduk yang dibutuhkan N=
WELH ID
Keterangan :
(Rase, Pers. 8.9, Hal. 345, 1977) :
D.67 ID
= diameter dalam tangki, ft
WELH = water equivalent liquid height = Tinggi cairan (H) x sp. Gr Tinggi cairan (H)
= 2,798 ft = 0,853 m
Densitas air pada 4 oC = 1.000 kg/m3 = 1.307 kg/m3
Densitas larutan Spesific gravity (sg) =
=
laru tan air 1.307 kg/m 3 1.000 kg/m 3
= 1,307 WELH = 0,853 m x 1,307 = 1,115 m Jumlah pengaduk, n =
WELH ID 1,115 m
=
7,72 m
= 0,144 (dipakai 1 buah pengaduk) Kecepatan putaran pengaduk dicari dengan persamaan berikut : N=
600
WELH
π.DI
2.DI
600
3,147,72 m
N = 39,27 rpm = 0,65 rps
1,115m (2) x 7,72 m)
D.68 DI .N . mix 2
NRe =
(Pers. 3.4-1, Geankoplis, 1978)
mix
(7,72m) 2 (0,65rps)(1.307kg / m 3 ) = 0,0196kg / m.s = 243.235,651 Dari Figure 3.4-4 Geankoplis, untuk six blade turbine, Np =1,5.
Kebutuhan daya teoritis :
N P= =
p
. mix .N 3 .DI
5
(550 x32,17)
(Pers. 3.4-2, Geankoplis, 1978)
1,5 x 1.307kg/m 3 x (0,65 rps)3 x (7,72m) 5 550 x 32,17
= 0,143 hp Daya yang hilang (gland loss) Philang = 10 % Pteoritis = 0,1 x 0,143 hp = 0,0143 hp Daya input Pinput = Pteoritis + Philang = 0,143 hp + 0,0143 hp = 0,157 hp Efisiensi motor (η) Efisiensi motor (η) = 80 % Daya motor yang digunakan
(MV. Joshi)
D.69
P =
100 x 0,157 hp 80
= 0,196 hp Dipakai daya (P) = 1 hp
Tabel D.27 Spesifikasi Tangki Alum (TP-401) Alat Tangki Alum Kode
TP-401
Fungsi
Menyiapkan dan menyimpan larutan alum konsentrasi 55 % volum selama 7 hari untuk diinjeksikan ke dalam bak penggumpal.
Bentuk
Silinder tegak (vertikal) dengan dasar datar (flat bottom) dan atap (head) berbentuk conical
Kapasitas
12,258 m3
Dimensi
Diameter shell (D)
2,36 m
Tinggi shell (Hs)
3,54 m
Tebal shell (ts)
0,25 in
Tinggi atap
5,80 in
Jumlah courses
2 buah
Tutup atas
Bentuk conical
Tekanan desain
20,03 psi
Tebal head
0,3125 in
Bahan konstruksi
Carbon Steel SA-283 Grade C
Jumlah
1 buah
D.70 u. Tangki Kaporit (TP-402) Fungsi alat : Tempat menyiapkan dan menampung larutan kaporit konsentrasi 30 % volume selama 3 hari untuk diinjeksikan ke dalam bak penggumpal Tipe tangki : Silinder tegak (vertikal) dengan dasar datar (flat bottom) dan atap (head) berbentuk kerucut (conical) Tekanan
: 101,15 kPa = 1 atm
Temperatur : 30 oC = 86 oF Dengan cara perhitungan yang sama seperti pada Tangki Alum (TP401), diperoleh spesifikasi Tangki Kaporit (TP-402) sebagai berikut :
Tabel D.28 Spesifikasi Tangki Kaporit (TP-402) Alat Tangki Kaporit Kode
TP-402
Fungsi
Menyiapkan dan menyimpan larutan Kaporit konsentrasi 30 % volume selama 3 hari untuk diinjeksikan ke dalam bak penggumpal.
Bentuk
Silinder tegak (vertikal) dengan dasar datar (flat bottom) dan atap (head) berbentuk conical
Kapasitas
72,397 m3
Dimensi
Diameter shell (D)
6,096 m
Tinggi shell (Hs)
3,658 m
Tebal shell (ts)
0,375 in
Tinggi atap
1,444 m
Tebal Head
0,375 in
Jumlah courses Tutup atas
Bentuk conical
Tekanan desain
18,66 psi
Power motor
1 hp
2 buah
D.71 Bahan konstruksi
Carbon Steel SA-283 Grade C
Jumlah
1 buah
v. Tangki Dispersant (TP-406) Fungsi alat : Tempat penyimpanan dispersant untuk diinjeksikan ke cooling tower Tipe tangki : Silinder tegak (vertikal) dengan dasar datar (flat bottom) dan atap berbentuk torrispherical Tekanan
: 101,15 kPa = 1 atm
Temperatur : 30 oC = 86 oF
Menghitung Volume Tangki Konsentrasi dispersant di Cooling Tower = 0,05 % Konsentrasi dispersant di Storage = 10 % Kebutuhan dispersant di Cooling Tower = Konsentrasi dispersant di cooling tower x Jumlah air di cooling tower = 84.457 kg/jam Suplai dispersant 10 % ke cooling tower = Kebutuhan dispersant / Konsentrasi dispersant di storage = (84,457 kg/jam)/10 % = 844,567 kg/jam
D.72 Densitas dispersant = 995,68 kg/m3 Jumlah dispersant = Suplai dispersant 10 %/Densitas dispersant = 844,567 kg/jam/995,68 kg/m3 = 0,848 m3/jam Waktu tinggal = 7 hari V dispersant
= Jumlah dispersant x Waktu tinggal = 0,848 m3/jam x 7 hari x 24 jam = 71,252 m3
Safety factor = 20 %
(Peter and Timmerhaus, 1991, Hal:37)
Volume tangki = 1,2 x V dispersant = 1,2 x 71,252 m3 = 85,502 m3
Menghitung Diameter dan Tinggi Tangki Tutup atas tangki = torrispherical Tutup bawah tangki = torrispherical V tangki = V shell + (2 x V head) = ¼ π ID2 H + (2 x 0,000049 ID3) Rasio H/D yang diambil adalah rasio yang memberikan luas tangki yang paling kecil. Hasil trial rasio H/D terhadap luas tangki dapat dilihat pada tabel berikut.
D.73 Tabel D.29 Hasil trial rasio H/D terhadap luas tangki Trial 1 2 3 4 5 6 7 8 9 10
H/D 0.1 0.2 0.3 0.4 0.5 0.6 0.7 0.72 0.73 0.74
D (ft) 26.0549 22.9364 20.9249 19.4754 18.3600 17.4636 16.7204 16.5863 16.5209 16.4564
H (ft) 2.6055 4.5873 6.2775 7.7902 9.1800 10.4782 11.7043 11.9422 12.0602 12.1778
A (ft2) 1317.6668 1186.3107 1124.8433 1093.4941 1077.6756 1070.7738 1069.3667 1069.5577 1069.7022 1069.8776
Vsilinder , ft3 1388.4805 1894.4255 2157.6590 2319.4625 2429.1693 2508.5414 2568.6829 2579.0074 2583.9892 2588.8563
Ditentukan H/ID = 0,7 H
= 0,7 ID
Maka, ID = 16,72 ft = 200,64 in = 5,09 m H = 11,70 ft = 140,45 in = 3,56 m Diambil nilai standar: ID = 17 ft = 204 in H = 12 ft = 144 in Lebar plat standar = 6 ft Jumlah plat = H/lebar plat = 12/6 = 2 plat 𝜋
Volume tangki = 4 𝐷2 𝐻 𝜋
= 4 17 𝑓𝑡 2 (12 𝑓𝑡) = 2.723,761 ft3
Vhead, ft3 1497.6486 1021.6866 775.7677 625.4571 524.0322 450.9622 395.8062 386.3583 381.8018 377.3518
Vsf, ft3 Vtotal (ft3) 133.2262 3019.3553 103.2432 3019.3553 85.9286 3019.3553 74.4357 3019.3553 66.1538 3019.3553 59.8517 3019.3553 54.8662 3019.3553 53.9896 3019.3553 53.5643 3019.3553 53.1472 3019.3553
D.74
Menghitung Tekanan Desain HL =
VL x HT VT
= 4,05 m = 13,30 ft Pabs
= Poperasi + Phidrostatis
Dimana, Phidrostatis :
P hidrostatis =
HL g g
c
144
(Pers. 3.17, Brownell, 1959)
= 5,72 psi P operasi
= 14,7 psi
Maka, Pabs = 20,42 psi
Tekanan desain 5-10 % diatas tekanan absolut (Coulson, 1988, Hal:637). Tekanan desain yang dipilih 5 % diatasnya. Tekanan desain pada ring ke-1 (paling bawah) : Pdesain = 1,05 x 20,42 psi = 21,44 psi Tabel D.30 Hasil perhitungan Pdesain setiap courses Courses HL (ft) Phidrostatis (psi) Pabsolute (psi) 1 13,30 5,72 20,42 2 7,30 3,14 26,15 3 1,30 0,56 5,72
Pdesain (psi) 21,45 27,46 6,01
Menentukan Tebal Shell
P.ri C f .E 0,6 P Keterangan : ts
(Pers. 14.31, Brownell, 1959:275)
ts = tebal dinding shell, in P = tekanan desain, psi
D.75 ri = jari-jari tangki, in f
= nilai tegangan material, psi Digunakan material Mild Steel SA-7, SA-283 Grade C AISI 316 = 12.650 (Brownell and Young, 1959, Tabel 13.1 untuk T = 20 - 650 oF)
E = efisiensi sambungan = 0,8 (Jenis sambungan las : single-butt weld) C = korosi yang diizinkan = 0,125 (Coulson, Vol 6, Hal. 217) Maka, ts = 0,143 in Diambil tebal shell standar = 0,1875 in. Maka, OD = ID + (2 x t s) = 201,02 in = 202 in (standar) = 16,83 ft = 5,13 m Desain Atap OD
b = tingi dish
icr
OA
A
B
sf
ID
t
a
r
C
Gambar D.4 Torrispherical Dishead Head
D.76 Tabel 5.7, Brownel & Young, Hal : 91, untuk nilai OD = 202 in icr = 12,25 in r
= 170 in
Menentukan tebal head
P rW C 2 f E 0,2 P Keterangan : th
(Brownell & Young, 1959, Hal. 138)
th = tebal head, in r
= radius crown, in
W = faktor intensifikasi stress
r 1 . 3 c 4 icr = 1,68
W=
Maka, th = 0,428 in Digunakan dalam keadaan standar : Tebal head
= 0,50 in
Tebal bottom = 0,50 in Menentukan tinggi head Dari Tabel 5.6, Brownel & Young, Hal. 88, untuk nilai t h = 0,25 in : sf = 1,5 – 3 Dipilih : sf = 3 in
D.77 Menentukan BC BC = r + icr = 182,25 in Menentukan AB AB = (ID/2) – icr = 89,75 in Menentukan b 2 2 r ( BC =b 3,3838 in ) ( AB )
= 11,38 in Menentukan OA OA = th + b + sf = 14,88 in = 0,38 m Tinggi total, Ht = Hs + Hhead = 158,88 in = 13,24 ft = 4,04 m
Perancangan Pengadukan Daya motor Daya motor yang digunakan :=
Daya input Efisiensi motor
Kebutuhan daya teoritis P = Np. ρmix. N3.Di5
(Pers. 3.4-2, Geankoplis, 1978)
Keterangan : P = power (W) Np = Power Number N = kecepatan impeller (rps) ρmix
= densitas larutan = 995,68 kg/m3 = 62,1583 lb/ft 3
D.78 DI = diameter impeller, m NRe =
mix .N .DI 2 mix
(Pers. 3.4-1, Geankoplis, 1978)
Viskositas campuran: μmix
= 12,112 cp = 0,012 kg/m.s
Jumlah pengaduk yang dibutuhkan N=
WELH ID
(Rase, Pers. 8.9, Hal. 345, 1977) :
Keterangan : ID
= diameter dalam reaktor, ft
WELH = water equivalent liquid height = Tinggi cairan (H) x sp. Gr Tinggi cairan (H)
= 13,30 ft = 4,05 m
Densitas air pada 4 oC = 1.000 kg/m3 = 995,68 kg/m3
Densitas larutan Spesific gravity (sg) =
=
laru tan air 995,68 kg/m 3 1.000 kg/m 3
= 0,9957 WELH = 4,05 m x 0,9957 = 4,04 m
D.79
Jumlah pengaduk, n =
WELH ID 4,04 m
=
5,18 m
= 0,78 (dipakai 1 buah pengaduk)
Kecepatan putaran pengaduk dicari dengan persamaan berikut : N=
600
WELH
π.DI
2.DI
600
3,145,18 m
4,04m (2) (5,18 m)
N = 23,005 rpm = 0,383 rps
DI .N . mix 2
NRe =
=
(Pers. 3.4-1, Geankoplis, 1978)
mix
(5,18 m) 2 (0,383 rps) (995,68 kg / m 3 ) 0,012 kg/m.s
= 846.290,832 Dari Figure 3.4-4 Geankoplis, untuk six blade turbine, Np =1,5. Kebutuhan daya teoritis :
N P= =
p
. mix .N 3 .DI
(550 x32,17)
5
(Pers. 3.4-2, Geankoplis, 1978)
1,5 x 995,68kg/m 3 x (0,383 rps)3 x (5,18m) 5 550 x 32,17
= 17,77 hp
D.80 Daya yang hilang (gland loss) Philang = 10 % Pteoritis
(MV. Joshi)
= 0,1 x 17,77 hp = 1,777 hp Daya input Pinput = Pteoritis + Philang = 17,77 hp + 1,777 hp = 19,55 hp Efisiensi motor (η) Efisiensi motor (η) = 80 % Daya motor yang digunakan P =
100 x 19,55 hp 80
= 24,44 hp Dipakai daya (P) = 25 hp
Tabel D.31 Spesifikasi Tangki Dispersant (TP-406) Alat Tangki Dispersant Kode
TP-406
Fungsi
Tempat penyimpanan dispersant untuk diinjeksikan ke Cooling Tower
Bentuk
Silinder tegak (vertikal) dengan dasar datar (flat bottom) dan atap (head) berbentuk torrispherical
Dimensi
Diameter shell (D)
204 in
Tinggi shell (Hs)
144 in
Tebal shell (ts)
0,1875 in
Tinggi head
14,88 in
D.81
Power Motor
Tipe head
Torrispherical Dished Head
Tebal head
0,50 in
Tipe pengaduk
Six Blade Flat Turbine
Jumlah pengaduk
1 buah
25 hp
w. Tangki Inhibitor (TP-405) Fungsi alat : Tempat penyimpanan inhibitor untuk diinjeksikan ke Cooling Tower Tipe tangki : Silinder tegak (vertikal) dengan dasar datar (flat bottom) dan head berbentuk torrispherical Tekanan
: 101,15 kPa = 1 atm
Temperatur : 30 oC = 86 oF Dengan cara perhitungan yang sama seperti pada Tangki Dispersant (TP-406), diperoleh spesifikasi Tangki Inhibitor (TP-405) sebagai berikut : Tabel D.32 Spesifikasi Tangki Inhibitor (TP-406) Alat Tangki Inhibitor Kode
TP-406
Fungsi
Tempat penyimpanan inhibitor untuk diinjeksikan ke Cooling Tower
Bentuk
Silinder tegak (vertikal) dengan dasar datar (flat bottom) dan atap (head) berbentuk torrispherical
Dimensi
Diameter shell (D)
240 In
Tinggi shell (Hs)
240 in
Tebal shell (ts)
0,750 in
Tinggi head
21,710 in
D.82 Tipe head Tebal head Tipe pengaduk Power Motor
Torrispherical Dished Head 2,00 in Six Blade Flat Turbine
58 hp
x. Tangki NaOH (TP-403) Fungsi alat : Tempat penyimpanan soda kaustik untuk diinjeksikan ke bak penggumpal dan anion exchanger Tipe tangki : Silinder tegak (vertikal) dengan dasar datar (flat bottom) dan head berbentuk torrispherical Tekanan
: 101,15 kPa = 1 atm
Temperatur : 30 oC = 86 oF Dengan cara perhitungan yang sama seperti pada Tangki Dispersant (TP-406), diperoleh spesifikasi Tangki Soda Kaustik (TP-403) sebagai berikut : Tabel D.33 Spesifikasi Tangki Soda Kaustik (TP-403) Alat Tangki soda kaustik Kode
TP-403
Fungsi
Tempat penyimpanan soda kaustik untuk diinjeksikan ke bak penggumpal dan Anion Exchanger
Bentuk
Silinder tegak (vertikal) dengan dasar datar (flat bottom) dan atap (head) berbentuk torrispherical
Dimensi
Diameter shell (D)
1,99 m
Tinggi shell (Hs)
1,99 m
Power motor
1 hp
Jumlah
1 buah
D.83 y. Tangki Hidrazin (TP-410) Fungsi alat : Tempat menyiapkan dan menampung larutan hidrazin selama 7 hari untuk diinjeksikan ke deaerator Tipe tangki : Silinder tegak (vertikal) dengan dasar datar (flat bottom) dan atap (head) berbentuk torrispherical Tekanan
: 101,15 kPa = 1 atm
Temperatur : 30 oC = 86 oF Dengan cara perhitungan yang sama seperti pada Tangki Dispersant (TP-406), diperoleh spesifikasi Hidrazin (TP-410) sebagai berikut : Tabel D.34 Spesifikasi Tangki Hidrazin (TP-410) Alat Tangki Hidrazin Kode
TH-410
Fungsi
Menyiapkan dan menyimpan hidrazin selama 7 hari untuk diinjeksikan ke deaerator
Bentuk
Silinder tegak (vertikal) dengan dasar datar (flat bottom) dan head berbentuk torrispherical
Kapasitas
29,475m3/jam
Dimensi
Diameter shell (D)
3,28
m
Tinggi shell (Hs)
3,78
m
Tebal shell (ts)
0,375
in
Tebal head (th)
0,3125
in
Tinggi head
7,864
in
Tekanan Desain
20,16 psi
Bahan Konstruksi
Carbon Steel SA-283 Grade C AISI tipe 316
Jumlah
1 buah
D.84 3.
Pompa Utilitas a. Pompa Utilitas 1 (PU-01) Fungsi : Memompa air sungai sebanyak 40180,91kg/jam ke Bak Sedimentasi (BS-01). Jenis
: Centrifugal pump
Gambar D.5 Centrifugal pump Alasan Pemilihan :
Dapat digunakan range kapasitas yang besar dan tekanan tinggi
Konstruksi sederhana sehingga harganya relatif lebih murah
Kecepatan putarannya stabil
Tidak memerlukan area yang luas
Friction loss yang perlu diperhitungkan antara lain :
Friksi karena kontraksi dari tangki ke pipa
Friksi pada pipa lurus
Friksi pada elbow
Friksi pada valve
D.85 Asumsi :
Sifat-sifat fisis cairan dianggap tetap
Fluida incompressible
Menghitung Debit Cairan Diketahui : Laju alir massa, G = 40180,91 kg/jam = 20,236 kg/s Densitas, ρ
= 992,857 kg/m3
Viskositas, µ = 0,001 kg/m.s Over desain
= 10 %
G = 1,1 x 40180,91 kg/jam = 44199,001 kg/jam = 22,26 kg/s Debit, Q : Q=
=
G ρ 44199,001 992,857
= 80,712 m3/jam = 0,022 m3/s = 355,360 gpm
Dari Fig. 7.14 a & b Walas dan Tabel 10.17 Coulson untuk kapasitas 355,360 gpm digunakan pompa centrifugal tipe single- suction.
D.86
Gambar D.6 Jenis pompa berdasarkan kapasitas
D.87 Menghitung Diameter Pipa = 226 x G0,52 x ρ-0,37
Dopt
(Pers. 5.14 Coulson,1983)
= 226 x (22,260)0,52 x (992,857)-0,37 = 95,27 mm = 3,751 in Keterangan : Dopt = Diameter pipa optimum (mm) G
= Laju alir massa (kg/s)
= Densitas larutan (kg/m3)
Dari Tabel.11. Kern, 1950 diperoleh : NPS = 4 in ID
= 4,026 in (0,102 m)
OD = 4,5 in A
= 12,7 in2 (0,0082 m2)
Menentukan Bilangan Reynold (NRe) Bilangan reynold (NRe) dapat dihitung dengan persamaan : NRe =
ρ x ID x v μ
Keterangan : NRe = Bilangan Reynold
= Densitas larutan (kg/m3)
ID
= Diameter dalam pipa (m)
v
= Kecepatan aliran (m/s)
= Viskositas larutan (kg/m.s)
(Geankoplis, 1993, pers.4.5-5)
D.88 Kecepatan aliran, v : v =
=
Q A 0,0022 0,0082
= 2,736 m/s
Bilangan reynold, NRe : NRe =
992,857 x 0,022 x 2,736 0,001
= 335.322,522 (aliran turbulen, NRe > 2100) Menghitung Panjang Equivalent Tabel D.35 Panjang equivalent dari Tabel. 2.10-1 Brown, 1993 Komponen Pipa lurus Standard elbow 90o Globe valve Gate valve fully open Total
Jumlah 1 3 1 2
Le, ft 1.640,4 16 180 3
Le, m 500 4,877 54,865 0,914
Total, m 500 14,631 54,865 1,829 571,324
Menghitung Friction loss Friction loss dihitung dengan persamaan 2.10-18 Geankoplis, 1993 :
v12 v 22 v12 ΔL v 2 K ex Kc Kf Σ F = 4f ID 2 2 2 2 Jika kecepatan v, v1, v2 sama, maka (Geankoplis, 1993. pers.2.10-19) : ΔL K ex K c K f Σ F = 4f ID
2
v 2
a. Friksi karena kontraksi dari sungai ke pipa.
D.89 2
2 A V hc = 0,55 1 2 A1 2 α
= Kc
(Geankoplis, 1993. pers.2.10-16)
V2 2α
Keterangan : hc = friction loss V = kecepatan pada bagian downstream α = faktor koreksi, aliran turbulen =1 A2 = luas penampang yang lebih kecil A1 = luas penampang yang lebih besar A2/A1 = 0 Kc = 0,55 hc = K c
V2 2α
= 0,55
2,736 2 2 1
= 2,059 J/kg b. Friksi pada pipa lurus Diketahui : NRe = 335.322,522
= 0,000046 m untuk pipa comercial steel (Gambar 2.10-3 Geankoplis, 1993)
ID = 0,102 m /ID = 0,0004 f
= 0,006
(Gambar.2.10-3, Geankoplis,1993)
D.90 ∆L = 571,324 m Sehingga friksi pada pipa lurus : Ff = 4 f
ΔL V 2 ID 2
(Geankoplis, 1993. Pers.2.10-6)
571,324 2,736 2 = 4 0,004 0,102 2 = 501,968 J/kg
c. Friksi pada sambungan (elbow) Diketahui : Jml elbow = 3 Kf = 0,75 hf =
V2 K f2
(Tabel 2.10-1, Geankoplis) (Geankoplis, 1993. pers.2.10-17)
2,736 2 = 3 0,75 = 8,423 J/kg 2 d. Friksi pada valve Globe valve wide = 1 = Kf = 9,5
(Tabel 2.10-1, Geankoplis, 1983)
Gate valve wide
(Tabel 2.10-1, Geankoplis, 1983)
V2 hf = K f 2
= 2 = Kf = 0,17
(Geankoplis, 1993. pers.2.10-17)
2,736 2 = (1 x 9,5 + 2 x 0,17) x 2 = 36,837 J/kg
D.91 Total friksi : ΣF = hC + Ff + hf, elbow + hf, valve = 2,059 + 501,968 + 8,423 + 36,837 = 549,287 J/kg
Menghitung tenaga pompa yang digunakan Persamaan neraca energi yang dijelaskan melalui persamaan Bernaulli (pers. 2.7-28 Geankoplis, 1983) : -Ws
=
V22 V12 p p1 g Z 2 Z1 2 F 2α ρ
Diketahui : Z1 = -1 m (asal pemompaan dari sungai) Z2 = 4 m (tujuan pemompaan) P1 = 1 atm (101.325N/m2) P2 = 1 atm (101.325N/m2) v1 = v2 = 2,736 m/s ρ = 992,857 kg/m3 α =1 g
= 9,806 m/s2
ΣF = 549,287 J/kg Sehingga : -Ws
2 2 = 2,736 2,736 9,806 4 (1) 101.325 101.325 549,287
2 1
= 598,317 J/kg
992,857
D.92 Dari Gambar 10.62, Coulson,1983, hal 380 untuk Q = 80,712 m3/jam, maka efisiensi pompa ( ) = 78 %.
Gambar D.7 Efisiensi pompa Wp
=
Ws η
=
598,317 0,78
(Geankoplis, 1993. pers.3.3-1)
= 767,074 J/kg
Power = G x Wp = 22,26 x 767,074 = 17.074,845 J/s = 17,075 kW = 22,898 hp
(Geankoplis, 1993. pers.3.3-2)
D.93 Motor penggerak : Berdasarkan fig. 4-10, Vilbrandt,F.C., 1959, diperoleh efisiensi motor:
motor = 80 % P
=
=
Power
(Geankoplis, 1993. pers.3.3-5)
motor 22,898 0,8
= 28,622 hp = 30 hp Standar NEMA
(Alfa Laval Pump Handbook, 2001)
Menentukan head total
Pt
Z2
Z1 Ps
BS - 01
PU-01
blowdown
Gambar D.8 Skema sistem pompa
D.94
Suction head Diketahui : Z1 = -1 m Ps = 101.325 N/m2 v1 = 2,736 m/s Friction loss :
Friksi karena kontraksi dari sungai ke pipa hc
A = 0,55 1 1 A2
= Kc
2
V2 2α
(Geankoplis, 1993. pers.2.10-16)
V2 2α
Keterangan : hc = friction loss V = kecepatan pada bagian downstream α = faktor koreksi, aliran turbulen =1 A2 = luas penampang yang lebih kecil A1 = luas penampang yang lebih besar A1/A2 = 0 Kc
= 0,55
hc = K c
V2 2α
= 0,55
2,736 2 2 1
= 2,059 J/kg
Friksi pada pipa lurus
D.95 Diketahui : NRe = 335.322,522
= 0,000046 m untuk pipa comercial steel
ID
= 0,102 m
/ID = 0,00045 f
= 0,006
∆L
= 25 m
(Gambar.2.10-3, Geankoplis,1993)
Sehingga friksi pada pipa lurus : Ff = 4 f
ΔL V 2 ID 2
= 4 0,004
(Geankoplis, 1993. pers.2.10-6)
25 2,736 2 0,102 2
= 21,965 J/kg
Friksi pada sambungan (elbow) Diketahui : Jml elbow
=1
Kf = 0,75
V2 hf = K f 2
(tabel 2.10-1, Geankoplis, 1993) (Geankoplis, 1993. pers.2.10-17)
2,736 2 = 1 0,75 2 = 2,808 J/kg
Friksi pada valve Globe valve wide = 1 = Kf = 9,5 Gate valve wide
= 1 = Kf = 0,17
D.96
hf =
V2 K f2
(Geankoplis, 1993. pers.2.10-17)
= (1 x 9,5 + 1 x 0,17) x
2,736 2 2
= 36,201 J/kg Total friksi di suction head, hfs : Fs = hC + Ff + hf, elbow + hf, valve = 2,059 + 21,965 + 2,808 + 36,201 = 63,033 J/kg hfs =
=
Fs g
63,033 9,806
= 6,428 m Total suction head, Hs : Hs =
=
Ps Z1 h fs ρ.g
101.325 (-1) 6,428 992,857 9,806
= 2,979 m
(Alfa Laval Pump Handbook, 2001)
Discharge head : Diketahui : Z2 = 4 m Pt = 101.325 v2 = 2,736 m/s Friction loss :
D.97
Friksi pada pipa lurus Diketahui : NRe = 335.322,522
= 0,000046 m untuk pipa comercial steel (Gambar 2.10-3 Geankoplis, 1993)
ID
= 0,102 m
/ID = 0,0004 f
= 0,006
∆L
= 475 m
(Gambar.2.10-3, Geankoplis,1993)
Sehingga friksi pada pipa lurus : Ff = 4 f
ΔL V 2 ID 2
(Geankoplis, 1993. pers.2.10-6)
= 4 0,005
475 2,736 2 = 417,337 J/kg 0,102 2
Friksi pada sambungan (elbow) Diketahui : Jml elbow = 2 Kf = 0,75 hf =
V2 K f2
(Tabel 2.10-1, Geankoplis, 1993) (Geankoplis, 1993. pers.2.10-17)
2,736 2 = 2 0,75 2 = 5,615 J/kg
D.98
Friksi pada valve Gate valve wide= 1 = Kf = 0,17 hf =
V2 K f2
= (1 x 0,17) x
(Geankoplis, 1993. pers.2.10-17)
2,736 2 2
= 0,636 J/kg Total friksi di discharge head, hfD : FD = Ff + hf, elbow + hf , valve = 417,337 + 5,615 + 0,636 = 423,589 J/kg hfD =
=
FD g
423,589 9,806
= 43,197 m Total discharge head, HD : HD =
=
Pt Z 2 h fD ρ.g
101.325 4 43,197 992,857 9,806
= 57,499 m
(Alfa Laval Pump Handbook, 2001)
Head total : H = HD - Hs = 57,499 – 2,979 = 54,520 m
D.99 Cek kavitasi Menghitung NPSHR (Net Positive Suction Head required) :
n Q 0,5 NPSHR = S
4/3
3.500 355,360 0,5 = 7.900
4/3
= 5,165 m = 16,945 ft Keterangan : n
= kecepatan putaran 3.500 rpm (Walas, 1988)
Q = debit, gpm (355,360 gpm) S = kecepatan spesifik 7.900 rpm (Walas, 1988)
Tabel D.36 Spesifikasi pompa utilitas (PU – 01) Alat Pompa Kode
PU – 01
Fungsi
Memompa air sungai ke Bak Sedimentasi (BS – 01)
Jenis
Centrifugal pump, single suction, single stage
Bahan Konstruksi
Carbon steel SA 283
Kapasitas
40,182 m3/ jam
Efisiesi
78 %
Dimensi
NPS = 4 in Sch = 40 Panjang pipa lurus (L) : 500 m Jumlah globe valve
: 1 unit
Standar elbow 90o
: 3 unit
Jumlah gate valve
: 2 unit
Beda ketinggian
: 5m
D.100 Power motor
30 hp
NPSH
5,165 m
Jumlah
2 buah (1 cadangan)
Dengan cara perhitungan yang sama seperti di atas maka diperoleh spesifikasi pompa utilitas yang lainnya.
b. Pompa Utilitas 2 (PU-02) Tabel D.37 Spesifikasi pompa utilitas (PU – 02) Alat Pompa Utilitas Kode
PU-02
Fungsi
Memompa air keluaran dari bak sedimentasi menuju ke bak penggumpal (BP-01)
Jenis
Centrifugal pump, single-suction, single stage
Bahan Konstruksi
Carbon Steel SA-283 Grade C
Kapasitas
40,182 m3/ jam
Efisiensi
78 %
Dimensi
NPS = 4 in Sch = 40 Panjang pipa lurus (L) : 10 m Jumlah globe valve
: 1 unit
Standar elbow 90o
: 3 unit
Jumlah gate valve
: 2 unit
Beda ketinggian
: 4m
Power
5 hp
NPSH
5,165 m
Jumlah
2 buah (1 cadangan)
c. Pompa Utilitas 3 (PU-03) Tabel D.38 Spesifikasi pompa utilitas (PU – 03) Alat Pompa Utilitas Kode
PU-03
D.101 Fungsi
Memompa air keluaran bak penggumpal menuju ke Clarifier (CL-01)
Jenis
Centrifugal pump, single-suction, single stage
Bahan Konstruksi
Carbon Steel SA-283 Grade C
Kapasitas
355,344 gal/min
Efisiensi
78 %
Dimensi
NPS = 4 in Sch = 40 Panjang pipa lurus (L) : 10 m Jumlah globe valve
: 1 unit
Standar elbow 90o
: 5 unit
Jumlah gate valve
: 1 unit
Beda ketinggian
: 2m
Power
5 hp
NPSH
5,165 m
Jumlah
2 buah (1 cadangan)
d. Pompa Utilitas 4 (PU-04) Tabel D.39 Spesifikasi pompa utilitas (PU – 04) Alat Pompa Utilitas Kode
PU-04
Fungsi
Memompa air keluaran clarifier ke sand filter (SF-01)
Jenis
Centrifugal pump, single-suction, single stage
Bahan Konstruksi
Carbon Steel SA-283 Grade C
Kapasitas
355,328 gal/ jam
Efisiensi
78 %
Dimensi
NPS
= 4 in
Sch
= 40 in
Panjang pipa lurus (L) : 3 m
D.102 Jumlah globe valve
: 1 unit
Standar elbow 90
o
: 6 unit
Jumlah gate valve
: 1 unit
Beda ketinggian
: 2m
Power
3 hp
NPSH
5,165 m
Jumlah
2 buah (1 cadangan)
e. Pompa Utilitas 5 (PU-05) Tabel D.40 Spesifikasi pompa utilitas (PU – 05) Alat Pompa Utilitas Kode
PU-05
Fungsi
Memompa air keluaran sand filter ke tangki air filter
Jenis
Centrifugal pump, single-suction, single stage
Bahan Konstruksi
Carbon Steel SA-283 Grade C
Kapasitas
118,425 gal/min
Efisiensi
63 %
Dimensi
NPS
= 2,5 in
Sch
= 40 in
Panjang pipa lurus (L) : 3 m Jumlah globe valve
: 1 unit
Standar elbow 90o
: 3 unit
Jumlah gate valve
: 1 unit
Beda ketinggian
: 2m
Power
1 hp
NPSH
2,483 m
Jumlah
2 buah (1 cadangan)
f. Pompa Utilitas 6 (PU-06) Tabel D.41 Spesifikasi pompa utilitas (PU – 06)
D.103 Alat
Pompa Utilitas
Kode
PU-06
Fungsi
Memompa air dari tangki air filter ke Cold Basin dan Domestic Water and Hydrant
Jenis
Centrifugal pump, single-suction, single stage
Bahan Konstruksi
Carbon Steel SA-283 Grade C
Kapasitas
749,115 gal/min
Efisiensi
82 %
Dimensi
NPS
= 6 in
Sch
= 40 in
Panjang pipa lurus (L) : 100 m Jumlah globe valve
: 1 unit
Standar elbow 90
o
: 6 unit
Jumlah gate valve
: 1 unit
Beda ketinggian
: 2m
Power
5 hp
NPSH
3,161 m
Jumlah
2 buah (1 cadangan)
g. Pompa Utilitas 7 (PU-07) Tabel D.42 Spesifikasi pompa utilitas (PU – 07) Alat Pompa Utilitas Kode
PU-07
Fungsi
Memompa air dari tangki air filter ke cation exchanger
Jenis
Centrifugal
pump,
single-suction,
stage Bahan Konstruksi
Carbon Steel SA-283 Grade C
Kapasitas
63,034 gal/min
Efisiensi
70 %
Dimensi
NPS
= 4 in
Sch
= 40 in
single
D.104 Panjang pipa lurus (L) : 100 m Jumlah globe valve
: 1 unit
Standar elbow 90o
: 6 unit
Jumlah gate valve
: 1 unit
Beda ketinggian
: 2m
Power
2 hp
NPSH
1,631 m
Jumlah
2 buah (1 cadangan)
h. Pompa Utilitas 08 (PU-08) Tabel D.43 Spesifikasi pompa utilitas (PU – 08) Alat Pompa Utilitas Kode
PU-08
Fungsi
Memompa air dari hot basin menuju cooling tower
Jenis
Centrifugal pump, double-suction, single stage
Bahan Konstruksi
Carbon Steel SA-283 Grade C
Kapasitas
187,142 gal/min
Efisiensi
83 %
Dimensi
NPS
= 6 in
Sch
= 40 in
Panjang pipa lurus (L) : 5 m Jumlah globe valve
: 1 unit
Standar elbow 90
o
: 2 unit
Jumlah gate valve
: 2 unit
Beda ketinggian
: 4m
Power
7,5 hp
NPSH
3,368 m
Jumlah
2 buah (1 cadangan)
D.105 i. Pompa Utilitas 09 (PU-09) Tabel D.44 Spesifikasi pompa utilitas (PU – 09) Alat Pompa Utilitas Kode
PU-09
Fungsi
Memompa air dari cooling tower menuju cold basin
Jenis
Centrifugal pump, double-suction, single stage
Bahan Konstruksi
Carbon Steel SA-283 Grade C
Kapasitas
187,142 gal/min
Efisiensi
83 %
Dimensi
NPS
= 6 in
Sch
= 40 in
Panjang pipa lurus (L) : 50 m Jumlah globe valve
: 1 unit
Standar elbow 90o
: 2 unit
Jumlah gate valve
: 1 unit
Beda ketinggian
: 2m
Power
5 hp
NPSH
3,368 m
Jumlah
2 buah (1 cadangan)
j. Pompa Utilitas 10 (PU-10) Tabel D.45 Spesifikasi pompa utilitas (PU – 10) Alat Pompa Utilitas Kode
PU-10
Fungsi
Memompa air dari cold basin menuju peralatan yang membutuhkan cooling water
Jenis
Centrifugal
pump,
single-suction,
stage Bahan Konstruksi
Carbon Steel SA-283 Grade C
Kapasitas
187,142 gal/min
single
D.106 Efisiensi
83 %
Dimensi
NPS
= 6 in
Sch
= 40 in
Panjang pipa lurus (L) : 50 m Jumlah globe valve
: 1 unit
Standar elbow 90o
: 4 unit
Jumlah gate valve
: 1 unit
Beda ketinggian
: 2m
Power
5 hp
NPSH
3,368 m
Jumlah
2 buah (1 cadangan)
k. Pompa Utilitas 11 (PU-11) Tabel D.46 Spesifikasi pompa utilitas (PU – 11) Alat Pompa Utilitas Kode
PU-11
Fungsi
Memompa air dari tangki penyimpanan kondensat menuju kation exchanger
Jenis
Centrifugal pump, double-suction, single stage
Bahan Konstruksi
Carbon Steel SA-283 Grade C
Kapasitas
147,915 gal/min
Efisiensi
80 %
Dimensi
NPS
= 6 in
Sch
= 40 in
Panjang pipa lurus (L) : 5 m Jumlah globe valve
: 1 unit
Standar elbow 90o
: 3 unit
Jumlah gate valve
: 1 unit
Beda ketinggian
: 2m
Power
2 hp
NPSH
2,879 m
D.107 Jumlah
2 buah (1 cadangan)
l. Pompa Utilitas 12 (PU-12) Tabel D.47 Spesifikasi pompa utilitas (PU – 12) Alat Pompa Utilitas Kode
PU-12
Fungsi
Memompa air dari kation exchanger menuju anion exchanger
Jenis
Centrifugal pump, double-suction, single stage
Bahan Konstruksi
Carbon Steel SA-283 Grade C
Kapasitas
63,034 gal/min
Efisiensi
75 %
Dimensi
NPS
= 4 in
Sch
= 40 in
Panjang pipa lurus (L) : 3 m Jumlah globe valve
: 1 unit
Standar elbow 90o
: 4 unit
Jumlah gate valve
: 1 unit
Beda ketinggian
: 4m
Power
2 hp
NPSH
1,631 m
Jumlah
2 buah (1 cadangan)
m. Pompa Utilitas 13 (PU-13) Tabel D.48 Spesifikasi pompa utilitas (PU – 13) Alat Pompa Utilitas Kode
PU-13
Fungsi
Memompa air dari anion exchanger ke tangki air proses dan deaerator
Jenis
Centrifugal pump, double-suction, single
D.108 stage Bahan Konstruksi
Carbon Steel SA-283 Grade C
Kapasitas
63,034 gal/min
Efisiensi
75 %
Dimensi
NPS
= 4 in
Sch
= 40 in
Panjang pipa lurus (L) : 3 m Jumlah globe valve
: 1 unit
Standar elbow 90o
: 4 unit
Jumlah gate valve
: 1 unit
Beda ketinggian
: 2 m
Power
1 hp
NPSH
1,631 m
Jumlah
2 buah (1 cadangan)
n. Pompa Utilitas 14 (PU-14) Tabel D.49 Spesifikasi pompa utilitas (PU – 14) Alat Pompa Utilitas Kode
PU-14
Fungsi
Memompa air dari demineralisasi menuju tangki air proses
Jenis
Centrifugal pump, double-suction, single stage
Bahan Konstruksi
Carbon Steel SA-283 Grade C
Kapasitas
48,242 gal/min
Efisiensi
69 %
Dimensi
NPS
= 3 in
Sch
= 40 in
Panjang pipa lurus (L) : 10 m Jumlah globe valve
: 1 unit
Standar elbow 90
o
: 2 unit
Jumlah gate valve
: 2 unit
D.109 Beda ketinggian Power
2 hp
NPSH
1,364 m
Jumlah
2 buah (1 cadangan)
: 4m
o. Pompa Utilitas 15 (PU-15) Tabel D.50 Spesifikasi pompa utilitas (PU – 15) Alat Pompa Utilitas Kode
PU-15
Fungsi
Memompa keluaran dari DA-01 ke tangki air boiler
Jenis
Centrifugal pump, double-suction, single stage
Bahan Konstruksi
Carbon Steel SA-283 Grade C
Kapasitas
14,792 gal/min
Efisiensi
63 %
Dimensi
NPS
= 1,5 in
Sch
= 40 in
Panjang pipa lurus (L) : 25 m Jumlah globe valve
: 1 unit
Standar elbow 90o
: 2 unit
Jumlah gate valve
: 1 unit
Beda ketinggian
: 5m
Power
1 hp
NPSH
0,62 m
Jumlah
2 buah (1 cadangan)
p. Pompa Utilitas 16 (PU-16) Tabel D.51 Spesifikasi pompa utilitas (PU – 16) Alat Pompa Utilitas Kode
PU-16
D.110 Fungsi
Memompa air demineralisasi menuju boiler
Jenis
Centrifugal pump, double-suction, single stage
Bahan Konstruksi
Carbon Steel SA-283 Grade C
Kapasitas
14,792 gal/min
Efisiensi
63 %
Dimensi
NPS
= 1,5 in
Sch
= 40 in
Panjang pipa lurus (L) : 3 m Jumlah globe valve
: 1 unit
Standar elbow 90o
: 2 unit
Jumlah gate valve
: 1 unit
Beda ketinggian
: 2m
Power
1 hp
NPSH
0,62 m
Jumlah
2 buah (1 cadangan)
B. Unit Penyediaan Udara Instrument 1. Compressor (CP-01) Fungsi : Mengalirkan udara dari lingkungan ke area proses untuk kebutuhan instrumentasi. Tipe
: Centrifugal Compressor
Kebutuhan Udara Tekan Dalam pabrik Urea formaldehid, udara tekan dibutuhkan untuk menggerakkan instrumen – instrumen kontrol. Udara tekan yang diperlukan didistribusi pada tekanan 15 – 20 psig serta dalam kondisi kering dan bersih. (Kern, hal.768).
D.111 Dalam pabrik Urea formaldehid terdapat sekitar 33 alat kontrol yang memerlukan udara tekan untuk menggerakkannya, sehingga kebutuhan udara tekan pada pabrik ini diperkirakan mencapai 55,440 m3/jam. Mekanisme atau proses untuk membuat udara tekan dapat diuraikan berikut ini : Udara lingkungan ditekan dengan menggunakan kompresor (CP–01) yang dilengkapi dengan filter (penyaring) udara hingga mencapai tekanan 20 psig, kemudian dilewatkan dalam tumpukan silika gel sehingga diperoleh udara kering. Selanjutnya udara kering tersebut dialirkan pada alat kontrol yang memerlukannya.
Udara pneumatik
= 28 L/min
Jumlah alat kontrol = 33 buah Kebutuhan udara
= 28 × 33 = 924 L/min (55,440 m3/jam)
Overdesign
= 20%
Total udara pneumatik = 66,528 m3/jam = 0,018 m3/s
Kecepatan Molar Udara Diketahui : V = 66,528 m3/jam P = 1 atm T = 30 oC (303,15 K) R = 82,057.10-3 m3.atm/kgmol.K n
=
PV RT
(Considin, 1993)
D.112
=
1 66,528 82,057.10 3 303,15
= 2,674 kmol/jam = 77,478 kg/jam Menentukan temperatur keluaran kompressor, T2 Dari Fig. 3.6 (coulson, 1983), diperoleh efisiensi (η)
η = 65 % T1 = 30 oC (303,15 K) P1 = 1 atm (1,013 bar) P2 = 2,36 atm (2,392 bar) Temperatur keluar kompressor:
P T2 = T1 2 P1
m
(Coulson, 1983 hal 79)
Untuk kompresi: m =
γ
=
1 Ep Cp , Cv
(Coulson, 1983 hal 79)
D.113 = 1,4 (udara) Sehingga: m =
1,4 1 1,4 0,65
= 0,44
2,36 T2 = 303,15 1
0 , 44
= 442,155 K = 169,005 oC Koreksi temperatur keluar kompressor: Diketahui data udara (Chemcad 5.2.0) : Tc = -40,7 oC = 232,45 K Tr mean =
=
T1 T2 2Tc 303,15 442,155 2 232,45
= 1,603 Pc = 37,246 atm = 37,740 bar Pr mean =
=
P1 P2 2Pc 1,013 2,392 2 37,74
= 0,045
Kapasitas panas udara (Chemcad 5.2.0) :
D.114
Tmean =
=
T1 T2 2
303,15 442,155 2
= 372,653 K 2
C
o P
(3.012 / T ) (1.484 / T ) = 28.958 9.390 7.580 sinh(3.012 / T ) cosh(1.484 / T )
= 29.125,243 J/kmol.K = 29,125 kJ/kmol.K
2
D.115 Koreksi untuk tekanan dari Fig.3.2 (Coulson, 1983 hal 63) :
Untuk Tr = 1,603 dan Pr = 0,045 maka : Cp - C oP = 0,26 kJ/kmol.K Sehingga : Cp = 0,26 + 29,125 = 29,385 kJ/kmol.K Dari Fig.3.8. (Coulson, 1983 hal 76) :
Untuk Tr = 1,603 dan Pr = 0,045 maka : z =1 Dari Fig.3.9. (Coulson, 1983 hal 77) :
D.116
Untuk Tr = 1,603 dan Pr = 0,045 maka : x = 0,02 Dari Fig.3.10. (Coulson, 1983 hal 78) :
Untuk Tr = 1,603 dan Pr = 0,045 maka : y
=1
D.117
m =
=
z R 1 x Cp Ep
(Coulson, 1983 hal 79)
1 8,314 1 0,02 29,385 0,65
= 0,441
2,36 T2 = 303,15 1
0 , 441
= 442,678 K = 169,528 oC
Power compressor
z R T1 n P2 -W = M n 1 P1
n 1 n
1 1 m
n
=
n
= 1,789
1
(Coulson, 1983 hal 73)
(Coulson, 1983 hal 79)
1, 7891 1 8,314 303,15 1,789 2,36 1, 789 1 -W = 28,97 1,789 1 1
= -133 kJ/kmol W = 133 kJ/kmol
Actual work required : Waktual = 133 kJ/kmol / 65%
D.118 = 204,616 kJ/kmol
Power yang dibutuhkan : P = Waktual x n = 204,616 kJ/kmol x 2,674 kmol/Jam = 547,231 kJ/jam = 0,152 kW = 0,204 hp
Tabel D.59 Spesifikasi Compressor (CP-01) Alat Compressor Kode
CP– 01
Jenis
Centrifugal compressor
Kapasitas
119,739 kg/jam udara
Power
0,5 hp
Bahan Konstruksi
Cast iron
Jumlah
1 buah
C. Unit Pembangkit dan Pendistribusian Listrik 1. Perhitungan Kebutuhan Listrik Perhitungan kebutuhan listrik adalah sebagai berikut: a. Kebutuhan penerangan Dari Chemical Engineer’s Handbook, 3rd ed, direkomendasikan untuk perhitungan penerangan digunakan satuan lumen. Dengan menetapkan jenis lampu yang digunakan, maka dapat dihitung jumlah listrik yang
D.119 harus disediakan untuk penerangan. Untuk menentukan besarnya tenaga listrik digunakan persamaan :
L
aF UD
Keterangan : L : Lumen per outlet. a : Luas area, ft2 F : food candle yang diperlukan ( tabel 13, perry 3th ) U : Koefisien utilitas (Tabel 16, perry 3th) D : Effisiensi lampu (Tabel 16, perry 3th)
Kebutuhan penerangan area dalam bangunan Tabel D.60 Kebutuhan penerangan untuk area dalam bangunan Luas Area Bangunan F U D Lumen (m2) (ft2) Pos Keamanan Mushola Kantin Kantor Klinik Ruang Kontrol Laboratorium Bengkel GSG Gudang Perumahan Total
100 250 500 2.500 100 1.000 1.000 1.500 1.000 1.000 5.000
1.076,391 2.690,978 5.381,955 26.909,775 1.076,391 10.763,910 10.763,910 16.145,865 10.763,910 10.763,910 53.819,550
20 10 10 20 20 35 35 10 10 5 20
0,50 0,55 0,51 0,58 0,55 0,60 0,60 0,53 0,51 0,52 0,55
13.950 150.156,545
0,80 53.819,550 0,80 61.158,580 0,80 131.910,662 0,80 1.159.904,095 0,80 48.926,864 0,80 784.868,438 0,80 784.868,438 0,80 380.798,703 0,80 263.821,324 0,80 129.373,918 0,80 2.446.343,182 6.245.793,751
Untuk semua area dalam bangunan direncanakan menggunakan lampu fluorescent 40 Watt, dimana 1 buah instant starting daylight 40 Watt mempunyai 1.960 lumen. Jumlah listrik area dalam bangunan = 6.245.793,751 Lumen
D.120 Sehingga jumlah lampu yang dibutuhkan :
6.245.793,751 1.960
= 3.186,629 buah = 3.187 buah
Daya
= 40 Watt × 3.187 = 127.480 Watt (127,48 kW)
Kebutuhan penerangan area luar bangunan Tabel D.61 Kebutuhan penerangan untuk area luar bangunan Luas Area Non Bangunan Proses Utilitas Area Pengembangan Jalan & Taman Total
2
(m ) (ft2) F U D Lumen 10.000 107.639,100 10 0,59 0,80 2.280.489,407 5.000 53.819,550 10 0,59 0,80 1.140.244,703 10.000 107.639,100 0 0,00 0,80 0,000 3.500 37.673,685 5 0,53 0,80 444.265,153 28.500 306.771,435
3.864.999,263
Untuk semua area di luar bangunan direncanakan menggunakan lampu mercury 250 watt, dimana 1 buah instant starting daylight 250 Watt mempunyai 10.000 lumen. Jumlah listrik area di luar bangunan sebesar 3.864.999,263 Lumen Jumlah lampu yang dibutuhkan =
3.864.999,263 10.000
= 386,5 buah = 387 buah
D.121 Daya = 250 Watt × 387 = 96.750 Watt (96,75 kW)
Kebutuhan listrik lainnya Kebutuhan listrik lainnya (barang elektronik kantor : AC, komputer dll) diperkirakan sebesar 20.000 Watt Total kebutuhan penerangan = Kebutuhan area bangunan + Kebutuhan area luar bangunan + Kebutuhan listrik lain = 127,48 kW + 96,75 kW + 20 kW = 244,230 kW
b. Kebutuhan listrik untuk proses Tabel D.62 Kebutuhan listrik untuk alat proses No 1. 2. 3. 4 5. 6. 7 8 9 10 11 12
Nama Alat Mixing Tank I Reaktor 2 Bucket Elevator Belt Conveyor Blower I Blower II Blower III Blower IV Pompa 1 Pompa 2 Pompa 3 Pompa 4
Kode
Jumlah
Daya/ alat
MT-101 RE-202 BE-401 BC-401 BL-101 BL-102 BL-103 BL-201 PP-101 PP-102 PP-103 PP-301
1 1 1 1 1 1 1 1 1 1 1 1
0.5 21,15 4,0 2,0 225 325 1,0 250 0,5 0,5 10,0 30,0
hp 0.5 21,15 4,0 2,0 225 325 1,0 250 0,5 0,5 10,0 30,0
869,65
869,65
Total
c. Kebutuhan listrik untuk utilitas Tabel D.63 Kebutuhan listrik untuk alat utilitas
Daya kW 0.67 28.36 5.36 2.68 301.73 435.83 1.34 335.26 0.67 0.67 13.41 40.23
1166,22
D.122 Daya Watt
No
Nama Alat
Jumlah
Daya/ alat
hp
1. 2. 3. 4. 5. 6. 7. 8. 9. 10. 11. 12. 13. 14. 15. 16. 17. 18. 19. 20. 21. 22.
Unit Air dan Steam : Bak Penggumpal Boiler Motor tangki dispersant Motor tangki inhibitor Motor tangki NaOH Blower Pompa utilitas 1 Pompa utilitas 2 Pompa utilitas 3 Pompa utilitas 4 Pompa utilitas 5 Pompa utilitas 6 Pompa utilitas 7 Pompa utilitas 8 Pompa utilitas 9 Pompa utilitas 10 Pompa utilitas 11 Pompa utilitas 12 Pompa utilitas 13 Pompa utilitas 14 Pompa utilitas 15 Pompa utilitas 16 Unit Udara Tekan : Kompressor udara
1 1 1 1 1 1 2 2 2 2 2 2 2 2 2 2 2 2 2 2 2 2
6,0 4,0 25,0 58,0 1,0 3,0 30,0 5,0 5,0 3,0 1,0 5,0 2,0 7,5 5,0 5,5 2,0 2,0 1,0 2,0 1,0 1,0
6,0 4,0 25,0 58,0 1,0 3,0 30,0 5,0 5,0 3,0 1,0 5,0 2,0 7,5 5,0 5,5 2,0 2,0 1,0 2,0 1,0 1,0
4.474,20 2.982,80 18.642,50 43.250,60 745,70 2.237,10 44.742,00 7.457,00 7.457,00 4.474,20 1.491,40 7.457,00 2.982,80 11.185,50 7.457,00 7.457,00 2.982,80 2.982,80 1.491,40 2.982,80 1.491,40 1.491,40
0,5
0,5
372,85
177,0
201,5
23. Total
208.050,30
Total Kebutuhan Listrik Pabrik = Kebutuhan penerangan + Kebutuhan proses + Kebutuhan utilitas = 371,71 kW + 1166,22 kW + 208,050 kW = 1745,98 kW Over Design : 20% Total listrik = 1,2 x 1745,98 kW
D.123 = 2095,176 kW = 2,095 MW Jadi total kebutuhan listrik pabrik ± 2,095 MW 2. Spesifikasi Peralatan Unit Penyedia Listrik a. Generator Fungsi : Membangkitkan listrik untuk keperluan pabrik Kebutuhan listrik total = 2,095 MW Efisiensi = 80 % Kapasitas Genset =
2,095 MW Kebutuhan listrik total = Efisiensi 0,8
= 2618,97 kW = 2,61897 MW Tenaga generator = 8.879.465 Btu/jam Kebutuhan bahan bakar : Jenis bahan bakar = solar Densitas
= 54,312 lb/ft3 = 870 kg/m3
Heating value
= 18.774,941 btu/lbm
Spesific gravity
= 0,869
Fuel oil yang dibutuhkan = 472,94 lb/jam = 214,94 kg/jam = 0,247 m3/jam = 247 L/jam
Tabel D.64 Spesifikasi Gen Set (GS-501) Nama Alat Generator Kode
GS-401
Fungsi
Pembangkit tenaga listrik
Kapasitas
2,61897 MW
Efisiensi
80 %
D.124 Bahan Bakar
Solar
Material
Stainless Steel Tipe 316
Kebutuhan Bahan Bakar
247 liter/jam
Jumlah
1 buah
2) Tangki Bahan Bakar Fungsi
: Menampung bahan bakar solar untuk kebutuhan boiler dan generator pada tekanan 1 atm
Jenis Tangki
: Silinder tegak (vertikal)
Menentukan kapasitas tangki Jumlah solar : Solar = 247 liter/jam = 0,247 m3/jam
Persediaan untuk 240 jam : Solar = 0,247 m3/jam x 240 jam = 59,28 m3 = 2093,453 ft3 = 59280 L Volume tangki : Over desain
= 20 %
Vtangki = 1,2 x 59,28 = 71,136 m3 = 2512,144 ft3
Menentukan dimensi tangki
D.125 Vtangki
= Vshell + Vtutup = ¼ π D2 H + 0,000049 D3 + ¼ π D2 sf
Atangki
= Ashell + Atutup = (¼ π D2 + π D H) + 0,842 D2
Keteragan : D = diameter tangki, in sf = straight flange, in (dipilih sf = 2 in)
Menentukan rasio Hs/D : Berdasarkan Tabel 4-27 Ulrich 1984, dimana :
Hs <2 D
(Ulrich, 1984)
Rasio H/D yang diambil adalah rasio yang memberikan luas tangki yang paling kecil. Hasil trial rasio H/D terhadap luas tangki dapat dilihat pada tabel berikut.
Tabel D.65 hasil trial Hs/D terhadap luas tangki Trial H/D D (ft) H (ft) A (ft2) Vsilinder , ft3 Vhead, ft3 1 2 3 4 5 6 7 8 9 10 11 12
0.50 0.60 0.65 0.67 0.68 0.69 0.70 0.72 0.80 1.20 1.40 1.50
20.427 19.424 18.991 18.828 18.748 18.670 18.594 18.444 17.889 15.851 15.120 14.802
10.214 11.655 12.344 12.615 12.749 12.883 13.015 13.279 14.311 19.021 21.169 22.203
1,334.000 1,324.708 1,322.856 1,322.516 1,322.422 1,322.377 1,322.378 1,322.510 1,324.554 1,355.529 1,377.019 1,388.378
3,345.487 3,451.875 3,494.684 3,510.289 3,517.799 3,525.123 3,532.269 3,546.049 3,595.184 3,751.690 3,799.167 3,818.536
721.705 620.546 579.916 565.117 557.997 551.056 544.284 531.230 484.732 337.222 292.705 274.584
Vsf, ft3
Vtotal (ft3)
54.592 49.364 47.185 46.379 45.988 45.606 45.232 44.505 41.869 32.873 29.912 28.664
4,121.785 4,121.785 4,121.785 4,121.785 4,121.785 4,121.785 4,121.785 4,121.785 4,121.785 4,121.785 4,121.785 4,121.785
D.126 1.40 15.107 21.209 1,377.458 1.49 14.840 22.076 1,386.959 1.57 14.590 22.926 1,396.637
3,799.972 3,816.271 3,830.968
291.952 276.702 262.967
29.861 28.812 27.850
Rasio H/D Optimum 850 840
Luas, A
13 14 15
830
820 810 800 790 0
0.5
1
1.5
2
H/D
Gambar D.10 Rasio H/D optimum terhadap luas tangki
Terlihat bahwa rasio H/D yang memberikan luas tangki yang paling kecil yaitu 0,65 - 0,72. Maka untuk selanjutnya digunakan rasio Hs/D = 0,69. D = 18,67 ft = 224,044 in = 5,69 m Dstandar = 20 ft (2400 in) H = 12,88 ft = 154,59 in = 3,92 m Hstandar = 12 ft (144 in)
4,121.785 4,121.785 4,121.785
D.127 Menentukan jumlah courses Lebar plat standar yang digunakan : L = 72 in
(Appendix E, item 3, B & Y)
= 6 ft Jumlah courses =
12 ft 6 ft
= 2 buah Menentukan Tinggi Cairan di dalam Tangki Vshell = ¼ π D2 H = ¼ π (20 ft)2.12 ft = 3.768 ft3 Vdh = 0,000049 D3 = 0,000049 (240)3 = 677,376 ft3 Vsf = ¼ π D2 sf = ¼ π.(240)2.2 = 90.432 in3 = 52,333 ft3 Vtangki baru = Vshell + Vdh + Vsf = 3.768 + 677,376 + 52,333 = 3.378,732 ft3 Vruang kosong = Vtangki baru - Vliquid = 3.378,732 – 3.434,82 = 1.062,889 ft3
D.128 Vshell kosong = Vruang kosong – (Vdh + Vsf) = 1.062,889 – (677,376 + 52,333) = 333,180 ft3 Hshell kosong =
=
4.Vshell kosong π.D 2
4 333,180 17,5 2
= 1,061 ft Hliquid
= Hshell – Hshell kosong = 12 – 1,061 = 10,939 ft
Menenetukan Tekanan desain Ketebalan shell akan berbeda dari dasar tangki sampai puncak. Hal ini karena tekanan zat cair akan semakin tinggi dengan bertambahnya jarak titik dari permukaan zat cair tersebut ke dasar tangki. Sehingga tekanan paling besar adalah tekanan paling bawah. Tekanan desain dihitung dengan persamaan : Pabs = Poperasi + Phidrostatis
Tekanan hidrostatis : ρsolar
Phidrostatis
= 54,312 lb/ft3
=
g g H 144
D.129
10,939 ft 54,31 lb/ft 3 9,81 9,81 = 144 = 4,331 psi
Poperasi = 14,696 psi Pabs
= Poperasi + Phidrostatis = 14,696 + 4,126 = 18,822 psi
Tekanan desain 5 -10 % di atas tekanan kerja normal/absolut (Coulson, 1988 hal. 637). Tekanan desain yang dipilih 10 % diatasnya. Tekanan desain pada courses ke-1 adalah: Pdesain = 1,1 x Pabs = 1,1 x 18,822 psi = 20,704 psi Berikut ini adalah tabel perhitungan tekanan desain untuk setiap courses : Tabel D.66 Tekanan Desain untuk Setiap Courses Course H (ft) HL (ft) Phid (psi) Pabsolute (psi) 1 12 10,939 4,126 18,822 2 6 4,939 1,863 16,559
Pdesain (psi) 20,704 18,215
Menentukan Tebal Shell Untuk menentukan tebal shell, persamaan yang digunakan adalah : ts =
P.d c 2.( f .E 0,6 P)
keterangan :
(Brownell & Young,1959.hal.256)
D.130 ts = Tebal shell, in P = Tekanan dalam tangki, psi f = Allowable stress, psi d = Diameter shell, in E = Efisiensi pengelasan c = Faktor korosi, in Dari Tabel 13.1 & 13.2 pada 20-650 oF, Brownell and Young, 1959 diperoleh data : f = 12.650 psi E = 85% single-welded butt joint with backing strip, no radiographed C = 0,125 in/10 tahun
(tabel 6, Timmerhaus,1991:542)
Menghitung ketebalan shell (t s) pada courses 1: ts =
20,704 psi x 240 in 2 x((12.650 psi x 0,85 ) - (0,6 20,704))
+ 0,125 in
= 0,356 in (digunakan plat standar 0,375 in)
Tabel D.67 Ketebalan shell masing-masing courses Course H (ft) Pdesain (psi) ts (in) 1 12 20,704 0,356 2 6 18,215 0,328
ts standar (in) 0,375 0,375
Desain Head (Desain Atap) Bentuk atap yang digunakan adalah torispherical flanged and dished head. Jenis head ini untuk mengakomodasi kemungkinan naiknya temperatur di dalam tangki sehingga mengakibatkan naiknya tekanan dalam tangki, karena naiknya temperatur lingkungan menjadi lebih dari 1 atm. Untuk
D.131 torispherical flanged dan dished head, mempunyai rentang allowable pressuse antara 15 psig (1,0207 atm) sampai dengan 200 psig (13,6092 atm) (Brownell and Young, 1959). OD
b = tinngi dish
OA
icr
A
sf
B
ID
t
a
r
C
Gambar D.11 Torispherical flanged and dished head. Diketahui : rc = 180 in
(Brownell dan Young: 91)
icr = 14,438 in
Maka : w =
1 180 . 3 4 14,438
= 1,633 in
Menentukan tebal head dengan menggunakan persamaan (Brownell and Young, 1959,hal. 258): th =
P.rc .w C 2 fE 0,2 P
D.132
th =
20,704 180 1,633 0,125 (2 12.650 0,85) (0,2 20,704)
= 0,408 in (dipakai plat standar 0,4375 in)
Untuk th = 0,4375 in, Dari Tabel 5.8 (Brownell and Young, 1959) diperoleh sf = 1,5 – 3,5 in. Direkomendasikan nilai sf = 2 in Keterangan : th = Tebal head (in) P = Tekanan desain (psi) rc = Radius knuckle, in icr = Inside corner radius ( in) w = stress-intensitication factor E = Effisiensi pengelasan C = Faktor korosi (in) Depth of dish (b) (Brownell and Young,1959.hal.87) :
ID icr b = rc (rc icr ) 2
2
2
2
180 14,438 = 52,456 in = 180 (180 14,438) 2 2
Tinggi Head (OA) : OA = th + b + sf OA = 0,4375 + 52,456 + 2 = 54,893 in = 4,57 ft
(Brownell and Young,1959.hal.87)
D.133 Menentukan Tinggi Total Tangki Untuk mengetahui tinggi tangki total digunakan persamaan: Htotal
= Hshell + Hhead = 144 + 54,893 = 198,893 in = 16,574 ft
Tabel D.68 Spesifikasi Tangki Bahan Bakar Alat Tangki Bahan Bakar Fungsi
Menampung bahan bakar solar untuk kebutuhan generator selama 10 hari
Bentuk
Silinder tegak (vertikal)
Kapasitas
116,720 m3
Dimensi
Diameter shell (D)
= 20 ft
Tinggi total
= 4,574 ft
Tebal shell (ts)
= 0,375 in
Tebal head
= 0,4375 in
Tekanan Desain
20,704 psi
Bahan konstruksi
Carbon Steel SA-283 Grade C
Jumlah
1 buah
LAMPIRAN E INVESTASI DAN EVALUASI EKONOMI Perhitungan evaluasi ekonomi meliputi : 1. Modal keseluruhan (Total Capital Investment)
Modal tetap (Fixed Capital)
Modal kerja (Working Capital)
2. Biaya produksi (Manufacturing Cost)
Biaya produksi langsung (Direct Production Cost)
Biaya produksi tetap (Fixed Charges)
Biaya produksi tidak langsung (Indirect Mnufacturing Cost)
3. Pengeluaran umum (General Expense) 4. Analisa keuntungan 5. Analisa Kelayakan
Percent Return On Investment (ROI)
Pay Out Time (POT)
Break Even Point (BEP)
Shut Down Point (SDP)
Discounted Cash Flow Rate of Return (DCF)
Net Present Value (NPV)
E.2
Basis yang diambil adalah : 1. Kapasitas produksi 28.000 ton/tahun 2. Pabrik beroperasi selama 330 hari/tahun 3. Masa konstruksi pabrik selama 2 tahun. Konstruksi dilakukan mulai awal tahun 2015 sampai akhir tahun 2016. Pabrik mulai beroperasi pada awal tahun 2017. 4. Tahun pertama konstruksi dikeluarkan investasi sebesar 80 % dan tahun kedua sebesar 20 %. 5. Nilai rongsokan (salvage value) sama dengan nol. 6. Biaya kerja (Working Capital) pada tahun kedua konstruksi. 7. Nilai kurs $1 = Rp 11.432,00 (www.bi.go.id) 8. Kapasitas produksi tahun pertama sebesar 70 % dari kapasitas rancangan, tahun kedua 90 %, tahun ketiga dan seterusnya 100 %. 9. Suku bunga pinjaman bank sebesar 15 % dan konstan selama pabrik beroperasi. 10. Chemical Engineering Index (CE Indeks) tahun 2015 adalah 741,83. 11. Harga-harga peralatan pabrik menggunakan referensi grafik yang dibuat pada beberapa buku dengan indeks harga tertentu. 12. Metode yang digunakan dalam melakukan analisa ekonomi adalah metoda linier dan Discounted Cash Flow (DCF).
E.3
A. Perkiraan Harga Alat Harga Peralatan dihitung dengan indeks harga: Cx = Cy x
Ix Iy
(Ulrich, 1984)
Keterangan: Cx = harga alat pada tahun x Cy = harga alat pada tahun y Ix = indeks harga pada tahun x Iy = indeks harga pada tahun y
Harga alat untuk jenis yang sama dengan kapasitas berbeda dapat dihitung dengan menggunakan sixtenth factor rule:
b Cb Ca a
0,6
(Ulrich, 1984)
Keterangan: Ca = harga alat pada pada kapasitas a Cb = harga alat pada pada kapasitas b
Harga alat untuk tahun A dapat diperoleh dari buku Peters, M.S and Timmerhaus, K.D. (1990) (Cost Index = 356), Ulrich (1982) (Cost Index = 315), dan website www.matche.com (2007) (Cost Index = 400,749. Sementara itu, untuk indeks harga peralatan diperoleh dari www.CHF.com yang tertera pada tabel berikut.
E.4
Tabel E.1. Indeks harga peralatan No Tahun Index 1 2001 394,3 2 2002 395,6 3 2003 402,0 4 2004 444,2 5 2005 468,2 6 2006 499,6 7 2007 525,4 8 2008 575,4 Sumber : www.che.com/pci (as Published in Chemical Engineering Magazine)
Chemical Engineering Plant Cost Index 700 600
Index
500 400 300
y = 26,58x - 52835 R² = 0,950
200
100 0 2000
2001
2002
2003
2004
2005
2006
2007
2008
Tahun
Gambar E.1 Kurva Chemical engineering plant cost index
Dengan asumsi bahwa perubahan harga indeks peralatan tiap tahun terjadi secara linier maka dengan pendekatan linier diperoleh indeks harga peralatan pada tahun 2015 adalah sebesar 741,83.
E.5
Contoh Perhitungan : Pompa Proses (PP-101) Tipe
= Centrifugal Pump
Shaft Power
= 10 hp
Harga Alat, Cp1982
= $ 4.000
Cp2015
I = Cp1982 2015 I 1982
(Grafik 5-49, Ulrich, 1982)
741,83 = 4.000 315
= $ 9.0821,90 Faktor bare modul, FBM = 3,2 CBM
(Grafik 5-51 Ulrich, 1982)
= Cp2015 FBM = $ 9.0821,90 3,2 = $ 29.062,09 = Rp. 279.490.169,9
Perincian harga alat-alat proses dan utilitas dapat dilihat pada Tabel berikut: Tabel E.2 Harga Peralatan Proses Jumlah Harga 2015 No. Kode Alat (n) (Cp),$ a 1 TP-101 1 77.747,152 2 PP-101b 1 9.420,127 3 PP-102b 1 11.775,159 4 PP-103b 1 11.775,159 5 PP-301b 1 13.659,184 a 6 RE-201 1 208.380,618 7 RE-202 a 1 166.704,494 c 8 VP-101 1 178.078,000 9 MT-101 a 1 72.933,216 c 10 SE-201 1 46.278,067 11 FE-101 c 1 10.181,175 c 12 BE-101 1 19.066,563 13 CO-201 c 1 5.553,368 14 CO-301 c 1 21.851,123
FBM 1 3,2 3,2 3,2 3,2 1 1 1 1 1 1 2,4 1 1
CBM = n x FBM x Cp,$ 77.747,152 30.144,406 37.680,508 37.680,508 43.709,389 416.761,236 333.408,989 178.078,000 72.933,216 46.278,067 10.181,175 45.759,752 5.553,368 21.851,123
E.6
15 16 17 18 19 20 21 22
HE-101 c HE-102 c BL-101 a BL-102 a BL-103 a BL-201 a W-101 a TP-301
1 23.332,021 1 23.702,245 1 2.210,030 1 2.109,574 1 1.521,312 1 2.149,756 1 139.759,761 1 93.831,153 Total Biaya
1 23.332,021 1 23.702,245 1 2.210,030 1 2.109,574 1 1.521,312 1 2.149,756 1 79.759,761 1 93.831,153 $ 1.491.374,961 Rp 17.049.398.559,223
Sumber: a = Timmerhaus 1990 b = Ulrich 1982 c = www.matche.com
Tabel E.3 Harga Peralatan Utilitas No. Alat 1 Bak Sedimentasi a 2 Bak Penggumpal a 3 Clarifier b 4 Sand Filter b 5 Tangki Alum c 6 Tangki Kaporit c 7 Tangki NaOH c 8 Tangki Air Filter c 9 Tangki Air Dosmetik c 10 Tangki Air hidran c 11 Tangki Inhibitor c 12 Tangki Dispersant c 13 Tangki Kondensat c 14 Tangki Air Boiler c 15 Tangki Asam Sulfat c 16 Tangki Hidrazin c 17 Tangki Air Demin c 18 Tangki Air Proses c 19 Tangki Solar c 20 Cooling Tower b 21 Cation Exchanger b 22 Anion Exchanger b 23 Mixed Bed Ion Exchanger b 24 Deaerator c 25 Cold Basin a 26 Hot Basin a 27 Pompa Utilitas (PU-01) b 28 Pompa Utilitas (PU-02) b 29 Pompa Utilitas (PU-03) b 30 Pompa Utilitas (PU-04) b 31 Pompa Utilitas (PU-05) b 32 Pompa Utilitas (PU-06) b
Jumlah (n) 1 1 1 4 1 1 1 1 1 1 1 1 1 1 1 1 1 1 1 1 2 2 2 1 1 1 2 2 2 2 2 2
Harga Total, $ 1.215,364 911,946 79.425,467 42.233,573 6.939,565 4.435,618 6.417,292 6.398,869 20.703,382 5.354,323 8.005,166 7.842,480 83.884,394 83.884,394 12.671,898 4.792,573 37.107,516 69.427,722 25.343,796 34.059,333 58.174,240 58.174,240 63.342,131 21.238,815 1.512,975 1.512,975 22.706,222 5.449,493 5.449,493 6.357,742 4.541,244 9.082,489
E.7
33 34 35 36 37 38 39 40 41 42 43 44 45
Pompa Utilitas (PU-07) b Pompa Utilitas (PU-08) b Pompa Utilitas (PU-09) b Pompa Utilitas (PU-10) b Pompa Utilitas (PU-11) b Pompa Utilitas (PU-12) b Pompa Utilitas (PU-13) b Pompa Utilitas (PU-14) b Pompa Utilitas (PU-15) b Pompa Utilitas (PU-16) b Boiler 1 b Generator b Kompresor c
2 2 2 2 2 2 2 2 2 2 1 1 2 Total Biaya
5.449,493 9.990,738 9.082,489 9.082,489 5.449,493 5.449,493 5.449,493 5.449,493 4.541,244 4.541,244 158,943,556 170.296,667 22.283,458 $ 1.438.738,558 Rp. 16.447.659.198,803
Sumber: a = Hitung b = Ulrich 1982 c = www.matche.com d = www.proconwater.web.id
Total harga peralatan proses dan utilitas (EC): EC = Rp 17.049.398.559,223 + Rp 16.447.659.198,803 = Rp 33.497.057.758,026 B. Total Cavital Investment 1. Fixed Capital Investment (FCI) Fixed Capital Investment adalah biaya yang diperlukan untuk mendirikan fasilitas-fasilitas pabrik secara fisik (belum beroperasi). Fixed Capital Investment terdiri biaya langsung (direct cost) dan biaya tidak langsung (indirect cost). a. Direct Cost (DC) Direct cost atau biaya langsung adalah biaya yang diperlukan untuk pembangunan pabrik. Biaya ini meliputi : Biaya pengadaan peralatan (Purchased Equipment Cost) Adalah biaya pembelian peralatan pabrik dari tempat pembelian sampai ke lokasi pabrik. Biaya ini terdiri dari:
E.8
Biaya transportasi sampai di pelabuhan: Transportasi ke pelabuhan = 10 % EC = 10 % x Rp 33.497.057.758,026 = Rp 3.349.705.775,802 Asuransi pengangkutan
= 0,5 % x EC = 0,5 % x Rp 33.497.057.758,026 = Rp 1674.852.887,901
Transportasi ke lokasi = 5 % x EC = 5 % x Rp 33.497.057.758,026 = Rp 1.674.852.887,901
Total Pembelian alat (PEC) = Rp 38.689.101.710,519 Biaya Pemasangan Alat (Equipment Installation Cost) Pemasangan peralatan meliputi biaya pekerja, pondasi, penyangga, podium, biaya kontruksi dan faktor lain yan berhubungan langsung dengan pemasangan peralatan. Meliputi pemasangan, pengecatan, dan isolasi peralatan. Besarnya biaya pemasangan sekitar 25-55 % dari biaya peralatan, diambil sebesar 40 %. (Peters & Timmerhaus, 1991). Pemasangan
= 40 % x PEC = 40 % x Rp 38.689.101.710,519 = Rp 15.475.640.684,207
E.9
Biaya Instrumentasi dan Kontrol Biaya total instrumentasi tergantung pada jumlah kontrol yang diperlukan dan sekitar 6 – 30 % dari harga total peralatan, diambil sebesar 10 %.(Peters & Timmerhaus, 1991). Instrumentasi = 10 % x PEC = 10 % x Rp 38.689.101.710,519 = Rp 3.868.910.171,052 Biaya Perpipaan (Piping Cost) Meliputi biaya pekerja pembungkus
pipa, valve, fitting, pipa,
penyangga, dan lainnya yang termasuk dalam pemancangan lengkap semua pipa yang digunakan secara langsung dalam proses. Besarnya biaya perpipaan sekitar 10-80 % dari biaya peralatan, diambil sebesar 40 %, (Peters & Timmerhaus, 1991). Perpipaan
= 40 % x PEC = 40 % x Rp 38.689.101.710,519 = Rp 15.475.640.684,207
Biaya instalasi listrik (electrical installation) Biaya untuk intalasi listrik meliputi pekerja instalasi utama dan material untuk daya dan lampu, dengan penerangan gedung termasuk biaya servis. Besarnya sekitar 10-40 % dari total biaya peralatan, diambil sebesar 40 %, (Peters & Timmerhaus, 1991). Listrik
= 40 % x PEC = 40 % x Rp 38.689.101.710,519 = Rp 15.475.640.684,207
E.10
Biaya Bangunan (Building Including Services) Biaya untuk bangunan termasuk servis terdiri biaya pekerja, material, dan persediaan yang terlibat dalam pemancangan semua gedung yang berhubungan dengan pabrik. Besarnya sekitar 10-70 % dari biaya total alat, diambil sebesar 50 %. Bangunan
= 50 % x PEC = 50 % x Rp 38.689.101.710,519 = Rp 19.344.550.855,259
Pengembangan Lahan (Yard Improvment) Biaya ini meliputi biaya untuk pagar, sekolah dasar, fasilitas olahraga jalan raya, jalan alternatif, pertamanan, dan lainnya. Dalam industri kimia nilainya sekitar 10-20 % dari total biaya peralatan diambil sebesar 10 %, (Peters & Timmerhaus, 1991). Yard improvement
= 10 % x PEC = 10 % x Rp 38.689.101.710,519 = Rp 3.868.910.171,052
Tanah (land) Biaya untuk tanah dan survey tergantung pada lokasi properti dan dapat bervariasi oleh faktor biaya per hektar. Untuk industri jumlahnya sekitar 4-8 % dari total biaya alat, diambil sebesar 8 %, (Peters & Timmerhaus, 1991). Tanah
= 8 % x PEC = 8 % x Rp 38.689.101.710,519 = Rp 3.095.128.136,841
E.11
Service Facilities Biaya ini meliputi perawatan fasilitas-fasilitas yang ada di dalam pabrik. Dalam industri kimia nilainya sekitar 30 – 80 % dari total pembelian alat diambil sebesar 30 %, (Peters & Timmerhaus, 1991). Service facilities
= 30 % x PEC = 30 % x 38.689.101.710,519 = Rp 11.606.730.513,156
Total Direct Cost (DC) DC = Rp 126.900.253.610,505
b. Indirect Cost (IC) Indirect cost atau biaya tidak langsung meliputi: Biaya teknik dan supervisi (engineering and supervision cost) Biaya untuk desain kontruksi dan teknik, gambar, akuntansi, kontruksi dan biaya teknik, travel, reproduksi, komunikasi, dan biaya kantor pusat. Besarnya sekitar 5-30 % dari biaya langsung, diambil sebesar 8 % (Peters & Timmerhaus, 1991). Teknik dan supervisi = 8 % x DC = 8 % x Rp 126.900.253.610,505 = Rp 10.152.020.288,840 Biaya Konstruksi (Contruction cost) Biaya ini bervariasi pada situasi yang berbeda-beda, namun dapat diperkirakan sekitar 6-30 % dari biaya langsung, diambil sebesar 8 % (Peters & Timmerhaus, 1991).
E.12
Konstruksi
= 15 % x DC = 15 % x Rp 126.900.253.610,505 = Rp 19.035.038.041,575
Biaya Jasa Kontraktor (Contractor’s Fee) Biaya ini bervariasi pada situasi yang berbeda-beda, namum dapat diperkirakan sekitar 2-8 % dari total Direct cost, diambil sebesar 4 % (Peters & Timmerhaus, 1991). Biaya jasa kontraktor = 4 % x DC = 4 % x 126.900.253.610,505 = Rp 5.076.010.144,420 Biaya Tak Terduga (Contingencies) Faktor biaya tak terduga biasanya dilibatkan dalam estimasi investasi modal untuk menjamin kejadian yang tak terduga, seperti badai, banjir, perubahan harga, perubahan desain yang kecil, kesalahan dalam estimasi, dan biaya tak terduga lainnya. Biaya ini berkisar 5-15 % dari total FCI, diambil sebesar 6 % (Peters & Timmerhaus, 1991). Biaya tak terduga
= 6 % x FCI
Plant start up Sebelum pabrik beroperasi, kemungkinan akan ada perubahanperubahan yang bertujuan untuk mengoptimumkan kondisi desain. Perubahan itu meliputi material, peralatan dan kerugian bila pabrik hanya beroperasi dengan kapasitas menurun. Biaya ini berkisar 0–
E.13
12 % dari modal tetap, diambil sebesar 3 % (Peters & Timmerhaus, 1991). Biaya start up
= 3 % x FCI
Total Indirect Cost = Rp 34.263.068.474,836 + 9 % FCI Fixed Capital Investment (FCI) FCI
= Direct Cost + Indirect Cost
FCI
= Rp 126.900.253.610,505 + 34.263.068.474,836 + 0,09 FCI
FCI
= Rp 177.102.551.742,13
Sehingga dapat dihitung: Biaya tak terduga
= 6 % x FCI = Rp 10.626.153.104,52
Biaya Start up
= 3 % x FCI = Rp 5.313.076.552,264
2. Working Capital Investment (WCI) Working capital untuk industri pabrik terdiri dari jumlah total uang yang diinvestasikan untuk (1) stok bahan baku dan persediaan, (2) stok produk akhir dalam proses yang sedang dibuat, (3) uang diterima (account receivable), (4) uang terbayar (account payable), dan (5) pajak terbayar (taxes payable). Perbandingan working capital terhadap total capital investment bervariasi untuk perusahaan yang berbeda, namum sebagian besar pabrik kimia menggunakan working capital awal sebesar 10 – 20 % dari total capital investment (Peters & Timmerhaus, 1991). WCI
= 15% Total Capital Invesment
E.14
Total Capital Investment (TCI) TCI
= FCI + WCI = FCI + 0,15 TCI = Rp 177.102.551.742,13 + 0,15 TCI
TCI
= Rp 208.355.943.226,04
Sehingga, WCI = 15 % x TCI = Rp 31.253.391483,91 Perincian TCI dapat dilihat pada Tabel E.4 berikut : Tabel E.4 Perincian TCI Pabrik Urea Formaldehid Jenis Pengeluaran Biaya 1. Direct Cost - Purchased equipment-delivered Rp 38.689.101.710,52 - Purchased equpment installation Rp 15.475.640.684,21 - Instrumentation dan controls Rp 3.868.910.171,05 - Piping (Biaya perpipaan) Rp 15.475.640.684,21 - Electrical (installed) Rp 15.475.640.684,21 - Buildings Rp 19.344.550.855,26 - Yard improvement Rp 3.868.910.171,05 - Service facilities Rp 11.606.730.513,16 - Land Rp 3.095.128.136,84 Total Direct Cost Rp 126.900.253.610,51 2. Indirect Cost - Engineering and supervision Rp 10.152.020.288,84 - Construction expenses Rp 19.035.038.041,58 - Contractor Fee Rp 5.076.010.144,42 - Biaya tak terduga Rp 10.626.153.104,53 - Plant start up Rp 5.313.076.552,26 Total Indirect Cost Rp 50.202.298.131,63 Fixed Capital Investment (FCI) Rp 177.102.551.742,13 Working Capital Investment (WCI) Rp 31.253.391.483,91 Total Cost Invesment (TCI) Rp 208.355.943.226,04
E.15
C. Total Production Cost 1. Manufacturing Cost (MC) Merupakan biaya yang dikeluarkan untuk proses pembuatan produk. Manufacturing cost terdiri direct manufacturing cost, fixed charges dan plant overhead. a. Direct Manufacturing Cost Merupakan biaya yang berhubungan langsung dengan operasi manufaktur atau pembuatan suatu produk, yang terdiri:
Bahan Baku (Raw Material) Dalam industri kimia, salah satu biaya utama dalam operasi produksi adalah untuk bahan baku yang terlibat dalam proses. Jumlah bahan baku yang harus disuplai persatuan waktu atau per satuan produk dapat ditentukan dari proses neraca massa. Tabel E.5 Kebutuhan bahan baku proses dan harga Massa Harga 2013 Harga 2017 Biaya Komponen (kg/jam) (Rp/kg) (Rp/kg) (Rp/tahun) Metanol 1382,75 5.716,000 6.599 72.265.693.100 Urea 1722,94 1.371,840 1.584 21.610.820.049 Total 93.876.513.150
Utilitas (Utilities) Biaya untuk utilitas terdiri dari: biaya pengolahan air, biaya pembangkit steam, biaya pembangkit listrik dan bahan bakar. Tabel E.6. Kebutuhan dan harga bahan pembantu untuk utilitas Massa Harga Biaya Komponen (kg/jam) (Rp/kg) (Rp/tahun) Alum 63,90 300,00 103.850.525,49 Soda Kaustik 53,25 5.500,00 1.586.605.250,55 Solar (liter/jam) 325,69 11.979,00 30.849.979.652,00 Kaporit 1.278,01 7.500,00 51.925.419.642,00 Asam Sulfat 3,00 900,00 120.401.498,46
E.16
Hidrazin (liter/jam) Inhibitor (Nat.Pospat) Dispersant
46,07 60,04 15,01
1.200,00 650,00 300,00 Total
126.320.673,72 1.739.132.755,60 200.669.164,11 83.085.746.151,19
Pekerja Operasi (operating labor) Dalam industri kimia, salah satu biaya utama dalam operasi produksi adalah biaya pekerja operasi yang nilainya sebesar 1020 %, diambil 10 % (Peters & Timmerhaus, 1991). Pekerja Operasi (OL) = 10 % x TPC Direct Supervisory Sejumlah supervisor langsung dan pekerja pencatat
selalu
diperlukan untuk operasi manufaktur, Jumlah kebutuhan pegawai ini berhubungan erat dengan jumlah pekerja operasi, kompleksitas operasi, dan standar kualitas produk. Besarnya biaya direct supervisory 10-25 % sebesar 15 %, (Peters & Timmerhaus, 1991). Direct supervisory
= 15 % x OL = 1,5 % x TPC
Perawatan dan Perbaikan (Maintenence and Repair) Biaya perawatan dan perbaikan meliputi biaya untuk pekerja, material, dan supervisor. Biaya tahunan perawatan dan perbaikan untuk industri kimia berkisar 2-10% dari fixed capital investment, diambil sebesar 5 % (Peters & Timmerhaus, 1991) Perawatan
= 5 % x FCI = 5 % x Rp 177.102.551.742,13 = Rp 8.855.127.587,11
E.17
Operating Supplies Dalam beberapa operasi manufaktur, persediaan macam-macam dibutuhkan untuk menjaga fungsi proses secara efisien. Misalnya grafik, pelumas tes bahan kimia, penjagaan persediaan dan lainnya. Biaya tahunan untuk tipe tersebut sekitar 10-20 % dari perawatan dan perbaikan, diambil sebesar 10 % (Peters & Timmerhaus, 1991). Operating supplies
= 10 % MR = 10 % x Rp 8.855.127.587,11 = Rp 885.512.758,71
Laboratory Charges Biaya tes laboratorium untuk kontrol operasi dan untuk kontrol kualitas produk dimasukkan dalam biaya ini. Biaya ini umumnya dihitung dengan memperkirakan jam pekerja yang terlibat dan mengalikannya dengan tingkat yang sesuai. Nilainya berkisar 1020 % dari operating labor atau 15 % dari TPC (Peters & Timmerhaus, 1991) Laboratory Charges = 15 % x OL = 1,5 % x TPC
Royalti dan paten Biaya yang dipersiapkan untuk pembayaran paten dan royalti, karena pabrik beroperasi berdasarkan proses yang telah dipatenkan. Dan telah terdapat pabrik dengan proses yang serupa di Cina. Besarnya biaya untuk pembayaran paten dan royalti sekitar 0 – 6 %
E.18
dari total ongkos produksi (Total Production Cost/TPC). (Peters & Timmerhaus, 1991) Paten dan royalti = 2 % x TPC
Direct Manufacturing Cost DMC = Rp 186.702.899.646,61 + 15 % TPC b. Fixed Charges/Fixed Manufacturing Cost (FMC) Merupakan biaya pengeluaran yang berkaitan dengan initial fixed capital investment dan harganya tetap dari tahun ke tahun serta tidak tergantung pada jumlah produksi. Terdiri dari :
Depresiasi (Depreciation) Merupakan penurunan nilai atau harga dari peralatan atau bangunan seiring berjalannya waktu pemakaian atau penggunaan. Depresiasi ini terdiri dari: depresiasi mesin dan peralatan dan depresiasi bangunan. Depresiasi mesin dan peralatan = 10 % x FCI = 10 % x Rp 177.102.551.742,13 = Rp 17.710.255.174,21 Depresiasi bangunan
= 3 % x BV = 3 % x Rp 19.344.550.855,259 = Rp 580.336.525,66
Total depresiasi = Rp 18.290.591.699,87
Pajak lokal (Local Taxes) Nilai pajak lokal properti tergantung pada lokasi utama pabrik dan peraturan atau hukum daerah tersebut. Nilai local taxes sebesar 1-
E.19
4 % dari fixed capital investment, diambil 4 % (Peters and Timmerhaus, 1991). Local taxes
= 4 % x FCI = 4 % x Rp 177.102.551.742,13 = Rp 7.084.102.069,69
Asuransi (Insurance) Tingkat asuransi tergantung pada tipe proses yang terjadi atai berlangsung pada operasi manufaktur dan tingkat ketersediaan fasilitas keamanan atau perlindungan. Nilainya sekitar 0,4-1 % dari fixed capital investment, diambil 1 % (Peters and Timmerhaus, 1991). Asuransi
= 1 % x FCI = 1 % x Rp 177.102.551.742,13 = Rp 1.771.025.517,42
Total Fixed Charges FC = Rp 27.145.719.286,98
c. Plant overhead Cost (POC) Merupakan biaya untuk keperluan seperti rumah sakit dan pelayanan kesehatan, perawatan umum pabrik, pelayanan keselamatan, fasilitas rekreasi, pensiun, kontrol laboratorium, pengepakan, perlindungan pabrik, fasilitas pengiriman dan penerimaan barang dan
dan
sebagainya. plant overhead sekitar 5 – 15 % total production cost, diambil 5 % (Peters & Timmerhaus, 1991). Plant overhead
= 5 % x TPC
E.20
Manufacturing cost Manufacturing cost = direct manufacturing cost + fixed charges + Plant overhead = Rp 213.848.618.933,58 + 20 % TPC 2. General Expenses Merupakan biaya umum yang termasuk dalam operasi perusahaan. Terdiri dari biaya administrasi, biaya distribusi dan pemasaran, biaya riset dan pengembangan, serta biaya bunga. Terdiri dari :
Biaya Administrasi (Administrative Cost) Biaya administratif adalah gaji karyawan keseluruhan termasuk diantaranya Direktur Utama, Direktur, Staf Ahli, Kepala Bagian, Kepala Seksi, Sekretaris, Karyawan Shift dan Karyawan non Shift. Total gaji karyawan dapat dilihat pada tabel E.7. dibawah ini.
Tabel E.7 Daftar gaji karyawan Jabatan Direktur Utama Direktur (produksi + keuangan) Staf Ahli Kepala bagian Kepala seksi Sekretaris Direktur Karyawan shift, terdiri dari : Kepala regu Proses Laboratorium Utilitas Listrik/Instrumen Peralatan dan Bengkel Satpam Karyawan non-shift, terdiri dari : Karyawan Litbang
Gaji/ bulan Gaji Total/tahun Jumlah (Rp) (Rp) 35.000.000,00 1,00 460.000.000,00 30.000.000,00 2,00 720.000.000,00 25.000.000,00 2,00 600.000.000,00 15.000.000,00 5,00 900.000.000,00 8.000.000,00 12,00 1.152.000.000,00 5.000.000,00 3,00 180.000.000,00 5.000.000,00 4.000.000,00 3.000.000,00 3.000.000,00 2.500.000,00 2.500.000,00 1.500.000,00
12,00 16,00 4,00 24,00 4,00 4,00 16,00
720.000.000,00 768.000.000,00 144.000.000,00 864.000.000,00 120.000.000,00 120.000.000,00 288.000.000,00
2.500.000,00
4,00
120.000.000,00
E.21
Karyawan Personalia Humas K3 Pemasaran Administrasi Kas Sopir Pesuruh Cleaning service Dokter Paramedis Peralatan kantor Legal,fee & auditing Komunikasi Total Administrative cost
2.500.000,00 2.500.000,00 2.500.000,00 2.500.000,00 2.500.000,00 3.500.000,00 1.500.000,00 900.000,00 1.000.000,00 6.000.000,00 2.000.000,00
4,00 2,00 3,00 3,00 3,00 3,00 3,00 6,00 6,00 2,00 3,00
134
120.000.000,00 60.000.000,00 90.000.000,00 90.000.000,00 90.000.000,00 126.000.000,00 54.000.000,00 64.800.000,00 72.000.000,00 144.000.000,00 72.000.000,00 25.000.000,00 40.000.000,00 75.000.000,00 8.513.800.000
Sumber: kellyservice.co.id. Tanggal 16 Januari 2013, Pukul 22.00 WIB.
Biaya Pemasaran dan Distribusi (Distribution and Marketing Cost) Biaya pemasaran dan distribusi tergantung pada barang utama yang dihasilkan, produk lain yang dijual perusahaan, lokasi pabrik, dan kebijakan perusahaan. Dalam industri kimia besarnya biaya ini sekitar 2 - 20 % dari biaya total produksi (total production cost), diambil 10 % (Peters and Timmerhaus, 1999). Pemasaran dan distribusi = 10 % TPC
Biaya Riset dan Pengembangan (Research and Development Cost) Biaya ini termasuk kaji dan upah semua pekerja yang berhubungan langsung dengan tipe pekerjan tersebut, biaya tetap dan operasi semua mesin dan peralatan yang terlibat, biaya untuk barang dan persediaan, dan biaya lain-lain. Dalam industri kimia, biaya ini sekitar 2 - 5 % dari biaya total produksi, diambil 2 % (Peters and Timmerhaus, 1999). Biaya R and D = 2 % TPC
E.22
Finance (Interest) Bunga dipertimbangkan sebagai kompensasi yang dibayarkan untuk penggunaan modal yang dipinjam. Tingkat bunga tahunan sebesar 010 % dari modal investasi total (total capital investment) diambil 5 % (Peter and Timmerhaus, 1999). Finance
= 5 % x TCI = 5 % x Rp 208.355.943.226,04 = Rp 10.417.797.161,30
General Expenses : General Expenses = Rp 18.931.597.161,30 + 12 % TPC
Total Production Cost (TPC) : TPC
= Manufacturing Cost + General Expenses = Rp 232.780.216.094,89 + 32 % TPC
TPC
= Rp 342.323.847.198,36
sehingga dapat dihitung: Operationg Labor
= 10 % x TPC = Rp 34.232.384.719,84
Direct Supervisory
= 1,5 % x TPC= Rp
5.134.857.707,98
Laboratory Charges
= 1,5 % x TPC= Rp
5.134.857.707,98
Patent and Royalty
= 2 % x TPC = Rp
6.846.476.943,97
Plant Over Head
= 5 % x TPC = Rp 17.116.192.359,92
Distribution and Marketing Cost = 10 % x TPC = Rp 34.232.384.719,84 Riset dan Pengembangan = 2 % x TPC = Rp
6.846.476.943,97
E.23
Perincian TPC dapat dilihat pada tabel berikut : Tabel E.8 Perincian TPC Urea Formaldehid MANUFACTURING COST 1. Direct manufacturing cost - Raw Material - Utilitas - Maintenance and repair cost - Operating labor - Direct Supervisory - Operating supplies - Laboratory charges - Patents and Royalties Total Direct Manufacturing Cost 2. Fixed Charges - Depresiasi - Pajak lokal - Asuransi Total Fixed Charges 3. Plant Overhead Cost (POC) Total Manufacturing cost GENERAL EXPENSES 1. Administrative cost 2. Distribution and Selling Cost 3. Research and Development Cost 4. Finance Total General Expenses Total Product Cost (TPC) = Manufacturing Cost + General expenses
Rp Rp Rp Rp Rp Rp Rp Rp Rp
93.876.513.149,60 83.085.746.151,19 8.855.127.587,11 34.232.384.719,84 5.134.857.707,98 885.512.758,71 5.134.857.707,98 6.846.476.943,97 238.051.476.726,36
Rp Rp Rp Rp Rp Rp
18.290.591.699,87 7.084.102.069,69 1.771.025.517,42 27.145.719.286,98 17.116.192.359,92 282.313.388.373,26
Rp Rp Rp Rp Rp
8.513.800.000,00 34.232.384.719,84 6.846.476.943,97 10.417.797.161,30 60.010.458.825,11
Rp
342.323.847.198,36
D. Analisis Kelayakan (Profitability Analisis) Analisis kelayakan diperuntukan untuk mengetahui apakah suatu pabrik layak untuk didirikan dilihat dari segi ekonominya. Untuk itu perlu diketahui harga penjualan dari produk yang dihasilkan. Analisis kelayakan ekonomi dapat diketahui dengan dua metode, yaitu: metode analisis kelayakan linier dan metode analisis kelayakan discounted cash flow. Berikut ini adalah tabel harga penjualan produk dari Pabrik Urea Formaldehid.
E.24
Tabel E.9 Hasil Penjualan Produk Urea Formaldehid Produksi Harga Pendapatan/tahun Produk (kg/jam) (Rp/kg) (Rp/tahun) Urea Formaldehid 2.828,28 18.476,58 413.874.910.121,62 Total Penjualan Rp. 413.874.910.121,62
Profit: Sales Total cost =
= Rp 413.874.910.121,62 TPC
= Rp 342.323.847.198,36
Profit before tax (Pb) = Rp 71.551.062.923,25
Taxes
= 20 % x Pb = 20 % Rp 71.551.062.923,25 = Rp 14.310.212.584,65
Profit after tax (Pa)
= Rp 71.551.062.923,25 - Rp 14.310.212.584,65 = Rp 57.240.850.338,60
1.
Analisis Ekonomi Metode Linier a.
Percent Return on Investment (ROI) ROI before taxes : ROIb
=
Pb x 100 % TCI
=
Rp 71.551.062.923,25 x 100 % Rp 208.355.94 3.226,04
= 34,34 % ROI after taxes : ROIa
=
Pa x 100 % TCI
E.25
=
Rp 57.240.850.338,60 x 100 % Rp 208.355.94 3.226,04
= 27,47 %
Tabel 9.5 Minimum acceptable persent return on investment Persen Return on Investment Sebelum Pajak Sesudah Pajak Industri Low Avr High Low Avr High Chemical proses 15 30 45 7 15 21 Drugs 25 43 56 13 23 30 Petroleum 18 29 40 12 20 28 Metal 10 17 25 5 9 13
b.
Pay Out Time (POT) POT before taxes : POTb
=
FCI Pb 0,1 FCI
=
Rp.177.102.551.742,13 Rp 71.551.062.923,25 0,1 Rp 177.102.551.742,13
= 1,98 tahun
POT after taxes : POTa
=
FCI Pa 0,1 FCI
=
Rp.177.102.551.742,13 Rp 57.240.850.338,60 0,1 Rp 177.102.551.742,13
= 2,36 tahun
E.26
Tabel 9.6 Acceptable pay out time untuk tingkat resiko pabrik Pay Out Time Industri Sebelum Pajak Sesudah Pajak Low Avr High Low Avr High Chemical proses 6,7 3,3 2,2 14,3 6,7 4,8 Drugs 4,0 2,3 1,8 7,7 4,3 3,3 Petroleum 5,6 3,4 2,5 8,3 5,0 3,6 Metal 10,0 5,9 4,0 20,0 11,1 7,7
c.
Break Even Point (BEP) BEP
=
Fa 0,3R a x 100 % Sa Va 0,7R a
Keterangan: Fa = biaya tetap per tahun (annual fixed expenses) Ra = biaya regulasi per tahun (annual regulated expenses) Va = biaya variabel per tahun (annual variable expenses) Sa = penjualan per tahun (annual sales expenses)
Tabel E.10 Jumlah biaya yang dibutuhkan untuk perhitungan BEP Jenis Biaya Annual fixed expenses (Fa) Annual regulated expenses (Ra) Labour Plant overhead Direct Supervisory Laboratorium General Expense Maintenance Plant Supllies Total Annual sales expenses (Sa) Annual variable expenses (Va) Bahan Baku Utilitas
Rp 27.145.719.286,98 34.232.384.719,84 17.116.192.359,92 5.134.857.707,98 5.134.857.707,98 60.010.458.825,11 8.855.127.587,11 885.512.758,71 131.369.391.666,63 413.874.910.121,62 93.876.513.149,60 83.085.746.151,19
E.27
176.962.259.300,79
Total
BEP
d.
= 45,92 %
Shut Down Point (SDP) SDP
=
0,3R a 100 % Sa Va 0,7R a
= 27,19 %
Grafik BEP dan SDP pabrik Urea formaldehid ditunjukkan oleh Gambar E.2 berikut.
BEP 8.E+11 RP
6.E+11 4.E+11 2.E+11 0.E+00 0
10
Sale
20
30 40 50 60 70 80 Kapasitas Produksi (%) Total Cost
Fixed Cost
Gambar E.2 Grafik Analisis Ekonomi
2.
Discounted Cash Flow Rate of Return (DCFRR) a. Usia ekonomi pabrik dihitung dengan persamaan: n
=
FCI Salvage value depresiasi
90
100
Variabel Cost
E.28
= 9,68 tahun = 10 tahun b. Nilai bunga (interest, i) dihitung dengan persamaan : (FCI + WCI) (1 + i)n = {(1 + i)n-1 + (1+ i)n-2 +…+1)}.(CF).(WCI + SV)
Keterangan: FCI = Rp 177.102.551.742,13 WCI = Rp 31.253.391.483,91 CF = keuntungan setelah pajak + depresiasi = Rp 75.531.442.038,47 SC = Salvage value (Rp 0,00) Berdasarkan trial and error diperoleh nilai interest, i
3.
= 31,42 %
Analisis Ekonomi Discounted Cash Flow (DCF) Diketahui data : - TCI
= Rp 208.355.943.226,04
- Modal sendiri
= 55 % x TCI (asumsi) = 55 % x Rp 208.355.943.226,04 = Rp 114.595.768.774,32
- Modal pinjaman
= TCI – Modal sendiri = Rp 93.760.174.451,72
- TPC
= Rp 342.323.847.198,36
- Depresiasi
= Rp 18.290.591.699,87
- Harga produk
= Rp 413.874.910.121,62
- Bunga Bank
= 15 % (rata-rata dan dianggap tetap)
E.29
- Pajak
= 20 %
- Usia pabrik
= 10 tahun
- Kapasitas produksi = - Tahun pertama sebesar 70% - Tahun kedua sebesar 90% - Tahun ketiga dan seterusnya sebesar 100% - Masa konstruksi
= 2 tahun
a. Pada tahun -1 (konstruksi tahun pertama) Dikeluarkan biaya sebesar 55 % TCI sebesar Rp 114.595.768.774,32 Pengeluaran pada tahun -1 seluruhnya digunakan modal sendiri. Modal sendiri
= Rp 114.595.768.774,32
b. Pada tahun 0 (akhir masa konstruksi) Dikeluarkan biaya sebesar 45 % TCI sebesar 93.760.174.451,72 Semua adalah pinjaman dari bank, jadi total hutang pada awal tahun 0 adalah : Hutang tahun 0
= Rp 93.760.174.451,72
Bunga Bank
= 15 % x Rp 93.760.174.451,72 = Rp 14.791.233.110,84
Bunga bank ini akan dikenakan mulai pada tahun berikutnya.
Perhitungan DCF (Discounted Cash Flow) selanjutnya ditunjukan pada Tabel E.12. Tahun
: Tahun konstruksi dan tahun produksi
Kapasitas
: Persentase kapasitas produksi dari total produksi
Hasil penjualan
: Kapasitas produksi x total penjualan
E.30
Biaya produksi
: Kapasitas produksi x total production cost (TPC)
Laba kotor
: Hasil penjualan – biaya produksi
Pajak
: 20 %
Laba bersih
: Laba kotor – pajak
Depresiasi
: Dari perhitungan investasi
Net cash flow
: Depresiasi + laba bersih
Discounted net
: Net cash flow / discount factor
Discounted factor
: 1/(1+i)n
Investasi
: Total pengeluaran tahun -1, dan 0.
Modal sendiri
: 55 % x TCI
Cumulatif Cashflow : (cash flow)n + (cumulative cash flow)n-1
Tahun ke-
Tabel E.12 Discounted Cash Flow Pabrik Urea Formaldehid Kapasitas 28.000 ton/tahun Laba Kapasitas Hasil Biaya Produksi Produksi Penjualan Laba Kotor Pajak
Laba bersih
Depresiasi
Net Cash Flow
-1 0 1 2 3 4 5 6 7 8 9 10
70%
289.712.437.085
239.626.693.039
50.085.744.046
10.017.148.809
40.068.595.237
18.290.591.700
58.359.186.937
90%
372.487.419.109
308.091.462.479
64.395.956.631
12.879.191.326
51.516.765.305
18.290.591.700
69.807.357.005
100%
413.874.910.122
342.323.847.198
71.551.062.923
14.310.212.585
57.240.850.339
18.290.591.700
75.531.442.038
100%
413.874.910.122
342.323.847.198
71.551.062.923
14.310.212.585
57.240.850.339
18.290.591.700
75.531.442.038
100%
413.874.910.122
342.323.847.198
71.551.062.923
14.310.212.585
57.240.850.339
18.290.591.700
75.531.442.038
100%
413.874.910.122
342.323.847.198
71.551.062.923
14.310.212.585
57.240.850.339
18.290.591.700
75.531.442.038
100%
413.874.910.122
342.323.847.198
71.551.062.923
14.310.212.585
57.240.850.339
18.290.591.700
75.531.442.038
100%
413.874.910.122
342.323.847.198
71.551.062.923
14.310.212.585
57.240.850.339
18.290.591.700
75.531.442.038
100%
413.874.910.122
342.323.847.198
71.551.062.923
14.310.212.585
57.240.850.339
18.290.591.700
75.531.442.038
100%
413.874.910.122
342.323.847.198
71.551.062.923
14.310.212.585
57.240.850.339
18.290.591.700
75.531.442.038
E .32
E.F
Tabel E.12 Lanjutan Trial for i =10 % Cumulative Cash Discount Flow Present Value Factor
Trial for i = 31,42 % Discount Factor
(114.595.768.774)
(114.595.768.774)
(208.355.943.226)
(208.355.943.226)
31,4223%
Present Value
Net Present
Total Investasi
Value 208.355.943.226 208.355.943.226
(149.996.756.289)
0,9091
(149.996.756.289)
0,7609
44.405.841.974 44.405.841.974
(80.189.399.285)
0,8264
57.692.030.582
0,5790
40.416.895.200 84.822.737.174
(4.657.957.246)
0,7513
56.747.890.337
0,4405
33.275.179.398 118.097.916.572
70.873.484.792
0,6830
51.588.991.215
0,3352
25.319.275.945 143.417.192.517
146.404.926.831
0,6209
46.899.082.923
0,2551
19.265.583.116 162.682.775.633
221.936.368.869
0,5645
42.635.529.930
0,1941
14.659.293.323 177.342.068.956
297.467.810.908
0,5132
38.759.572.664
0,1477
11.154.340.849 188.496.409.805
372.999.252.946
0,4665
35.235.975.149
0,1124
8.487.402.293 196.983.812.098
448.530.694.985
0,4241
32.032.704.681
0,0855
6.458.113.363 203.441.925.461
524.062.137.023
0,3855
29.120.640.619 (82.236.050.189)
0,0651
4.914.015.710 208.355.941.171 208.355.941.171
E .33
Tabel E.12 Lanjutan Modal Sendiri Pinjaman 114.595.768.774
Bunga Pinjaman -
Total Pinjaman
-
Pengembalian Hutang
-
-
93.760.174.452
14.064.026.168
107.824.200.619
107.824.200.619
16.173.630.093
123.997.830.712
40.068.595.237
83.929.235.475 -
12.589.385.321 -
96.518.620.797
96.518.620.797 -
E .34
LAMPIRAN F TUGAS KHUSUS REAKTOR-202 (RE-202)
Fungsi
: Mereaksikan larutan urea dengan gas formaldehid untuk menghasilkan Urea Formaldehid
Tekanan operasi
: 1,2 atm
Temperatur operasi
: 70 oC
Konversi
: 97,00 %
Tipe reaktor
: Continuous stirred tank reactor (CSTR)
Dasar pemilihan
:
a.
Dasar pemilihan jenis reaktor dan perancanganya yaitu : Pada CSTR suhu dan komposisi campuran di dalam reaktor selalu sama. Transfer massa dan panas berlangsung dengan baik karena adanya pengadukan. Dipilihnya untuk perancangan berupa silinder tegak dengan flange and dish Head (toripsherical) sebagai tutup atas dan bawah, karena tangki proses ini dapat dioperasikan pada kisaran tekanan 15 – 200 psig, dan juga akan di tempatkan pengaduk pada bagian atas dilengkapi dengan coil pendingin dan sparger. Material bahan konstruksi stainless steel SA 167 Grade 11 type 316 dengan sambungan double welded butt joint dengan pertimbangan material tersebut cukup memadai untuk kebutuhan kondisi operasi
F.2
reaktor dengan allowable working stress yang cukup besar, dapat menahan korosi dan murah serta umum yang dipakai. b.
Dasar pemilihan koil dan perancangannya yaitu : Luas perpindahan panas jaket pemanas tidak mencukupi, sehingga digunakan koil pemanas. Internal coil lebih ekonomis untuk mencapai luas transfer panas yang diharapkan karena bisa langsung bersinggungan dengan fluida sehingga transfer panas bisa efektif (Kern, 1950 : 720).
c.
Dasar pemilihan pengaduk (Rase,1977) yaitu: Dipilih pengaduk tipe Turbin dengan disc six flate blades. Cocok untuk mempercepat terjadinya perpindahan massa dan panas dalam bentuk larutan pada sistem yang saling larut, karena pola aliran yang dihasilkan adalah radial. Cocok untuk viskositas campuran sampai dengan 5 x 104 cP.
1. Neraca Massa dan Neraca Energi Reaktor (RE-202) Fungsi : Mereaksikan CO(NH)2 solution dengan HCHO gas sehingga akan terbentuk produk berupa Urea Formaldehid.
Gambar F.1 Aliran massa di sekitar Reaktor
F.3
Dimana : F11 = Laju alir umpan gas dari separator F16 = Laju alir umpan larutan urea dari mixing tank F17 = Laju alir gas keluar F18 = Laju alir produk yang keluar Reaktor (kg/jam) Reaksi yang berlangsung dalam reaktor : 13 CO(NH2 ) 2 (l ) 18 CH 2 O (g) 9 HOCH2 NHCONH2 (l ) 3 NHCONH(CH2 OH)2 (l) NHCON(CH2 OH)3(l)
(Kirk – Othmer, 1955). Keterangan :
9 HOCH2 NHCONH2 (l ) = Metilolurea
= Urea Formaldehid 1 (UF 1)
3 NHCONH(CH2OH)2 (l) = Dimetilolurea = Urea Formaldehid 2 (UF 2) NHCON(CH2OH)3(l)
= Trimetilolurea = Urea Formaldehid 3 (UF 3)
Massa total produk
= 3535,35 kg/jam
Kandungan Urea formaldehid dalam produk = 80 % Berat urea formaldehid total dalam produk =
80 3535,35 kg / jam 100
= 2828,28 kg/jam BM rata-rata urea formaldehid =
=
9 BM UF1 3 BM UF2 1 BM UF3 13
9 90,09 3 120,12 1 150,15
= 101,64 kg/kmol Mol Urea formaldehid total =
Mol UF1
2828,28kg / jam 101,64kg / kmol
= 27,83 kmol/jam 9 = 27,83 kmol / jam 13 = 19,26 kmol/jam
13
F.4
Massa UF1 = 19,26 kmol/jam x 90,09 kg/kmol = 1735,54 kg/jam Mol UF2
=
3 27,83 kmol / jam 13
= 6,42 kmol/jam Massa UF2 = 6,42 kmol/jam x 120,12 kg/kmol = 771,35 kg/jam Mol UF3
=
1 27,83 kmol / jam 13
= 2,14 kmol/jam Massa UF3 = 2,14 kmol/jam x 150,15 kg/kmol = 321,40 kg/jam
Reaksi: 13 CO(NH)2
+
18 HCHO
9 UF1
+ 3 UF2
+
UF3
M
28,69
40,16
R
27,83
38,53
19,26
6,42
2,14
S
0,86
1,63
19,26
6,42
2,14
Massa Umpan HCHO
= 40,16 kmol/jam x 30,03 kg/kmol = 1206,06 kg/jam
Massa Umpan Urea
= 28,69 kmol/jam x 60,06 kg/kmol = 1722,94 kg/jam
Kelarutan urea pada temperatur 70oC = 268,04 gr/100 ml Jumlah air yang dibutuhkan untuk melarutkan umpan urea :
F.5
268,04 gr 1722,94 x 10 3 gr 100 ml x x = 642,80 L = 642,80 kg Jumlah kandungan air dalam urea =
0,73 % x 1722,94 kg / jam 100 %
= 12,58 kg/jam Jumlah total air
= 642,80 kg/jam + 12,58 kg/jam = 655,38 kg/jam
Massa urea sisa
= 0,86 kmol/jam x 60,06 kg/kmol = 51,69 kg/jam
Tabel F.1. Neraca massa pada reaktor 202 Komponen Urea HCHO H2O UF1 UF2 UF3 Total
Massa Masuk (kg/jam) 1722,94 1206,06 655,38 0 0 0 3584,39
Massa Keluar (kg/jam) 51,69 49,04 655,38 1735,54 771,35 321,40 3584,39
Neraca panas di sekitar Reaktor (R-202)
Gambar F.2 Aliran panas di sekitar Reaktor Dimana : ∆H11 = Laju alir panas umpan HCHO dari separator 101 (kJ/jam)
F.6
∆H16= Laju alir panas umpan CO(NH)2 solution dari mixing tank 101 (kJ/jam) ∆H17 = Laju alir panas gas buang yang keluar Reaktor 202 (kJ/jam) ∆H18 = Laju alir panas produk yang keluar Reaktor 202 (kJ/jam) ∆Hpendingin in = Laju alir panas air pendingin masuk (kJ/jam) ∆Hpendingin out = Laju alir panas air pendingin keluar (kJ/jam)
a. Panas masuk pada aliran 11 Panas masuk pada aliran 11 sama dengan panas keluar dari bagian atas separator 101 yaitu 357570.4419 kJ/jam. b. Panas masuk pada aliran 16 Panas masuk pada aliran 16 sama dengan panas keluar dari mixing tank 101 yaitu 219090.814 kJ/jam. c. Panas keluar pada aliran 17 T out T ref
= (273.15+70oC) = 343.15 K = (273.15+25oC) = 298.15 K
Tabel F.2 Perhitungan ∆H keluar pada aliran 17 ſCP dT Komponen n (kmol) (kJ/kmol)
∆H 17 (kJ/jam)
CH3OH
0.431569753 1131.895275 488.4917643
O2
25.30772985 728.0767291 18425.96917
HCHO CO N2 Total
1.63295561 1122.476318 1832.954001 2.563524334 718.1914824 1841.101342 180.39159 717.6769064 129462.8782 210.3273695
152051.3945
F.7
d. Panas keluar pada aliran 18 T out T ref
= (273.15+70oC) = 343.15 K = (273.15+25oC) = 298.15 K
Tabel F.3. Perhitungan ∆H keluar pada aliran 18 ſCP dT Komponen n (kmol) (kJ/kmol)
∆H 17 (kJ/jam)
H2O
36.38987556 1858.413618 67627.44028
CO(NH)2
0.860611741 1728.432663 1487.509443
UF1
19.26446281 12775.43342 246111.8619
UF2
6.421487603 12775.43342 82037.28731
UF3
2.140495868 12775.43342 27345.76244
Total
65.07693358
424609.8614
e. Menghitung panas reaksi Reaksi yang terjadi di Reaktor:
13 CO(NH2 ) 2 (l ) 18 CH 2 O (g) 9 HOCH2 NHCONH2 (l ) 3 NHCONH(CH2 OH)2 (l) NHCON(CH2 OH)3(l)
(Kirk – Othmer, 1955). Neraca panas umum di Reaktor:
(Pers. 8.2, Fogler., H. Scott, 3rd Ed)
F.8
Diasumsikan steady state maka akumulasi = 0 sehingga,
Karena
sangat kecil dibandingkan dengan
diabaikan.
Reaktor
dioperasikan
secara
maka isotermal
dapat maka
= 0 sehingga,
dimana:
Panas pembentukan standar (∆HoRx 298,15 K) Data ∆HoRx masing-masing komponen pada keadaan standar (298,15K): ΔHfo CO(NH2)2 ΔHfo CH2O(g) ΔHfo UF 1 ΔHfo UF 2 ΔHfo UF 3 ∆HoRx 298,15 K Total ∆HoRx
= -26,0045 kcal/mol = -26,880 kcal/mol = -62,658 kcal/mol = -99,271 kcal/mol = -137,706 kcal/mol
(Perry, 1997) = ΔHf CO(NH2)2 (g) x mol CO(NH2)2 (g) = -112465.92 kj/kmol x 27.82 kmol = -4333191.066 kj = ∆Hproduk - ∆Hreaktan o
= ΔHfo (UF 1+ UF 2 + UF 3) - ΔHfo (CO(NH2)2+ CH2O)
F.9
Tabel F.4. Perhitungan ∆HoRx 298,15 K ΔHfo ∆HoRx 298,15 K Komponen (kJ/kmol) (kJ) HCHO
-112465.92
-4333191.066
CO(NH)2
-108802.828
-3027596.049
UF1
-262161.072
-5050392.222
UF2
-415349.864
-2667164.003
UF3
-576161.904
-1233272.175
Total
-1590041.284
∆H reaktan Perubahan entalpi reaktan dari 343.15 K ke 298,15 K dapat ditentukan dengan menggunakan persamaan berikut :
Hasil perhitungan perubahan entalpi reaktan dapat dilihat pada tabel berikut : Tabel F.5. Perhitungan ∆Horeaktan Komponen
∆Horeaktan
n (kmol)
(kJ/kmol)
∆H reaktan (kJ)
HCHO
2075.676344 40.16188123 83363.06679
CO(NH)2
3214.083374 28.68705802 92202.59624
Total
68.84893925
175565.663
F.10
∆H produk
Perubahan entalpi produk dari 298,15 K ke 343.15 K dapat ditentukan dengan menggunakan persamaan berikut:
Hasil perhitungan perubahan entalpi produk dapat dilihat pada tabel berikut : Tabel F.6. Perhitungan ∆Hoproduk Komponen
∆Hoproduk (kJ/kmol)
n (kmol)
∆H produk (kJ)
HCHO
1122.476318
CO(NH)2
1728.432663 0.860611741 1487.509443
UF1
12775.43342 19.26446281 246111.8619
UF2
12775.43342 6.421487603 82037.28731
UF3
12775.43342 2.140495868 27345.76244
Total
1.63295561 1832.954001
30.32001363 358815.3751
Sehingga : ∆Hreaksi = ∆HoRx 298,15 K + ∆Hoproduk - ∆Horeaktan = -1590041.284 + 358815.3751 - 175565.663 = 1406791.572 kj/jam
Menghitung kebutuhan pendingin Panas yang harus diserap = ∆Hreaksi Kondisi media pendingin : Jenis pendingin : Air T in
= (273.15+30oC) = 303.15 K
T out
= (273.15+60oC) = 333.15 K (Kern,594)
T ref
= (273.15+25oC) = 298.15 K
F.11
Sehingga didapat, ſCP dT = 2256.67 9 kj/kmol
mol pendingin = = = 623.389 kmol/jam massapendingin = mol pendingin x mr = 623.389 kmol/jam x 18 kmol/kg = 11221.018 kg/jam Menghitung Q pendingin : ∆H pendingin in = n ſCP dT
= 235321.207 kj/jam ∆H pendingin out = n ſCP dT = 1642112.779 kj/jam
Setelah dilakukan perhitungan neraca panas pada masing-masing komponen maka dapat disusun tabel neraca panas komponen sebagai berikut:
F.12
Tabel F.7. Neraca panas di sekitar Reaktor (RE-202) Aliran Generasi
Aliran Input (kJ/jam)
Komponen ∆H11
∆H16
Aliran Output (kJ/jam)
(kJ/jam)
∆Hpendingin in
∆Hreaksi
∆H17
∆H18
∆Hpendingin out
CH3OH
902.8211158
0
0
488.4917643
0
0
O2
33682.60243
0
0
18425.96917
0
0
HCHO
83363.06679
0
0
1832.954001
0
0
CO
3361.324391
0
0
1841.101342
0
0
N2
236260.6272
0
0
129462.8782
0
0
0
67627.44028
1406791.572
H2O
0
125261.9803
CO(NH)2
0
93828.83372
0
1487.509443
UF1
0
0
0
246111.8619
UF2
0
0
0
82037.28731
UF3
0
0
0
0
27345.76244
0
0
235321.207
0
357570.4419
219090.814
Amonia Sub Total
576661.2559
Total
235321.207
1406791.572
152051.3945
1642112.779 424609.8614
576661.2559
2218774.035
2218774.035
Reaksi yang berlangsung di Reaktor adalah sebagai berikut: Reaksi pembentukan Urea Formaldehid: T= 70oC, P=1,2
13 CO(NH2)2 (l) + 18 CH2O (g)atm
9 HOCH2NHCONH2 (l) + 3NHCONH(CH2OH)2(l)+ NHCON(CH2OH)3 (l)
Berdasarkan stokiometri, reaktan yang bereaksi dan produk yang terbentuk adalah seperti di bawah ini: 13CO(NH)2(l) + 18HCHO(g)
9UF1 (aq) + 3UF2 (aq) + UF3 (aq)
Mula-mula 28,68 kmol
40,16 kmol
Bereaksi
27,82 kmol
38,52 kmol
19,26 kmol 6,42 kmol 2,14 kmol
0,86 kmol
1,63 kmol
19,26 kmol 6,42 kmol 2,14 kmol
Sisa
0
1642112.779
F.13
2. Menentukan Volume Reaktor Dalam perancangan ini digunakan reaktor alir berbentuk tangki berpengaduk (CSTR) yang dilengkapi koil pendingin dengan pertimbangan : 1. Reaksi berlangsung pada fase cair - gas 2. Proses kontinyu Asumsi-asumsi: 1. Pengadukan sempurna, sehingga komposisi zat alir keluar reaktor sama dengan komposisi zat di dalam reaktor. 2. Reaktor beroperasi secara isotermal, sehingga panas hasil reaksi harus diserap dan dikontrol menggunakan air pendingin. 3. Tidak ada reaksi samping pada kondisi perancangan. Reaksi pembentukan Urea Formaldehid : T= 70oC, P=1,2 atm
13CO(NH)2(l) + 18HCHO(g)atm
9UF1 (aq) + 3UF2 (aq) + UF3 (aq)
a. Menentukan Persamaan Laju Reaksi antara CO(NH2)2
(aq)
dan HCHO
(g)
merupakan suatu reaksi
heterogen cair-gas. Diketahui dari jurnal Kinetics And Mechanism Of Urea Formaldehyde Reaction by B.Raveendran Nair and D.Joseph Francis Department of Applied Chemistry, University of Cochin 682 022,India (Received 29 march 1982;revised 12 August 1982, Volume 24) bahwa reaksi pembentukan Urea Formaldehyde merupakan reaksi orde dua terhadap urea CO(NH2)2 dan formaldehid HCHO maka : -ra = k.CA.CB
...............(a)
F.14
Keterangan : -ra : laju reaksi, (kmol/m3.jam) k : konstanta laju reaksi; 24,42 m3/kmol.jam CA : konsentrasi Urea sisa, (kmol/m3) CB : konsentrasi HCHO sisa, (kmol/m3) Neraca massa di reaktor:
(Fogler, 2nd ed, 1992.) Fa0 – Fa1 = Fa0.X Fa0 – Fa1 = -ra1.V1 dimana : -ra = k.CA.CB (Fogler, 2nd ed, 1992.)
F.15
3. Menentukan Densitas Campuran dan Debit Densitas komponen masuk reaktor ditunjukkan pada Tabel F.8.1. Tabel F.8. Densitas komponen masuk reaktor Wi/ρi
kmol/jam
0,16
ρi (kg/m3) 1.022,18
0,00015696
28,6871
0,081
0,9600
-0,0065
655,3817
0,06
1.885,44
3,2368E-05
36,3899
0,102
0,4400
-0,0501
1.206,0613
0,11
1.557,65
7,2102E-05
40,1619
0,113
0,0115
-0,5012
13,8275
0,001
1.617,68
7,9597E-07
0,4316
0,001
0,0094
-0,0060
809,8474
0,075
2.102,18
3,5874E-05
25,3077
0,071
0,0229
-0,2848
1.206,0613
0,112
1.557,65
7,2102E-05
40,1619
0,113
0,0115
-0,5012
71,8043
0,006
1.363,63
4,9034E-06
2,5635
0,007
0,0198
-0,0262
5.052,7684
0,470
4.211,26
0,00011172
180,3916
0,509
0,0195
-1,8526
0,00048683
354,0951
Massa (kg/jam) 1.722,9447
Komponen CO(NH)2 H2O HCHO CH3OH O2 HCHO CO N2 Total
10.738,69
ρmix =
1 wi
=
i
Wi
1,000
1 0,000486
= 2.054,08 kg/m3 = 128,23 lb/ft3 νo =
=
massa total densitas campuran 10.738,69 kg/jam 2.054,08 kg/m 3
= 5,228 m3/jam = 184,61 ft3/jam 4. Menentukan Volume dan Waktu Tinggal
Cao =
(m / BM ) v0
= 5,4872 kmol/m3
(m / BM ) v0 = 7,6821 kmol/m3
Cbo =
xi
1,000
μi
Wi.lnμi
-3,2287
F.16
= 5,48 x 5,228 = 28,6871 kmol/jam = 7,68 x 5,228 = 40,1619 kmol/jam
= 0,8606 kmol/jam
= 1,6330 kmol/jam Ca1 =
= 0,1646 kmol/m3
Cb1 =
= 0,3123 kmol/m3
V= = 21,7045 m3 Menentukan waktu tinggal τ = = 4,15 jam
5. Menentukan Dimensi Reaktor a. Diameter Dalam Shell (Di) Vtotal =
ID 2 H L 4
ID i2 sf 3 + + 0,000076 I D 4
Keterangan : ID
= Diameter dalam shell,ft
HL
= Tinggi cairan, ft
Diambil perbandingan tinggi cairan terhadap diameter dalam shell standar dan tinggi sf adalah : HL
= ID
(Geankoplis, 1993)
F.17
sf
= 2 in = 0,167 ft
Vtotal =
ID 2 H L 4
+
ID i2 sf 3 + 0,000076 I D 4
Diperoleh ID = 9,86 ft = 118,63 in Maka tinggi cairan adalah : HL
= ID = 9,86 ft = 118,63 in = 3,00 m
Diameter dalam shell standar yang digunakan adalah : Di = 119 in = 9,91 ft = 3,022 m
b. Menghitung Tekanan Desain Tekanan operasi (Pops) = 1 atm (14,696 psi)
Phidrostatik
ρ mix . g H L gc = 144
Keterangan : g = Percepatan gravitasi = 32,174 ft/s2 gc = Faktor konversi percepatan gravitasi = 32,174 gm.cm/gf.s2 Phidrostatik
= 4,625 psi
Tekanan desain adalah 5 - 10% di atas tekanan kerja normal (Coulson, 1983). Tekanan desain diambil 10 % atau 1,1. Jadi, tekanan desain adalah: Pdesain = 1,1 (Poperasi + Phidrostatik) = 1,1 (14,696 + 4,625) psi = 21,253 psi = 1,446 atm c. Bahan Konstruksi
F.18
Material
= Stainless Steel SA 167 Grade 11 type 316 (Brownell:342)
Alasan
= Sesuai digunakan untuk tekanan tinggi dan diameter besar.
f
= 18.750 psi
C
= 0,25 in
E
= 0,85
d. Menghitung Tebal Shell (Brownell & Young, 1959:45) Keterangan : ts = Tebal shell (in) P = Tekanan operasi (psi) f = Allowable stress (psi) ri = Jari-jari shell (in) E = Efisiensi pengelasan C = Faktor korosi (in)
ts
=
21,253 (114 / 2) 0,25 18.750 0,85 - 0,6 21,253
= 0,326 in (digunakan tebal standar 3/8 in = 0,375 ft) e. Diameter Luar Shell (ODs) ODs = ID + 2. ts ODs = ID + 2. ts = 119 in + 2 (3/8 in) = 119,75 in = 9,97 ft
F.19
= 3.041 m f. Menentukan tinggi reaktor Tinggi total reaktor = tinggi shell (Hs) + (2 x tinggi tutup) 1. Tinggi Shell (Hs) Volume desain reaktor merupakan penjumlahan volume shell, volume head and bottom torispherical, dan volume straight flange head and bottom. Vr = Vshell + Vhead atas + Vhead bawah + Vstraight flange 3
169,844 ft =
π ID 2 H s 4
(F.9)
π ID 2 sf + (2 0,000076 I D 3 ) + 2 4
Hs = 117,87 in Diambil Hs= 118 in = 9,5 ft = 2,89 m 2. Tinggi Tutup (OA) OA = th + b + sf Keterangan : b
= Depth of dish (inside), in
th
= tebal torispherical head, in
sf = straight flange, in a. Menghitung tebal head
th
P.ID.V C 2.f .E 0,2.P
(Brownell & Young,pers. 7.77,1959)
V
1 (2 k 2 ) 6
(Brownell & Young,pers. 7.76,1959)
Keterangan : V = stress-intensification factor
F.20
k=
a
a , mayor-to-minor-axis ratio b
=
ID 114 = = 57 in 2 2
b=
ID 114 28,5 in 4 4
k=
57 2 28,5
V=
1 (2 2 2 ) 1 6
t=
21,253 114 1 0,25 2 18.750 0,85 21,253 0,2
= 0,326 in Digunakan tebal plat standar = 3/8 in OD
b
OA
icr B
sf
A
ID
t
a
r
Gambar F.3 Dimensi torisherical flanged and dish Heads
b. Tinggi Tutup (OA) Tinggi head and bottom torrispherical adalah :
F.21
OA
= th + b + sf = 0,375 in + 28,5 in + 2 in = 30,875 in = 2,57 ft = 0,78 m
3. Tinggi Cairan (HL,s) Tinggi cairan di shell (HL,S) = HL – OA = 118 in – 30,875 in = 83,125 in = 6,93 ft = 2,11 m 4. Menghitung Tinggi Total Reaktor Tinggi total reaktor = tinggi shell (Hs) + 2 tinggi tutup atau OA = 9,5 ft + (2 x 2,57 ft) = 14,65 ft = 4,46 m 5. Perancangan Sparger - Menentukan Koefisien Difusifitas (D AL) Proses difusi terjadi di dalam fasa cair. Persamaan yang digunakan adalah :
117,3.1018 M T 0,6 μ Vm 0,5
DAL
(Coulson Vol 6, 1989; hal 255, Pers 8.22)
Keterangan : Φ
: Association parameter = 1
M
: Berat molekul larutan, kg/ kgmol = 267,9886
T
: Temperatur, K = 453 K
μ
: Viskositas larutan, kg/m.det = 9,7467 x 10-5
Vm
: Volume molal zat terlarut, m3/ kmol
F.22
Berdasarkan Tabel 8.6 Coulson Vol 6, 1989; hal 256 Vm H2
= 0,0143 m3/ kmol
Difusifitas HCHO dalam Urea solution : DAL = 1,1428 x 10-7 m2/det - Menentukan Δρ ρgas pada T = 343 K dan P = 1 atm = (766,1451-0,3228) kg/m3 = 765,8223 kg/m3
Δρ
- Menghitung Surface Tension P ρ L ρ v 12 L ch 10 M 4
(Pers 8.23, hal 258; Coulson Vol 6, 1989) Keterangan : σL
: Surface tension, dyne/cm
Pch
: Sudgen’s parachor
ρL
: Densitas cairan, kg/m3
ρv
: Densitas saturated vapor, kg/m3
M
: Berat molekul
Dari Coulson Vol 6, 1989; hal 258 dapat dicari nilai P ch : Pch H2
= 34,2
Maka σL
= 0,0001 mJ/m2 = 0,0001 dyne/cm2 = 9,1232 x 10-8 kg/ det
- Menghitung Diameter Gelembung
6 do σL d b g Δρ
1
3
(Treyball 3rd Ed, 1980; Pers 6.1, hal 141)
Keterangan : db
: Diameter gelembung, m
do
: Diameter oriffice = 10 mm standar = 10-2 m
F.23
σL
: Tegangan muka cairan
g
: Percepatan gravitasi, m/ det 2
Δρ
: Densitas (cairan-gas), kg/m3
Jadi diameter gelembung
= 9,0015 x 10-5 m = 9,0015 x 10-3 cm = 0,0900 mm
- Menentukan Koefisien Transfer Massa Campuran (KL) Berdasarkan tabel 23-9, hal 23-43; Perry, 1999 untuk mechanically agitated bubble reactors diperoleh KL = 400 cm/s = 4 m/s
- Menghitung diameter hole sparger Berdasarkan Perry, 1999 diameter hole ditentukan dengan persamaan : Dh
=
(Perry, 1999; hal 6-53)
Keterangan : Dh
: diameter hole, cm
db
: diameter bubble, cm
ρL
: densitas liquid, gr/cm3
ρG
: densitas gas, gr/cm3
σ
: tegangan permukaan liquid
g
: percepatan gravitasi, 980cm/det 2
Maka Dh = 0,9954 cm = 0,01 m Jadi luas tiap hole :
Ah
0,9954 2 4
= 0,7777 cm2
- Laju volumetrik tiap lubang (Qh) Qh6/5
=
Qh6/5
=
Qh
= 1,0740 x 10-4 cm3/det
(Perry, 1999)
F.24
- Kecepatan superficial gas masuk tiap lubang (usg) usg
= Qh/Ah
(Perry, 1999) -4
= 1,0740x10 / 0,7777 = 0,0001 cm/ det = 1,3810x10-6 m/ det = 0,0050 m/ jam
- Menghitung diameter sparger
A
Qt U sg
3.14 / 4.Ds 2
Ds
Qt U sg
4.Qt U sg 3.14
Keterangan : Qt
: laju alir total umpan gas masuk, m3/ jam
Dimana Qtotal
= P/(nRT) = 0,0410 m3/ jam
Ds
: diameter sparger, m
usg
: kecepatan superficial gas, m/s
Ds
=
0,0410m 3 / jam = 1,7401 m = 68.50 in 0,005 m / jam.3,14
- Menghitung pitch sparger Digunakan triangular pitch dengan jarak ke pusat : C
= 1,5 x Dh
C
= 1,5 x 0,9954 cm = 1,4930 cm = 0.58 in
Tinggi (h)
= C x sin 60o = 1,2930 cm
Luas segitiga
=½xCxh = 0,9652 cm2
F.25
- Menentukan banyaknya hole Luas hole total = π/4 (Ds2) = 8,2410 m2 Jumlah hole
= luas hole total/ luas 1 hole = 105.963,0924 buah ≈ 105.963
6. Perancangan flange (head dan bottom) Data perancangan: Tekanan desain
=21,2528 psi
Material flange
= ASTM-201, GRADE B (Brownell and Young, 1959)
Tegangan material flange
= 15.000 psi
Bolting steel
= ASTM-198, GRADE B7 (Brownell and Young, 1959)
Tegangan material bolt
= 20.000 psi
Material gasket
= asbestos composition
Diameter luar shell
= 114,75 in
Diameter dalam shell
= 114 in
Ketebalan shell
= 0,3750 in
F.26
t
h
Gasket
W hG R
hT HG HT
hD
C
go g1
G g1/2
Gambar F.4. Tipe flange dan dimensinya. a. Perhitungan lebar gasket
do = di
y p.m y p(m 1)
Dimana : do
= diameter luar gasket, in
di
= diameter dalam gasket, in
y
= yield stress, lb/in2 (Fig. 12.11)
m
= faktor gasket (Fig. 12.11)
Digunakan gasket dengan tebal 1/8 in, dari Fig. 12.11 (Brownell and Young, 1959), diperoleh: y
= 2600 lb/in2
m
= 6,5
Sehingga diperoleh:
do di
=
2600 (21,2528 6,5) 2600 21,2528.(6,5 1)
= 1,0043
F.27
asumsi bahwa diameter dalam gasket, di sama dengan diameter luar shell sehingga: di
= 119,7500 in
do
=
do x di di
= 1,0043 x 114,7500 = 115,2485 in Lebar gasket minimum, n :
d di = o 2
n
115,2485 114,7500 = 2 = 0,2493 in (digunakan lebar gasket minimum 1/4 in) b. Diameter rata-rata gasket, G G
= di + n = 119,7500 + 0,2500 = 120,00 in
c. Berat beban bolt maksimum, Wm2 Dari Fig 12.12, Brownell and Young,1959: kolom 1 , type 1.a bo
=
=
n 2
0,2500 = 0,125 in 2
Karena bo ≤ ¼ in, maka: b
= bo = 0,125 in
F.28
Wm2
= Hy = xbxGxy
(B & Y,1959, pers. 12.88)
= 3,14 x 0,125 x 115 x 2600 = 117.417,0254 lb Keterangan : Hy
= Berat beban bolt maksimum (lb)
b
= Effective gasket (in)
G
= Diameter gasket rata-rata (in)
d. Beban untuk menjaga joint tight saat operasi, Hp =2bπGmp
Hp
(B & Y,1959, pers. 12.90)
= 2 x 0,125 x 3,14 x 115 x 6,5 x 21,2528 = 12.477,1966 lb Keterangan : Hp
= Beban join tight (lb)
m
= Faktor gasket (fig.12.11)
b
= Effective gasket (in)
G
= Diameter gasket rata-rata (in)
P
= Tekanan operasi (psi)
e. Beban dari tekanan internal, H H
=
π G2 p 4
=
π (120) 2 21,2528 4
= 220.750,4006 lb Keterangan :
(B & Y,1959, pers. 12.89)
F.29
H
= Total joint contact surface (lb)
G
= Diameter gasket rata-rata (in)
P
= Tekanan operasi (psi)
f. Beban operasi total, Wm1 Wm1
= H + Hp
(B & Y,1959, pers. 12.91)
= 220.750,4006 + 12.477,1966 = 233.227,5972 lb Karena Wm1 > Wm2, sehingga Wm1 sebagai beban pengontrol Keterangan : Wm1
= Beban berat bolt (lb)
H
= Total joint contact surface (lb)
Hp
= Beban join tight (lb)
g. Perhitungan luas baut minimum (minimum bolting area) Am1 =
=
Wm1 fb
(B & Y,1959, pers. 12.92)
233.227,5972 20.000
= 11,6614 in2 Keterangan : Wm1
= Beban berat bolt pada kondisi operasi (lb)
Am1
= Total luas bolt pada kondisi operasi (in2)
fb
= bolt stress maksimum yang diijinkan (psi)
h. Perhitungan ukuran baut optimum Berdasarkan Tabel 10.4 (Brownell and Young, 1959) :
F.30
Tabel F.9. perhitungan ukuran baut optimum Bolt Size (d)
Min. Root Area
No. of
Actual No. of Bolt
Bolt
3/4
0,3020
7/8
0,4190
1
0,5510
1.1 /8
0,7280
C =ID + 2 R
Bs
E
NBs/π
R)
38,6138
40,0000
1,1250
3,0000
0,8125
38,1972
265,4025
27,8315
28,0000
1,2500
3,0000
0,9375
26,7380
117,3588
21,1640
24,0000
1,3750
3,0000
1,0625
21,0085
117,6088
16,0184
16,0000
1,5000
3,0000
1,1250
15,2789
117,8588
Digunakan baut berukuran 1 in sebanyak 16 baut dengan bolt circle diameter yang digunakan, C = 117,8588 in i. Perhitungan diameter flange luar Flange OD (A)
= bolt cirlce diameter + 2 E = 117,8588 in + 2 (1,125 ) in = 120,1088 in
j. Koreksi lebar gasket : Ab actual
= jumlah baut x root area = 16 x 0,7280 = 11,6480 in2
k. Lebar gasket minimun : Nmin
(1,145go +
=
=
A b actual f allaw 2yπG
11,6480 in 2 x 20000 psi 2 2.600 3,14 115 in
= 0,1240 in < 0,2493 in, lebar gasket memenuhi
F.31
l. Perhitungan momen
Untuk kondisi tanpa tekanan dalam W
= ½ (Ab + Am1) fa
(B & Y,1959, pers. 12.94)
= ½ ( 11,6480 + 11,6614 ).20.000 = 233.093,7986 lb Keterangan : W
= Berat beban (lb)
Am1
= Luas baut minimum (in2)
Ab
= Luas aktual baut (in2)
fa
= Allowable stress (psi)
Hubungan lever arm diberikan dengan pers. (12.101), B & Y, 1959: hG
= ½ (BC – G) = ½ (117,8588 – 115) = 1,4294 in Keterangan :
hG
= Tahanan radial circle bolt (in)
BC
= Bolt circle diameter (in)
G
= Diameter gasket rata-rata (in)
Flange moment dihitung sebagai berikut (B & Y, 1959, Tabel 12.4) : Ma
= W x hG = 233.093,7986 lb x 1,4294 in = 333.178,4483 lb-in
Untuk kondisi beroperasi W
= Wm1
(B & Y, 1959, pers. 12.95)
F.32
HD
= 0,785 B2 p
(B & Y, 1959, pers. 12.96)
= 0,785.(114,75)2.21,2528 = 219.680,2345 lb Keterangan : HD
= Hydrostatic and force pada area dalam flange (lb)
B
= Diameter dalam flange / OD shell (in)
p
= Tekanan operasi (psi)
The lever arm dihitung dengan pers. 12.100 (B & Y, 1959) : hD
= ½ (BC – B) = ½ (117,8588 in – 114,7500 in) = 1,5544 in
The moment, MD (dari pers. 12.96): MD
= HD x hD = 219,680 lb x 1,5544 in = 341.465,4645 lb-in
HG dari pers. 12.98 (B & Y, 1959) : HG
= Wm1 – H = 233.227,5972 lb – 220.750,4006 lb = 12.477,1966 lb
Momen MG, pers. 12.98 (B & Y, 1959) : MG
= HG x hG = 12.477,1966 lb x 1,4294 in = 17.834,5928 lb-in
HT dihitung dengan pers. 12.97 (B & Y, 1959) :
F.33
= H – HD
HT
= 220.750,4006 lb – 219.680,2345 lb = 1.070,1661 lb Hubungan lever arm, hT pers. 12.102 (B & Y, 1959) : hT
= ½ (hD + hG ) = ½ (1,5544 in + 1,4294 in) =1,4919 in
Flange moments, MT diberikan oleh pers. 12.97 (B & Y, 1959) : MT
= HT x hT = 1.070,1661 lb x 1,4919 in =1.596,5541 lb-in
Jumlah moment untuk kondisi beropersi, Mo Mo = MD + MG + MT
(B & Y, 1959, pers. 12.99)
= 341.465,4645 lb-in + 17.834,5928 lb-in + 1.596,5541 lb-in = 360.896,6114 lb-in Sehingga moment saat tanpa tekanan dalam yang berfungsi sebagai pengontrol adalah : Mmax
= 360.896,6114 lb-in
m. Perhitungan tebal flange : K
=
A B
=
120,1088 = 1,0467 114,7500
F.34
Untuk K = 1,0587, maka diperoleh Y = 38 (Brownell and Young,1959, fig. 12.22, hal. 238). t
=
Y M max f B
=
50 360.896,6114 20.000 114,7500
= 2,8040 in Ketebalan flange yang digunakan 3 in. Keterangan : t
= Ketebalan flange (in)
A
= Diameter luar flange (in)
B
= Diameter dalam flange (in)
K
= Rasio diameter luar terhadap diameter dalam flange
Bolt
t = tebal flange
Gasket
d = diameter baut
Gambar F.5. Detail untuk flange dan bolt pada head Reaktor
7. Desain Pengaduk
F.35
Baffle
Baffle
J
L
HL
W
Dd Da
E
Dt
Gambar F.6. Basis perancangan tangki berpengaduk a. Dimensi pengaduk Digunakan impeller dengan jenis : Jenis
: six flat blade open turbin
Dasar pemilihan
: Sesuai dengan pengadukan larutan dengan viskositas
(Geankoplis 1993,3rd ed : 143 ). Perancangan pengadukan berdasarkan Geankoplis, 1993 Tabel 3.4-1. b. Menentukan Diameter Pengaduk ID = 114 in
ID 3 Di Di
= 38 in = 0,96 m = 3,17 ft
c. Menentukan Tebal (ti) dan Lebar (W) Pengaduk ti = 0,2 Di ti = 7,6 in = 0,19 m = 0,63 ft
(Brown, 1950)
F.36
Di =8 W
(Gean Koplis, 1993)
W = 4,75 in = 0,12 m = 0,39 ft d. Menentukan Lebar Baffle, J Jumlah Baffle : 4 J=
(Wallas,1990)
ID 12
J = 9,5 in = 0,24 m = 0,79 ft e. Menentukan Offset Top dan Offset Bottom Berdasarkan Wallas (1990 : 288) Offset top =
J = 1,58 in = 0,04 m = 0,13 ft 6
Offset Bottom =
Di = 19 in = 0,48 m = 1,58 ft 2
f. Menentukan Jarak pengaduk Dari Dasar Tangki (Zi) Zi 1,3 Di
(Brown, 1950)
Zi = 49,40 in = 1,25 m = 4,12 ft g. Menentukan Jumlah Pengaduk, Nt Menurut Dickey (1984) dalam Walas 1990 hal. 288, kriteria jumlah impeller yang digunakan didasarkan pada viskositas liquid dan rasio ketinggian liquid (HL) terhadap diameter tangki (D). Diketahui bahwa : ID = 9,5 ft HL = 9,5 ft
F.37
HL /ID =
1
µ liquid =
0,0185 cP
Tabel F.10 Pemilihan Jumlah Impeller
Rasio HL/ID maksimum untuk penggunaan 1 buah impeller adalah 1,4 untuk viscositas liquid < 25.000 cP dan rasio HL/ID = 1 maka jumlah impeller yang digunakan sebanyak 1 buah.
h. Menentukan Putaran Pengadukan Kecepatan putaran motor standar yang tersedia secara komersil adalah 37, 45, 56, 68, 84, 100, 125, 155, 190 dan 320 rpm. Digunakan putaran motor 68 rpm = 1,133 rps. (Walas, 1990) Digunakan putaran motor 84 rpm = 1,4 rps ρmix = 1.122,913 kg/m3
Viskositas campuran diprediksi dengan persamaan 3.107, Perry’s Chemical Engineering Handbook, 6th ed, p.3-282 : ln μmix = Σ (wi.ln μmix) = 0,0183 μmix
= 1,0185 cp = 0,001 kg/m.s D I .N. mix mix 2
NRe =
(Geankoplis,Pers.3.4-1, 1978)
F.38
=
0,965 2 x1,4 x1.122,913 0,001
= 1.438.018,055 Dari Figur 10.6 Walas halaman 292 untuk six blades turbine, Np = 5 Kebutuhan teoritis: N p .mix .N3D5i
P =
550x32,17
=
(Geankoplis,Pers.3.4-2, 1978)
5 x70,101x1,4 3 x 3,167 5 550 x32,17
= 17,309 hp
i. Daya yang hilang (gland loss) Hilang (gland loss) = 10 % daya teoritis (MV. Joshi) = 0,1 x 17,309 hp = 1,7309 hp
j. Menghitung daya input Daya input = kebutuhan daya teoritis + hilang (gland loss) = 17,309 hp + 1,7309 hp = 19,04 hp k. Efisiensi motor (η) Berdasarkan Fig. 4-10, vilbrandt,F.C., 1959, diperoleh: Efisiensi motor (η) = 80 %
P=
100 x 19,04 hp = 23,80 hp 80
F.39
l. Menentukan Kebutuhan Daya Menurut Walas sebagai panduan untuk sistem liqiud–liquid, daya pengadukan yang dibutuhkan adalah sekitar 5 hp/1000 gallon liquid. Volume cairan, VL = 16,015 m3 Volume cairan, VL = 4.230,625 gal maka daya yang dibutuhkan adalah P=
= 21,15 hp P = 11.634,22 ft.lbf/s
Kecepatan putaran, N =
N = 1,497 rps N = 89,81 rpm Oleh karena itu pemilihan kecepatan putaran impeller dapat digunakan.
m. Panjang Batang Sumbu Pengaduk (axis length) axis length (L) = tinggi total tangki + jarak dari motor ke bagian atas bearing – jarak pengaduk dari dasar tangki Tinggi total tangki = 14,64 ft Jarak dari motor ke bagian atas bearing = 1 ft Jarak pengaduk dari dasar tangki (ZI)
= 4,12 ft
axis length (L) = 14,64 ft + 1 ft – 4,12 ft
F.40
= 11,53 ft (3,51 m) n. Diameter Sumbu d3 =
Z p x 16
Menghitung Tm Dari M.V Joshi, Pers. 14.10, hal 400, T m= (1,5 or 2,5) x Tc Digunakan Tm = 1,5 Tc Tc =
P x 75 x 60 2xπxN
(M.V. Joshi, Pers. 14.8, hal 400)
Keterangan : Tc = Momen putaran, kg.m P = Daya, Hp N = Kecepatan putaran, rpm Tc =
23,80 x 75 x 60 = 202,92 kg.m 2 x π x 84
Tm= 1,5 x 202,92 kg-m = 304,38 kg.m Menghitung Zp Zp =
Tm fs
(Pers.14.9, M.V. Joshi)
Keterangan : Tm = Torsi maksimum P = Shear stress fs = Section of shaft cross section Material sumbu yang digunakan adalah commercial cold rolled steel. Axis shear stress yang diizinkan, fs = 550 kg/cm2
F.41
Batasan elastis pada tegangan Zp =
= 2.460 kg/cm2
304,34 x 100 = 55,34 cm 550
Menghitung diameter sumbu (d) Zp =
d3 =
. d 3 16
Z p x 16
d = 6,56 cm Digunakan diameter sumbu (d) = 7 cm Cek tegangan yang disebabkan oleh bending moment Tegangan yang disebabkan oleh bending moment equivalent adalah f=
Me d3 32
Me = Zp
Menghitung Bending Moment Me = Bending moment equivalent 1 2 M M 2 Tm 2
Me
=
M
= Fm x L
Fm
=
Tm 0.75 x Rb
(Pers.14.11, M.V. Joshi)
Keterangan : Fm
= bending moment (kg)
Rb
= Jari-jari impeller = ½ Di = ½ x 0,965 m = 0,483 m
F.42
Fm
=
304,38 kg.m = 840,96 kg 0,75 x 0,483
L = Panjang axis = 3,51 m M = 840,96 kg x 3,51 m = 2.955,19 kg.m Me
=
1 2 M M 2 Tm 2
= 2.963,01 kg.m
Tegangan yang disebabkan oleh bending moment equivalent f=
Me = 47.157,808 kg/cm2 3 d 32
Diameter sumbu Karena f > batasan elastis dalam tegangan (47.157,808 > 2.460) maka diameter sumbu yang direncanakan memenuhi. 8. Desain Pendingin Reaksi pembentukan urea formaldehid merupakan reaksi eksotermis dimana sejumlah panas reaksi akan dilepaskan sehingga menyebabkan kenaikan temperatur. Dari perhitungan neraca panas diperoleh kenaikan temperatur sebesar 32,17oC sehingga temperatur akhir bila tanpa pendingin adalah sebesar 102,17oC. Karena reaktor dioperasikan secara isotermal ( 70oC ) maka dibutuhkan media pendingin berupa air sebanyak 11.221 kg/jam. Pemberian atau pengambilan sejumlah panas pada sebuah tangki proses dapat dilakukan dengan 2 cara yaitu dengan memberikan jacket atau lilitan pipa
F.43
panjang (coil) di dalam tangki proses tersebut (Kern, D., 1950, Hal: 716). Untuk menentukan pemakaian jacket atau coil pada tangki proses, dilakukan perhitungan terhadap luas selubung tangki terhadap luas transfer panas (Moss, D., Ed.3th, 2004, Hal: 35) antara lain: Jika luas transfer panas ≤ luas selubung tangki proses : menggunakan jacket Jika luas transfer panas > luas selubung tangki proses : menggunakan coil Luas selubung Reaktor = Luas selimut silinder = π x Ds x H s = 274,84 ft2 Luas transfer panas pada Reaktor = Luas selimut silinder + Luas penampang = (π x Ds x Hs) + (π x 0,25 x Ds2) = 345,26 ft2 Karena luas transfer panas > luas selubung tangki proses maka digunakan coil. Perancangan Coil Pendingin Fluida pendingin yang digunakan : Air Kecepatan fluida pendingin (vc) = 1,5 - 2,5 (Coulson, 1983:534) vc
= 2,5 m/s
Luas permukaan aliran (A) : A
= Fv /v
Fv
= laju alir air
Fv
= M/
M
= 11.221 kg/jam = 8.547,53 lb/jam
air Maka Fv
= 981,199 kg/m3 = 5,6906 m3/jam
F.44
A
= 0,00063 m2
A
4
Dcoil
2
Dcoil = 0,0284 m = 1,117 in Dari Tabel 11. Kern, 1983 diambil ukuran pipa standar : NPS
= 1,25 in
(Sch. 40)
ODcoil = 1,66 in = 0,13 ft IDcoil = 1,38 in = 0,11 ft A'
= 1,495 in2 = 0,0096 ft2
a"
= 0,362 ft2/ft
Gambar. F.7. koil Pendingin
Perhitungan pada Air : Temperatur masuk, T1 = 35 oC = 86 oF Temperatur keluar, T2 = 60 oC = 140 oF Tav
= 113 oF
F.45
ρ air = 981,199 kg/m3 = 61,25 lb/ft3 μ = 0,599 cp = 0,979 lb/ft.jam Fluks massa pemanas total (Gtot) Gtot =
M/A'
= 891.347,66 lb/ft 2.jam
Fluks massa tiap set koil (Gi) Gi = ρsteam.vc Kecepatan medium pemanas di dalam pipa/tube pada umumnya berkisar antara 1,25 – 2,5 m/s. Dipilih : vc = 2,5 m/detik = 8,2021 ft/s Diperoleh : Gi
= 42,527 x 8,2021
= 348,813 lb/s.ft2 Jumlah set koil (N c) G c,tot Nc = 0,709 N c Gi Dipakai , Nc = 1 set koil Koreksi fluks massa tiap set koil (Gi,kor) G G i ,kor tot Nc Gi,kor = 891.347,66 lb/jam.ft 2
Cek Kecepatan Medium Pemanas (vc,cek)
v c ,cek
Gi c
vc,cek = 29.527,56 ft/jam
F.46
= 8,2021 ft/s = 2,5 m/s (memenuhi standar 1,5 – 2,5 m/s) Koefisien transfer panas fluida sisi dalam tube
4200.(1,35 0,02.t b ).v c hi ID0, 2 hi = 8.816,35 Btu/jam.ft2.oF
0 ,8
hio = hi x IDcoil/ODcoil hio = 7.329,26 Btu/jam ft2.F Diameter spiral atau heliks koil = 0,7-0,8 x Dshell (Rase, 1977) Dspiral (dhe)
= 0,8 x IDshell = 0,8 x 9,5 ft = 7,6 ft ID h io 1 3,5 coil D spiral
hio,coil =
hio,coil = 7.701,895 Btu/jam.ft2.oF Koefisien transfer panas fluida sisi luar tube :
k IDcoil .G tot h o 0,36. . IDcoil
0 , 55
Dimana : hi
= koefisien perpindahan panas
IDcoil = diameter dalam koil k
= konduktivitas termal pemanas = 0,29 Btu/(jam.ft 2)(oF/ft)
Cp
= kapasitas panas = 1,058 Btu/lboF
Maka ho = 1.007,91 Btu/jam.ft 2.oF Menentukan koefisien overall bersih, Uc Uc
h i h io h i h io
Uc = 886,06 Btu/(jam)(ft2)(oF)
Cp. . k
1
3
F.47
Rd untuk pemanasan = 0,001 (Tabel 12, Kern, 1965:845) Menentukan koefisien overall desain, UD hd = 1/Rd = 1000 Menentukan koefisien overall desain, UD : UD
Uc hd = 469,79 Btu/(jam)(ft 2)(oF) Uc hd
Menentukan Luas perpindahan panas yang diberikan oleh koil, A
A
Q U D t LMTD
hot fluid (oF) 215,9 158 0 LMTD =
higher T lower T diff 73,93
cold fluid (oF) 140 86 0 o F =
Q
= 2.104.704,97 Btu/jam
A
=
A
= 25,86 ft2
Diff 75,9 72 3,9 23,29
∆t2 ∆t1 ∆t2 - ∆t1 o C
Q UD t
Beban Panas Tiap Set Koil (Q ci) Asumsi : Beban panas terbagi merata pada tiap set koil
Q ci
Qc Nc
Q ci
2.104.704,97 Btu/jam 2.104.704,97 Btu/jam 1
Luas Perpindahan Panas Tiap Set Koil
A ci
Q ci U D TLMTD
F.48
= 25,86 ft2 Jarak Antar Pusat Koil (Jsp) Jsp = ½.ODcoil Jsp = 0,066 ft = 0,02 m Panjang Satu Putaran Heliks Koil (Lhe) Lhe = ½ putaran miring + ½ putaran datar L he 1 / 2..rhe 1 / 2..d he
Diameter spiral atau heliks koil = 0,7-0,8 IDshell (Rase, 1977) Dspiral (dhe) = 0,7.(9,5 ft) = 6,65 ft = 2,02 m
L he 1 / 2(6,4d 2he J sp )1 / 2 1 / 2.d he 2
= 20,88 ft = 6,36 m Panjang Koil Tiap Set (Lci)
L ci
A ci
L ci
25,86 71,43 ft = 21,77 m 0,362
a "t
Jumlah Putaran Tiap Set Koil
N pc
L ci L he
N pc
71,43 ft 3,42 4 putaran 20,88 ft
Koreksi Panjang Koil Tiap Set Lci,kor = Npc x Lhe
F.49
Lci,kor = 4 x 20,88 ft = 83,52 ft = 25,05 m
Tinggi Koil (Lc) Lc = Jsp x Npc x Nc Lc = 3,98 ft = 1,19 m Volume Koil (Vc) Vc = Nc ( / 4 (OD)2 Lci) Vc = 1 ( π/4 0,1328 2 83,52) 1,15 ft3 = 0,10 m3 Cek Tinggi Cairan Setelah Ditambah Koil (hL) Tinggi koil harus lebih kecil daripada tinggi cairan setelah ditambah koil agar seluruh koil tercelup dalam cairan: 3 VL Vc 678,636 ft 1,15 ft hL = A shell 70,846 ft 2
3
hL = 9,595 ft = 2,878 m hL = 9,595 ft > Lc = 3,98 ft (semua koil tercelup di dalam cairan) Cek Dirt Factor Dari Tabel 12 Kern, 1965, Rd min untuk refrigerating liquid, heating, cooling atau evaporating = 0,001 Syarat : Rd > Rd min
Rd
Uc U D Uc U D
Rd
886,06 469,79 0,3 0,001 (memenuhi) 886,06 469,79
Cek Pressure Drop Syarat : < 10 psi
F.50
NRe =
ID .G t = 3.933.171,13 μ
Faktor friksi untuk pipa baja (f)
f 0,0035
0,264 0 , 42 N Re
f = 0,0039
Pressure Drop
5,22.1010.D k .s. L
= 0,1361 psi < 10 psi
(memenuhi)
47,8080 in
Pt
f .G i2 .L he
1,250 in
79,8 in
Gambar.F.8. Dimensi koil
9. Desain Perpipaan dan Nozzle Saluran dibuat dengan menggunakan bahan stainless steel. Diameter optimum tube untuk stainless steel dan alirannya turbulen (NRe > 2.100) dihitung dengan menggunakan persamaan : diopt
= 226.G0,5.ρ-0,35
(Coulson, 1983)
F.51
Dimana : diopt
= diameter optimum dalam tube (mm)
G
= kecepatan aliran massa fluida (kg/s)
ρ
= densitas fluida (kg/m3)
a. Saluran masuk aliran 11 : Data perhitungan : Laju alir massa (G)
= 7154,31 kg/jam
Densitas (ρmix)
= 1.140,3911 kg/m3
Viskositas (μmix)
= 0,0011 kg/m.s
Dari persamaan 5.15, hal. 161. Coulson, 1983, dianggap aliran turbulen. sehingga diperoleh : diopt
= 226.G0,5.ρ-0,35 = 226 x 5,73880,5 x 1.140,3911-0,35 = 46,0840 mm = 1,8143 in
Dipilih spesifikasi pipa (Tabel 11 Kern, 1965) : IPS
= 2 in
Sch
= 40
ID
= 2,0670 in = 0,0525 m
OD
= 2,3800 in = 0,0605 m
A
= 3,3800 in2
F.52
= 0,0022 m2 Laju alir volumetrik (Fv) : Fv
=
G ρ mix
=
2.822,94 kg/jam 1.140,3911 kg/m 3
= 18,1163 m3/jam = 0,0050 m3/s Kecepatan aliran, v : v
=
Fv A
=
0,0050 m 3 /s 0,0022 m 2
= 2,3077 m/s Bilangan Reynold, NRe : NRe
=
ρ mix v ID μ mix
=
1.140,3911 2,3077 0,0525 0,0011
= 120.775,2504 (turbulen) Maka anggapan menggunakan aliran turbulen adalah benar. b. Saluran keluar aliran 17 : Data perhitungan : Laju alir massa (G)
= 5997,29 kg/jam
Densitas (ρmix)
= 1099,9448 kg/m3
Viskositas (μmix)
= 0,0009 kg/m.s
F.53
Dari persamaan 5.15, hal. 161. Coulson, 1983, dianggap aliran turbulen. sehingga diperoleh : diopt
= 226.G0,5.ρ-0,35 = 226 x 5,4930 0,5 x 1.099,9448 -0,35 = 45,6596 mm = 1,7976 in
Dipilih spesifikasi pipa (Tabel 11 Kern, 1965) : IPS
= 2 in
Sch
= 40
ID
= 2,0670 in = 0,0525 m
OD
= 2,3800 in = 0,0605 m
A
= 3,3800 in2 = 0,0022 m2
Laju alir volumetrik (Fv) : Fv
=
G ρ mix
=
19.774,6508 kg/jam 1.099,9448 kg/m 3
= 17,9779 m3/jam = 0,0050 m3/s Kecepatan aliran, v :
F.54
v
=
Fv A
=
0,0050 m 3 /s 0,0022m 2
= 2,2901 m/s Bilangan Reynold, NRe : NRe
=
ρ mix v ID μ mix
=
1.099,9448 2,2901 0,0525 0,0009
= 148.902,0833 (turbulen) Maka anggapan menggunakan aliran turbulen adalah benar. c. Saluran masuk aliran 16 : Data perhitungan : Laju alir massa (G)
= 2378,33 kg/jam
Densitas (ρmix)
= 1.231,2591 kg/m3
Viskositas (μmix)
= 0,0013 kg/m.s
Dari persamaan 5.15, hal. 161. Coulson, 1983, dianggap aliran turbulen. sehingga diperoleh : diopt
= 226.G0,5.ρ-0,35 = 226 x 0,3039 0,5 x 1.231,2591 -0,35 = 10,3238 mm = 0,4064 in
Dipilih spesifikasi pipa (Tabel 11 Kern, 1965) : IPS
= 0,5 in
F.55
Sch
= 40
ID
= 0,6220 in = 0,0158 m
OD
= 0,8400 in = 0,0213 m
A
= 0,3040 in2 = 0,0002 m2
Laju alir volumetrik (Fv) : Fv
=
G ρ mix
=
1.093,9745 kg/jam 1.231,2591 kg/m 3
= 0,8885 m3/jam = 0,0002 m3/s Kecepatan aliran, v : v
=
Fv A
=
0,0002 m 3 /s 0,0002m 2
= 1,2584 m/s Bilangan Reynold, NRe : NRe
=
ρ mix v ID μ mix
=
1.231,2591 1,2584 0,0158 0,0013
= 18.186,1210 (turbulen)
F.56
Maka anggapan menggunakan aliran turbulen adalah benar.
d. Saluran produk kluar aliran 18 : Data perhitungan : Laju alir massa (G)
= 3535,35kg/jam = 11,5356 kg/s
Densitas (ρmix)
= 1.041,2541 kg/m3
Viskositas (μmix)
= 0,0010 kg/m.s
Dari persamaan 5.15, hal. 161. Coulson, 1983, dianggap aliran turbulen. sehingga diperoleh : diopt
= 226.G0,5.ρ-0,35 = 226 x 11,5356 0,5 x 1.041,2541-0,35 = 67,4503 mm = 2,6555 in
Dipilih spesifikasi pipa (Tabel 11 Kern, 1965) : IPS
= 3 in
Sch
= 40
ID
= 3,0680 in = 0,0779 m
OD
= 3,500 in = 0,0889 m
A
= 7,3800 in2 = 0,0048 m2
Laju alir volumetrik (Fv) :
F.57
Fv
=
G ρ mix
=
41.528,2108 kg/jam 1.041,2541 kg/m 3
= 39,8829 m3/jam = 0,0111 m3/s Kecepatan aliran, v : v
=
Fv A
=
0,0111 m 3 /s 0,0048m 2
= 2,3268 m/s Bilangan Reynold, NRe : NRe
=
ρ mix v ID μ mix
=
1.041,2541 2,3268 0,0779 0,0010
= 184.471,6695 (turbulen) Maka anggapan menggunakan aliran turbulen adalah benar e. Nozzle pengaduk Diameter sumbu: D
= 7 cm = 2,7559 in
f. Saluran masuk pendingin Data perhitungan : Laju alir massa (G)
= 11221,01865 kg/jam
F.58
= 1,0768 kg/s Densitas (ρ)
= 681,1989 kg/m3
Viskositas (μ)
= 0,0003 kg/m.s
Dari persamaan 5.15, hal. 161. Coulson, 1983, dianggap aliran turbulen. sehingga diperoleh : diopt
= 226.G0,5.ρ-0,35 = 226 x 1,07680,5 x 681,1989 -0,35 = 23,9071 mm = 0,9412 in
Dipilih spesifikasi pipa (Tabel 11 Kern, 1965) : IPS
= 1in
Sch
= 40
ID
= 1,0490 in = 0,0266 m
OD
= 1,3200 in = 0,0335 m
A
= 0,8640 in2 = 0,0006 m2
Laju alir volumetrik (Fv) : Fv
=
G ρ
=
3.876,4327 kg/jam 681,1989 kg/m 3
= 5,6906 m3/jam = 0,0016 m3/s
F.59
Kecepatan aliran, v : v
=
Fv A
=
0,0016 m 3 /s 0,0006 m 2
= 2,8358 m/s Bilangan Reynold, NRe : NRe
=
ρ v ID μ
=
681,1989 2,8358 0,0266 0,0003
= 188.536,3672 (turbulen) Maka anggapan menggunakan aliran turbulen adalah benar. g. Saluran keluar pendingin Data perhitungan : Laju alir massa (G)
= 11221,01865 kg/jam = 1,0768 kg/s
Densitas (ρ)
= 681,1989 kg/m3
Viskositas (μ)
= 0,0003 kg/m.s
Dari persamaan 5.15, hal. 161. Coulson, 1983, dianggap aliran turbulen. sehingga diperoleh : diopt
= 226.G0,5.ρ-0,35 = 226 x 1,07680,5 x 681,1989 -0,35 = 23,9071 mm = 0,9412 in
F.60
Dipilih spesifikasi pipa (Tabel 11 Kern, 1965) : IPS
= 1in
Sch
= 40
ID
= 1,0490 in = 0,0266 m
OD
= 1,3200 in = 0,0335 m
A
= 0,8640 in2 = 0,0006 m2
Laju alir volumetrik (Fv) : Fv
=
G ρ
=
3.876,4327 kg/jam 681,1989 kg/m 3
= 5,6906 m3/jam = 0,0016 m3/s Kecepatan aliran, v : v
=
Fv A
=
0,0016 m 3 /s 0,0006 m 2
= 2,8358 m/s Bilangan Reynold, NRe : NRe
=
ρ v ID μ
F.61
=
681,1989 2,8358 0,0266 0,0003
= 188.536,3672 (turbulen) Maka anggapan menggunakan aliran turbulen adalah benar. d1
d2
h f
b
d3 D
Gambar.F.9. Detail nozzle 10. Penentuan Manhole Manhole adalah lubang pemeriksaan yang diperlukan pada saat pembersihan atau pemeriksaan pada bagian dalam kolom. Direncanakan manhole di pasang pada kolom bagian atas reaktor dengan ukuran standar 20 in berdasarkan rekomendasi API Standard 12 C (Brownell and Young, Ap. F item 4), dengan spesifikasi : Tebal shell
= 0,3750 in
Tebal flange
= 3 in
Jumlah
= satu
Ukuran potongan : Weld A
= 0,1875 in
Weld B
= 0,3125 in
Panjang sisi
= 45,5 in
Lebar reinforcement (W)
= 54 in
F.62
Diameter manhole, ID
= 20 in
Maksimum diameter lubang, Dp
= 24,5 in
Diameter plat penutup cover plate
= 28,75 in
Diameter bolt circle, DB = 26,25 in
,5"
121/4"
27"
45
45,5"
9"
261/4"
2"
283/4" 5/8" diam rod 1/4 " 3" 5/16" 5" (min)
6"
5/16" 5/16'’
20"
3/16"
241/2"
Gambar F.10. Manhole
11. Menghitung Penyangga Reaktor a. Berat Shell IDs
= 9,5 ft
ODs
= 9,5625 ft
Hs
= 9,25 ft
ρsteel
= 489 lb/ft3
Berat shell
= ¼.π.(ODs2 – IDs2).Hs.ρstell
(Foust, App. D-10, p. 742)
F.63
= ¼.π.( 9,5625 2 – 9,52). 9,25. 489 = 4.232,5329 lb b. Berat Head ODdish
= 114,7500 in
sf
= 2 in
icr
= 0,9375 in
th
= 0,3750 in (0,0313 ft)
ρsteel
= 489 lb/ft3
(Foust, App. D-10, p. 742)
Untuk th < 1 in perkiraan blank diameter (bd) adalah : bd
= OD +
OD + 2 . Sf + 2/3 . icr (B & Y. Eq.5-12,p.88) 42
= 114,7500 + (114,7500/42) + (2. 2) + (2/3. 0,9375) = 122,1071 in = 10,1756 ft Berat dish
= 2(¼ π (bd)2 x th x ρsteel) = 2(¼ π (10,1756)2. 0,0313. 489) = 2.485,4121 lb
c. Berat coil Vc
= 1,156 ft3
ρsteel
= 489 lb/ft3
Berat koil
= volume koil x ρsteel = 1,156 x 489 = 565,45 lb
d. Berat opening
(Foust, App. D-10, p. 742)
F.64
Berat manhole Manhole 20 in
= 428 lbm
Berat tutup
= 29,22 lbm
Berat manhole
= 457,22 lb
(Foust, App. D-10, p. 742)
Berat nozzles Nozzle aliran 3 : Ukuran Nozzle
= 2 in
Berat Nozzle
= 6 lb
(fig.12.2. B & Y, 1959)
Nozzle aliran 7 : Ukuran Nozzle
= 2 in
Berat Nozzle
= 6 lb
(fig.12.2. B & Y, 1959)
Nozzle aliran 14 : Ukuran Nozzle
= 0,5 in
Berat Nozzle
= 2 lb
(fig.12.2. B & Y, 1959)
Nozzle pengaduk : Ukuran Nozzle
= 3 in
Berat Nozzle
= 10 lb
(fig.12.2. B & Y, 1959)
Nozzle amonia masuk koil : Ukuran Nozzle
= 1 in
Berat Nozzle
= 2 lb
(fig.12.2. B & Y, 1959)
F.65
Nozzle pemanas keluar koil : Ukuran Nozzle
= 1 in
Berat Nozzle
= 2 lb
(fig.12.2. B & Y, 1959)
Nozzle produk keluar koil : Ukuran Nozzle
= 3 in
Berat Nozzle
= 10 lb
Berat nozzle total
= 6 + 6 + 2 + 10 +2 + 2 + 10
(fig.12.2. B & Y, 1959)
= 38 lb Berat total opening Berat total opening
= berat manhole + berat nozzle = 457,22 + 38 = 495,22 lb
e. Berat sistem pengaduk Berat impeller Berat impeller Diketahui : Da
= 3,1667 ft
W
= 0,3958 ft
ta
= 0,6333 ft
ρsteel
= 489 lbm/ft3
Berat total six blade : Berat
= 6[(Da/2).W.ta.ρsteel]
(Foust, App. D-10, p. 742)
F.66
= 6.[( 2,1667 /2). 0,3958 x 0,6333 x 489] = 1.164,6010 lb
Berat sumbu Material sumbu : Commercial cold rolled steel Diketahui : L
= 11,2791 ft
d
= 7 cm (0,2297 ft)
ρsteel
= 489 lbm/ft3
Berat sumbu
(Foust, App. D-10, p. 742)
= ¼ π d2 L ρ = ¼ x 3,14 x 0,2297 2 x 11,2791 ft x 489 = 228,4744 lbm
Berat total
= berat impeller + berat sumbu = 1.164,6010 + 228,4744 = 1.393,0755 lb
Berat baffle Panjang baffle, H = 5,2118 ft Lebar baffle, J
= 0,7917 ft
Tebal baffle , tb
=½J = 0,3958 ft
Jumlah
= 4 buah
ρsteel
= 489 lbm/ft3
(Foust, App. D-10, p. 742)
Berat total baffle = jumlah x tebal x lebar x tinggi x ρsteel = 4 x 0,3958 x 0,7917 x 5,2118 x 489
F.67
= 3.194,5654 lb Berat fluida dalam reaktor
Berat bahan baku Berat bahan baku
= 9532,64 kg = 39.646,1265 lb
Berat air pendingin Volume koil, Vc
= 1,156 ft3
Ρ
= 681,1989 lb/ft3
Berat air pendingin
= Vc x ρ = 1,156 x 681,1989 = 49,17 lb
Berat total fluida Berat total fluida
= Berat bahan baku+Berat air pendingin = 39.646,1265 lb + 49,17 lb = 39.695,30 lb
Berat reaktor Berat mati reaktor
= berat shell + berat head + berat coil + berat opening + berat pengaduk + berat baffle + berat fluida dalam reaktor = 50.486,055 lb = 22.900,117 kg
12.
Desain sistem penyangga Berat untuk perancangan
= 1,2 x berat mati reaktor
F.68
= 1,2 x 50.486,055 lb = 60.583,267 lb
Reaktor disangga dengan 4 kaki. Kaki penyangga dilas ditengah – tengah ketinggian (50 % dari tinggi total reaktor).
3,120
10'
12"
60,8125"
5/8"
60"
3/16"
Gambar F.11. Sketsa sistem penyangga reaktor a. Leg Planning Digunakan kaki (leg) tipe I-beam dengan pondasi dari cor atau beton.
F.69
2
1
1
2
Gambar F.12. Kaki penyangga tipe I beam Karena kaki dilas pada pertengahan ketinggian reaktor, maka ketinggian kaki: Hleg
=½ H+L = (½. 14,3958) + 5 = 12,1979 ft = 146,3750 in
keterangan : H : tinggi reaktor (14,3958 ft) L : jarak antara bottom reaktor ke pondasi (digunakan 5 ft)
Dipilih digunakan I-beam 7 in dimensi I-beam : kedalaman beam
= 5 in
Lebar flange
= 3,2840 in
Web thickness
= 0,4940 in
Ketebalan rata-rata flange
= 0,3260 in
Area of section (A)
= 4,29 in2
Berat/ft
= 14,75 lb
(B & Y, App. G, item 2)
F.70
Peletakan dengan beban eksentrik (axis 1-1) : I
= 15 in4
S
= 6 in3
r
= 1,87 in
Peletakan tanpa beban eksentrik (axis 2-2) : I
= 1,7 in4
S
= 1 in3
r
= 0,63 in
Cek terhadap peletakan sumbu axis 1-1 maupun axis 2-2 . Axis 1-1 l/r
= 146,3750 in/ 1,87 in = 78,2754 (l/r < 120, memenuhi)
(B & Y, 1959, p.201)
Stress kompresif yang diizinkan (fc): fc
=
=
18.000 l2 1 2 18.000 r
(Pers. 4.21, brownell and Young,1959)
18.000 146,3750 2 1 2 18.000 1,87
= 13.428,9172 lb/in2 fc <15.000 psi , sehingga memenuhi
(Brownell and Young, p.201)
Jarak antara center line kolom penyangga dengan center line shell (a) : a
= ½ x lebar flange + 1,5 = ½ x 3,284 +1,5 = 3,1420 in
y
= ½ x lebar flange
F.71
= ½ x 3,284 = 1,6420 in Z
= I/y = 15/1,6420 = 9,1352 in3
Beban kompresi total maksimum tiap leg (P) :
P Gambar F.13. Sketsa beban tiap lug
P
=
4 Pw (H L) Σ W n D bc n
(Pers. 10.76, B & Y, 1959)
Umumnya vessel dengan penyangga lug atau lug supported memiliki ketinggian yang lebih rendah dibandingkan skirt supported vessel, sehingga wind load sangat minor pengaruhnya. Wind load cenderung mempengaruhi vessel jika vessel dalam keadaan kosong. Berat vessel dalam keadaan terisi oleh cairan cenderung stabil (Hal.197, Brownell & Young, 1959). P
=
ΣW n
= 60.583,2671 lb/4 = 15.145,81 lb
F.72
Keterangan : Pw
= beban angin total pada permukaan yang terbuka, lbm
H
= tinggi reaktor di atas pondasi, ft
L
= jarak dari fondasi ke bagian bawah reaktor, ft
Dbc
= diameter anchor-bolt circle, ft
n
= jumlah penyangga, n
ΣW
= berat reaktor kosong + berat liquid dan beban mati lainnya, lbm = 60.478,2333 lbm
Menghitung beban eksentrik : fec
=
P. a Z
=
15.119,5583 x 3,1420 9,1352
(Pers. 10.98, B & Y, 1959)
= 5.209,31 lb/in2 f
= fc – fec = 13.428,9172 lb/in2 – 5.200,2854 lb/in2 = 8.219,60 lb/in2
Luas penampang lintang : A
=
P f
(Pers. 10.98, Brownell and Young, 1959)
= 15.45,81 / 8.219,60 = 1,8426 in2 < A tabel (4,2900 in2), sehingga memenuhi.
F.73
Axis 2-2 l/r
= 146,3750 in/ 0,63 in = 232,3413 (l/r >120, tidak memenuhi)
(B & Y, 1959, p.201)
b. Lug Planning P
= 15.119,5583 lb
Masing-masing penyangga memiliki 4 baut (bolt) Beban maksimum tiap baut: Pbolt
=
=
P nb 15.145,81 4
= 3.786,45 lb Luas lubang baut : Abolt
=
Pbolt f bolt
=
3.786,45 12.000
(Pers.10.35, B &Y, 1959)
= 0,315 in2 Keterangan : fbolt
= stress maksimum yang dapat ditahan oleh setiap baut = 12.000 psi
Digunakan baut standar dengan diameter = 0,875 in (Tabel 10.4,B & Y, 1959) Ketebalan plat horizontal :
thp
=
6 My f allow
(Pers.10.41, B & Y, 1959:193)
F.74
My
=
Pbolt 2l 1 1 1 ln 4 e
(Pers.10.40, B & Y, 1959:192)
dengan : thp
= tebal horizontal plat, in
My
= bending momen maksimum sepanjang sumbu radial, in-lb
P
= beban baut maksimum, lb = 3.779,8896 lb
A
= panjang kompresi plate digunakan, = ukuran baut + 9 in = 0,875 in + 9 in = 9,875 in
h
= tinggi gusset = 12 in (Brownell and Young, 1959, p.192)
b
= lebar gusset, in = ukuran baut + 8 in = 0,875 in + 8 in = 8,875 in
l
= jarak radial dari luar horizontal plate luar ke shell, in = 6 in
µ
= poisson’ratio (untuk steel, µ = 0,3) (Brownell and Young, 1959)
fallow
= stress yang diizinkan = 12,000 psi
γ1
= konstanta dari tabel 10.6 Brownell and Young, 1959
e
= jarak konsentrasi beban = setengah dari dimensi nut, in = ½ x 7/8 in = 0,4375 in
F.75
Ketebalan plat kompresi: b l
= 9,875 in/ 6 in = 1,4792 in
Dari tabel 10.6, Brownell and Young, 1959, diperoleh γ1 γ1
= 1,4792
My
=
2 6 3.786,45 1 0,1770 1 0,3 ln 4 0,4375
= 1.097,53 lb-in thp
=
6 1.097,53 12.000
= 0,7408 in (digunakan plat standar 3/4 in) Ketebalan gusset tg
= 3/8 x thp = 3/8 x 7/8 = 0,2813 in
(Pers.10.47, B & Y, 1959)
F.76
6" 9,5" ¾”
12"
8,5"
0,2344"
12"
1½“ ¾”
3,43"
Gambar F.14. Detail Lug
c. Base Plate Planning Digunakan I- beam dengan ukuran 5 in dan 14,75 lb/ft Panjang kaki (Hleg)
= 146,3750 in
Sehingga berat satu leg
= 12,1979 ft x 14,7500 lb/ft = 179,9193 lb
Beban base plate Pb
= berat 1 leg + P = 179,9193 lb + 3.786,45 lb = 3.966,37 lb
Base plate area :
n
pa
0,95 hb
m
le
0,8 fw
Gambar F.15. Sketsa area base plate
F.77
Abp
=
Pb f
=
3.966,37 545
= 7,27 in2
(= Abp min)
Dengan: Pb = base plate loading f
= kapasitas bearing (untuk cor, f = 545 psi)
Untuk posisi leg 1-1 Abp
= lebar (le) x panjang (pa) = (0,8 fw + 2n)(0,95 hb + 2m)
dengan : fw = lebar flange ( 3,2840 in) hb = kedalaman beam (5 in) m = n (diasumsikan awal) Abp
= (0,8 x 3,2840 + 2n)(0,95 x 5 + 2n)
7,277 in2
= (0,8 x 3,2840 + 2n)(0,95 x 5 + 2n)
Didapat nilai n
= -0,3948 in
maka, le
= (0,8 x 3,2840) + (2 x -0,3948) = 1,8376 in
pa
= (0,95 x 5) + (2 x -0,3948) = 3,9604 in
umumnya dibuat pa = le, maka dibuat pa = le = 3,9604 in Abp,baru
= 1e x pa
F.78
= 3,9604 x 3,9604 = 15,6849 in2 nbaru
=
(1e 0,8. f w ) 2
=
3,9604 0,8 3,2840 2
= 0,6666 in
mbaru
=
p a 0,95.hb 2
=
3,9604 0,95 5 2
= -0,3948 in Tekanan aktual, Pa : Pa
=
=
P A bp,baru
3.966,37 15,68
= 252,87 psi Tebal base plate: tbp
= (0,00015 x Pa x n2)1/2 = (0,00015 x 252,87 x 0,66662)1/2 = 0,1298 in (digunakan plat standar 3/16 in)
13. Perancangan Pondasi Perancangan pondasi dengan sistem konstruksi beton terdiri dari campuran semen : kerikil : pasir, dengan perbandingan 1 : 2 : 3. Direncanakan pondasi
F.79
berbentuk limas terpancung. Dianggap hanya gaya vertikal dari berat kolom yang bekerja pada pondasi. Berat vesel, termasuk perlengkapannya yang diterima oleh : I-Beam pada kondisi operasi
= 60.583,26 lbm
Berat I-Beam yang diterima oleh base plate
= 3.966,37 lbm +
Jadi berat total yang diterima oleh pondasi
= 64.549,64 lbm
Digunakan tanah dengan ukuran : Luas bagian atas (a)
= 7.225 in2 (85 in x 85 in)
Luas bagian bawah (b)
= 8.100 in2 (90 in x 90 in) = 56,25 ft2
Tinggi pondasi
= 30 in
Volume pondasi
= 1/3 x tinggi pondasi x ((a+b) + (axb)1/2 ) = 229.750 in2 = 132,9572 ft3
Berat pondasi (W)
= V x densitas beton = 132,9572 ft3 x 140 lb/ft = 18.614,0045 lbm
Jadi berat total yang diterima tanah adalah Wtot
= Berat total yang diterima pondasi + berat pondasi = 64.549,64 lbm + 18.614,00 lbm = 83.163,64 lbm
Tegangan tanah karena beban (T) = P/F < 10 ton/ft 2 Keterangan :
F.80
P = Beban yang diterima tanah (lb) F = Luas alas (ft2) Jadi tegangan karena beban (г) : Г
=
Wtot b
=
83.163,64 = 1.478,46 lb/ft2 56,25
= 0,6706 ton/ft2 < 10 ton/ft2 Pondasi dapat dipasang pada tanah clay, sebab tegangan tanah karena beban kurang dari safe bearing maksimal pada tanah clay.